本科毕业设计-循环苯精馏塔设计.docx

JINGCHU UNIVERSITY OF TECHNOLOGY本科毕业设计循环苯精馏塔设计 学 院 化工与药学院 专 业 过程装备与控制工程年级班别 学 号 学生姓名 指导教师 2017年 5 月 12 日目录第1章 概述11.1 精馏塔国内外发展状况及现状11.2 精馏原理11.3 苯和乙苯的性质11.3.1苯、乙苯的物理性质21.3.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力21.3.3苯、乙苯在某些温度下的粘度21.3.4苯、乙苯的液相密度2第2章 设计方案的确定及流程说明32.1 工艺流程32.2 设备选型32.2.1 塔设备选型32.2.2 塔板的类型与选择42.2.3 操作条件5第3章 精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择53.1 理论级数NT的确定53.2 回流比R的选择53.3 进料位置的选择63.4 操作压力的选择63.5 操作条件63.6 辅助设备模拟结果8第4章 循环苯精馏塔工艺设计84.1 塔高的估算84.2 塔径D94.3 液流型式的选择104.4 降液管及溢流堰尺寸114.4.1 降液管尺寸114.4.2 溢流堰尺寸114.5 浮阀数及排列方式124.5.1 浮阀数124.5.2 浮阀排列方式124.6 塔板流动性能的校核134.6.1 液沫夹带量校核134.6.2 塔板阻力计算144.6.3 降液管液泛校核154.6.4 液体在降液管内停留时间校核154.6.5 严重漏液校核154.6.6 塔板负荷性能图164.6.7 塔板设计结果18第5章 塔附属设备的选型与设计205.1 换热设备205.2 原料泵的选择20第6章 塔设备结构设计216.1 塔盘类型的选择216.2 降液管的形式226.3 受液盘的设计226.4 溢流堰的设计226.5 塔盘的支承结构236.6 封头236.7 人孔246.8 接管与法兰246.8.1 接管246.8.2 法兰256.9 垫片的选用256.10 裙座266.11 吊柱266.12 除沫器的设计276.13 塔高的确定27第7章 塔设备的机械设计297.1 容器类别的确定297.2 选择材料297.3 按计算压力计算筒体和封头的厚度297.4 塔的质量计算307.4.1 塔壳和裙座的质量307.4.2 塔内构件质量307.4.3 人孔、法兰、接管与附属物质量307.4.4 保温材料质量307.4.5 平台、扶梯质量317.4.6 操作时塔内物料质量317.4.7 充水质量317.4.8 全塔操作质量317.4.9 全塔最小质量317.4.10 全塔最大质量317.5 塔的自振周期计算327.6 地震载荷计算327.7 风载荷的计算337.7.1 风力计算337.7.2 风弯矩计算357.8 各种载荷引起的轴向应力357.8.1 计算压力引起的轴向拉应力357.8.2 重量载荷引起的轴向压应力357.8.3 最大弯矩引起的轴向应力367.9 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核377.9.1 筒体的强度与稳定性校核377.9.2 裙座的稳定性校核377.10 筒体和裙座水压试验应力校核387.10.1 筒体水压试验应力校核387.10.2 裙座水压试验应力校核397.11 封头校核397.12 基础环设计397.12.1 基础环尺寸397.12.2 基础环的应力校核407.12.3 基础环厚度407.13 地脚螺栓计算417.13.1 地脚螺栓承受的最大拉应力417.13.2 地脚螺栓直径417.14 裙座的尺寸计算437.15 开孔补强43第8章 焊接设计448.1 接头的分类及其选择448.2 焊接方法458.3 焊接顺序468.3.1 焊前清理468.3.2 焊接过程和顺序46第9章 制造、加工与检验469.1 制造要求469.1.1 材料检验469.1.2 冷热成形479.2 制造与组装479.3 焊接及其特点479.4 设备的检验47结论48参考文献49III循环苯精馏塔设计摘要本设计是苯、乙苯分离工艺流程中从烃化液分离出苯的一个精馏装置,设计的是板式塔中的浮阀塔，精馏过程采用板式塔实现，塔盘形式采用浮阀塔。设计过程中首先依据分离工艺过程要求对塔设备进行了工艺计算，确定了塔径、塔高、塔盘数量和溢流堰等工艺结构尺寸,并对塔附属设备进行了选型；接着对塔设备进行零部件结构设计，确定了塔盘、降液管、溢流堰和封头等结构；随后依据GB150-2011压力容器和NB/T 47041-2014塔式容器等关于压力容器设计方面的国家标准和相关设计手册对塔设备进行了强度计算和稳定性校核，进一步确定了封头、塔体和裙座的壁厚，并对一些危险截面进行风载荷和地震载荷的校核计算，最后对几种焊接接头进行说明并对塔设备的焊接、制造和检验提出了具体要求。【关键词】精馏；板式塔；浮阀塔；结构设计；稳定性校核Cyclic benzene distillation column designAbstractThis design is a distillation unit that separates benzene from hydrocarbon from the process of benzene and ethyl benzene separation process，the design is float valve tower in the plate tower，the distillation process is realized by plate type tower，tray tower adopts float valve tower. In the design process first, according to the separation process requirements of the tower process calculation. The size of the process structure, such as tower diameter, tower height, plate number and overflow weir, is determined, and select the tower attached equipment. Then the parts of the structure design of the tower equipment. The tray, the hydraulic pipe, the overflow weir, and the head structure are determined. Then according to the national standard GB150-2011 steel pressure vessel， NB/T 47041-2014“tower vessel” and so on pressure vessel design and related design manual of tower equipment for the calculation of strength and stability. To further determine the head, the tower body and the skirt of the wall thickness. The wind loads and seismic loads are checked and checked for some dangerous cross section. Finally, several welding joints are explained, and the requirements for welding, manufacturing and inspection of tower equipment are put forward.【Keywords】Rectification; Plate tower; Float valve tower; Structural design; Stability checking51荆楚理工学院毕业设计第1章 概述1.1 精馏塔国内外发展状况及现状气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为筛板塔、浮阀塔及泡罩塔，而前者使用尤为广泛。在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广、量大。据统计，塔设备无论其投资费还是所有消耗的钢材重量，在整个过程装备中所占的比例都相当高。1.2 精馏原理精馏是分离液体混合物最常用一种单元操作，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。 精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）连续排出。在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段，塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段。 精馏用于比较难分离的体系，用普通的精馏不能分离的体系则可用特殊的精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。1.3 苯和乙苯的性质苯（benzene， CH)有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味、油状的透明液体，其密度小于水，具有强烈的特殊气味。可燃，有毒，为IARC第一类致癌物。苯不溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机剂。熔点为5.5，沸点为80.1。如用水冷却，可凝成无色晶体。苯的性质是易取代，难氧化，难加成。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。乙苯（ethylbenzene，C6H5C2H5）是一个芳香族的有机化合物，主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，所制成的苯乙烯一般被用来制备常用的塑料制品聚苯乙烯。乙苯经过催化脱氢，生成氢气和聚苯乙烯。乙苯也存在与某些颜料中。外观与性状： 无色液体，有芳香气味。熔点()： -94.9。沸点()： 136.2。相对密度(水=1)： 0.87。相对蒸汽密度(空气=1)： 3.66。饱和蒸汽压(kPa)： 1.33(25.9)。临界温度()： 343.1。临界压力(MPa)： 3.70。闪点()：15。引燃温度()：432。溶解性：不溶于水，可混溶于乙醇、醚等多数有机溶剂。摩尔折射率：8.96,摩尔体积（m3/mol）：45.7。等张比容（90.2K）：91.5,表面张力（dyne/cm）：16.0。介电常数：3.24,偶极距（10-24cm3）：,极化率：3.55。1.3.1苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.71.3.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.821.3.3苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2261.3.4苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7第2章 设计方案的确定及流程说明2.1 工艺流程图2.1 苯、乙苯分离工艺流程由P-101泵将烃化液从中间罐V-101中引出，送至进料预热器E-101，在E-101中与釜液换热回收热量被预热至95，进入循环苯塔T-101中。循环苯塔所需热量由再沸器E-103加入驱动精馏过程后，其热量由冷凝器E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝。凝液经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送至冷却器E-105，冷却至40，然后进入产品储罐V-103中。T-101塔排出的釜液经E-101与进料换热后，由E-104冷却至40，然后进入产品罐V-104中。2.2 设备选型2.2.1 塔设备选型实现精馏过程的主体设备主要有填料塔和板式塔。填料塔属于微分接触型的气液传质设备。塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件。液体在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相间的传质和传热。两相的组分浓度或温度沿塔高呈连续变化。板式塔是一种逐级（板）接触的气液传质设备。塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡和喷射的形式穿过塔板上的液层，使气-液相密切接触而进行传质与传热，两相的组分浓度呈阶梯式变化。填料塔与板式塔的主要区别见表2.1所示。表2.1 填料塔与板式塔的比较填料塔板式塔压降小尺寸填料，压降较大，而大尺寸填料及规整填料，则压降较小较大空塔气速小尺寸填料气速较小，而大尺寸填料及规整填料则气速可较大较大塔效率传统的填料，效率较低，而新型乱堆及规整填料则塔效率较高较稳定、效率较高液-气比对液体量有一定要求较大持液量较小较大安装、检修较难较容易材质金属及非金属材料均可一般用金属材料造价新型填料，投资较大大直径时造价较低综合考虑上表各项，板式塔由于比填料塔性能稳定、效率高、安装检修方便及造价低等优点，本设计选用板式塔。2.2.2 塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。其中泡罩塔是工业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩。它的优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产效率及板效率较低。筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。筛板的特点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞不宜处理易结焦、粘度大的物料。浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的。其结构特点是在塔板上开有若干阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。它的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发较其他几种塔型的塔板广泛，是目前新型塔板研究开发的主要方向。常用板式塔的性能比较见表2.2所示。表2.2 板式塔性能的比较塔型与泡罩塔相比的相对气相负荷效率操作弹性85%最大负荷时的单板压降/mm（水柱）与泡罩塔相比的相对价格可靠性泡罩塔1.0良超45801.0优浮阀塔1.3优超45600.7良筛板塔1.3优良30500.7优由表2.2看出，浮阀塔在相对气液相负荷、效率、操作弹性、以及价格方面都较其他两种塔优，因此本设计选用浮阀塔，其特点如下：1) 生产能力大 浮阀塔板较大的开孔率使其生产能力较泡罩塔大20%40，而与筛板塔生产能力相近。2) 操作弹性大 在较宽的气、液负荷变化范围内均可保持高的板效率。其弹性范围为59,比筛板塔和泡罩塔的弹性范围都大。3) 塔板效率高 上升气体以水平方向吹入液层，延长了气液接触时间并减小了雾沫夹带量。4) 气体压力降及液面落差较小 气液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小。5) 结构简单、安装方便，并且造价低 浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60%80%，为筛板塔的120%130%。根据介质的性质，本设计选用的是浮阀塔。2.2.3 操作条件设计从烃化液中分离乙苯的精馏装置，要求从塔顶馏出的苯液中，乙苯含量低于0.5%，釜液中苯含量低于0.2%。塔顶馏出液及釜液温度降至40。烃化液参数如表2.3所示。表2.3 烃化液流量计组成组分名称苯甲苯乙苯二甲苯二乙苯三乙苯焦油水组成摩尔分数0.60.060.310.010.0630.0030.005560.006流量质量流量/（kg/h）14110摩尔流量/（kmol/h）154.63温度/60公用工程条件：（1）加热蒸汽等级：0.9MPa（绝压）。（2）循环冷却水：30。（3）供电容量可满足需要。本设计使用地为中山市，地震烈度为7度，基本地震加速度值为0.10g。第3章 精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择设循环苯塔参数的初值为：理论级数NT=31（不含再沸器）；进料理论级位置NF=14；回流比R=1.0；操作压力，塔顶压力0.12MPa（绝压），全塔压差P=0.025MPa。应用通用软件ASPEN PLUS,输入给定的设计条件及初值，进行严格计算。调整理论级数及回流比，核算塔顶采出量D是否符合物料平衡关系，使塔满足分离要求，作为分离计算的初步结果。3.1 理论级数NT的确定 当所有操作条件不改变的条件下，对理论级数NT与分离要求进行灵敏度分析，如图3.1所示。图3.1 理论级数对分离的影响由图3.1两曲线趋势可见，当NT增至32块时其对分离的影响不大，全塔理论级选择NT=32为宜。3.2 回流比R的选择根据前述结果，修改理论级数NT及进料位置NF，进行回流比R对分离要求的灵敏度分析。图3.2 回流比对分离的影响由图3.2可见，回流比R减至0.8时，对分离要求影响不大，R应在0.81.2范围内比较适宜，选择回流比R为1.0。3.3 进料位置的选择 将回流比改成当前适宜值，根据进料位置NF对分离要求精度进行灵敏度分析。图3.3 进料位置对分离的影响由图中曲线变化趋势可知，进料位置在第1021理论级范围比较适宜，选择进料级第14级。3.4 操作压力的选择将进料位置改为当前适宜值。从以上计算结果可知，常压下塔顶温度为86，塔底温度为154，冷、热公用工程物流，均可满足要求，选择常压即可。3.5 操作条件根据以上所选定的热力学模型以及适宜操作范围和理论级数，对该塔进行严格计算，获得适宜结构及操作条件为：理论级数NT=32（含再沸器）；进料理论级NF=14；操作回流比R=1.0；操作压力p=0.12MPa（塔顶绝压），塔压差P=0.025MPa。通过严格的模拟计算可获得塔内液相及气相的组成分布。塔内苯、乙苯组成及温度的分布如图3.4所示。获得气、液相流量，温度、压力分布如表3.1所示。塔顶冷凝器及塔底再沸器热流量等如表3.2所示。图3.4 塔内苯、乙苯组成及温度分布表3.1 循环苯塔内气、液相流量及物流性质分布塔板序号温度/压力（绝压）/MPa液相流量/（kg/h）气相流量/（kg/h）液相密度/（kg/m）气相密度/（kg/m）液相黏度/mPas气相黏度/mPas表面张力/（N/m）181.550.117393.90809.93.180.3150.0091730.02066286.000.127393.614787.84804.73.190.3030.0092310.02017389.760.12067233.014787.57800.33.210.2950.009320.02024496.240.12137145.414626.99792.73.240.2840.009390.020125103.420.1227184.114539.42784.33.280.2720.0094230.019776108.730.12267261.814578.05778.23.320.2640.0094350.019427111.780.12337318.414655.73774.73.350.2600.0094410.019208113.380.12407347.81.47E+04772.93.370.2580.0094460.019099114.210.12467360.41.47E+04772.03.390.2570.0094510.0190410114.680.12537366.214754.42771.53.410.2560.0094560.0190411115.010.12607.36E+0314760.14771.13.420.2550.0094610.0190212115.260.12667.36E+0314758.92770.93.440.2550.0094680.0189913115.560.12727.35E+0314754.45770.63.460.2550.0094790.0189714116.070.12807.29E+0314740770.13.470.2570.0095080.0189515117.500.128622718.471.47E+04768.53.650.2630.0094350.0188616129.270.129323955.4216002.42755.13.850.2510.0093010.0179117137.990.1325072.7717239.38745.43.990.2430.0091980.0172718142.920.130625776.3618356.72740.04.080.2400.0091440.0168119145.370.131326141.4119060.32737.44.130.2380.0091210.0165820146.570.13226318.4219425.37736.14.170.2370.0091130.0164721147.210.132626406.5419602.37735.44.190.2360.0091130.0164122147600.133326455.1619690.49735.04.210.2360.0091150.0163723147.890.13426486.4519739.11734.84.240.2360.0091180.0163424148.130.134626510.1619770.4734.54.260.2350.0091220.0163225148.350.135326530.3519794.11734.34.280.2350.0091260.0163026148.560.13626548.7919814.3734.14.300.2350.009130.0162827148.770.136626566.1219832.74733.94.320.2350.0091350.0162628149.010.137326582.2319850.07733.74.340.2350.0091390.0162429149.300.13826595.9319866.18733.44.360.2350.0091460.0162330149.790.138626602.8819879.88733.04.380.2360.0091560.0162231150.920.139326561.1219886.83731.84.420.2420.0091820.0141832154.220.146716.0519845.07728.14.420.2590.0091820.01611表3.2 冷凝器及再沸器操作条件名称热负荷/kw塔顶气相或釜液公用工程进口温度/出口温度/再沸器1823.0151155加热蒸汽0.9MPa冷凝器1626.086.081.6循环水303.6 辅助设备模拟结果通过系统的模拟设计，可获得辅助设备的操作条件、物流信息及能流信息，由系统模拟计算获得物料衡算如表3.3所示。表3.3 换热器流量及操作条件序号换热器名称热物流温度/冷物流温度/传热流量/kw进口出口进口出口E-101进料预热器154.588.460.095267E-102塔顶冷凝器8681.630401626E-103塔底再沸器1751751511541823E-104塔顶产品冷却器82403040151E-105塔底产品冷却器88.4403040174第4章 循环苯精馏塔工艺设计由塔内气、液流量分布3.1所示，其各板上气相流量比较接近，可考虑精馏段与提馏段采用相同塔径。而液相流量精馏段远小于提馏段，为此塔盘的设计应有所区别，由其降液管和板间距大小及阀3.1提取的有关数据列于表4.1中。表4.1 塔板设计选用数据项目精馏段提馏段气相液相气相液相组成（质量分数）苯0.7003550.3623801.91E-55.96E-6甲苯0.0107710.0114370.0006590.000248乙苯0.2813570.6212300.9732960.927844二甲苯4.15E-50.0002320.0047360.009686二乙苯4.04E-50.0003300.0209080.056487三乙苯4.36E-101.89E-90.0002200.002128焦油5.29E139.95E-110.0001260.003599水0.0074360.0043917.46E-61.51E-6质量流量/（kg/h）147600726582.23体积流量/（m/h）4303.249.544573.7536.23密度/（kg/m）3.43771.24.34733.76表面张力/（N/m）0.019020.01624温度/115149压力/MPa0.1260.137 4.1 塔高的估算 实际塔板数为,根据生产实际或经验公式估算塔总板效率ET，取ET=0.65。 实际塔板数NP=NT/ET,则NP=31/0.65=48（块）其中精馏段20块，提馏段28块。选取精馏段板间距HT=0.45m，提馏段HT=0.6m,则塔有效高度Z0为：Z0=0.45x19+0.6x28=25.35（m）设釜液在釜内停留的时间为20min，由表3.1查得排出釜液流量为6716.05kg/h，密度L=728.1kg/m，则釜液的高度为：将进料所在板的板间距增至700mm，人孔所在板的板间距HT增至800mm。此外再考虑塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取1.5m，裙座取5m，各段塔高之和估算为37m。 4.2 塔径D因为提馏段气相流量较大，故以提馏段数据确定全塔塔径更为安全可靠，由提馏段数据可得液、气流动参数： 取塔盘清液层高度： hL=0.083m选取精馏段板间距： HT=0.45m，提馏段HT=0.6m液滴沉降高度 ： HT- hL=0.6-0.083=0.517m由液气流动参数及液滴沉降高度（HT- hL）查Smith关联图4.1，可得液相表面张力为20mN/m时的负荷因子等于0.1。图4.1 Smith关联图由现工艺条件校正得：液泛气速： 取设计泛点率为0.75。计算空塔气速：气相通过的塔截面积A：塔截面积为气相流通截面积A与降液管面积Ad之和。可选取Ad/AT或lw/D之值来确定塔径D，取lw/D=0.7。由Ad/AT计算塔径D：计算塔径D与设计规范值比较进行圆整，取塔径D=1.4m。实际塔截面积： 实际气相流通面积：实际空塔气速：设计点的泛点率： 4.3 液流型式的选择塔经D=1.4m，根据表4.2选取液流型式为单流型表4.2 选择液流型式参考表塔径流体流量m3/hMmU形流型单流型双流型阶梯流型6005以下5259007以下75010007以下45以下12009以下97014009以下70以下150010以下70以下200011以下90以下90160300011以下110以下110200200300400011以下110以下110230230350500011以下110以下110250250400600011以下110250250450应用场合用于较低液气比一般应用高液气比和大型塔板极高液气极大型塔板4.4 降液管及溢流堰尺寸4.4.1 降液管尺寸由以上设计结果得弓形降液管所占面积Ad：根据以上选取的（lw/D）值计算降液管宽度bd： 选取凹形受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙其结构示意图如图4.2所示。 图4.2 降液管结构示意图 图4.3溢流堰结构示意图4.4.2 溢流堰尺寸由以上设计数据，确定堰长lw ：堰上液头高how计算，始终E近似取1得：堰高hw由选取清液层高度hL确定：溢流强度：降液管底隙液体流速：溢流堰的结构示意图如图4.3所示。4.5 浮阀数及排列方式4.5.1 浮阀数选取F1型浮阀，重型，阀孔直径初取阀孔动能因子F0=11，计算阀孔气速：浮阀个数：4.5.2 浮阀排列方式通过计算及实际试排确定塔盘的浮阀数n。在试排浮阀时，要考虑塔盘的各区布置。取塔板上液体进、出口安定区宽度，取边缘区宽。有效传质区面积Aa：开孔所占面积： 选择错排方式，其孔心距t可由以下方法估算。如图4.4所示。由开孔区内阀孔所占面积分数解得： 图4.4 开孔区内 图4.5 塔板浮阀排列开孔所占面积根据估算提供孔心距t进行布孔，并按实际可能的情况进行调整来确定浮阀的实际个数n，按t=75mm进行布孔，实际阀数n=186，如图4.5所示，并重新计算塔板各参数。阀孔气速： 动能因子： 塔板开孔率： 4.6 塔板流动性能的校核4.6.1 液沫夹带量校核为控制液沫夹带量ev过大，应使泛点。浮阀塔板泛点率计算式为： (4-1)或 (4-2)表4.3 物性系数K图4.6 泛点负荷因数式中，由塔板上气相密度及塔板间距查图4.6得,根据表4.3所提供的数据，本物系的K值可选取1。踏板上液体流道长及液流面积分别为：故得：或 所得泛点率均低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。4.6.2 塔板阻力计算4.6.2.1 干板阻力临界孔速： 因阀孔气速大于其临界阀孔气速,故应在浮阀全开状态计算干板阻力。4.6.2.2 塔板清液层阻力4.6.2.3 克服表面张力阻力由以上三项阻力之和求得塔板阻力:4.6.3 降液管液泛校核降液管中清液层高度计算式为： (4-3) 式中为流体流过降液管底隙的阻力，其阻力计算得：浮阀塔板上液面落差一般较小可以忽略，于是可求得降液管清液层高度：取降液管中泡沫层相对密度，则可求降液管中泡沫层的高度为：而，故不会发生降液管液泛。4.6.4 液体在降液管内停留时间校核应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带的气体的释出。故所夹带气体可以释出。4.6.5 严重漏液校核当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可取的相应孔流气速：稳定系数，故不会发生严重漏液。4.6.6 塔板负荷性能图4.6.6.1 过量液沫夹带线关系式在下面公式中，已知物系性质及塔盘结构尺寸，同时给定泛点率时，即可表示出气、液相流量之间的关系。根据前面液沫夹带的校核选择表达式为： (4-4)令，上式可整理得：或 上式为一线性方程，由两点即可确定。当 时，当，。由此两点作出过量液沫夹带线。4.6.6.2 液相下限线关系式对于平直堰，其堰上液头高度必须要大于0.006m。取，即可确定液相流量的下限线。取E=1.0，代入lw，求得的值：可见该线为垂直轴的直线，该线记为。4.6.6.3 严重漏液线关系式因动能因子时，会发生严重漏液，故取，计算相应气相流量 (4-5)式中 所以 式为常数表达式，为一平行轴的直线，为漏液线，也称之为气相下限线，该线记为。4.6.6.4 液相上限线关系式降液的最大流量为：可见，该线为一平行轴的直线，记为。4.6.6.5 降液管液泛线关系式当塔降液管内泡沫层上升至上一层塔板时，即发生了降液管液泛。根据降液管液泛的条件，得以下降液管液泛工况下的关系。 (4-6)或 (4-7)显然，为避免降液管液泛的发生，应使。将上式中均表示为与的函数关系，整理即可获得表示降液管液泛线的关系式。在前面核算中可知，由表面张力影响所致的阻力在中所占比例很小，在整理中可略去，使关系式得到简化。式中 将代入式中整理可得：将数据代入丄式中整理得：由上式计算降液管液泛线上点得表4.4。表4.4 降液管液泛线数据1020304050601072410571103261007197999504由表4.4中数据作出的降液管的液泛线，并记为。将以上、条线标绘在同一直角坐标系中，塔板的负荷性图如图4.7所示。将设计点标绘在图中，如D点所示，由原点O及D作操作线OD。操作线交严重漏液线于A，液沫夹带线于B。由此可见，该塔板操作负荷的上下限受严重漏液线及液沫夹带线的控制。分别从图中A、B两点读得气相流量的下限及上限，并求得该塔的操作弹性。操作弹性 图4.7 塔板负荷性能4.6.7 塔板设计结果由负荷性能图4.7可知，设计点在负荷性能图中的位置比较适中，有较好的操作弹性和适宜裕度，其他性能均能满足要求，所以，本设计较为合理。因本设计的精馏段与提馏段气相流量比较接近，为此两段设计为相同塔径。由于精馏段的气、液相流量均小于提馏段，且其液相流量远小于提馏段，所以，精馏段塔盘结构设计参数应做适当调整，将精馏段降液管及板间距适当减小。现将提馏段及精馏段塔板设计结果列于表4.5及表4.6中，精馏段塔板设计同提馏段设计过程。表4.5 提馏段塔板设计结果汇总表（从第21塔底第48板）塔板主要结构参数数据塔板主要流动参数数据塔径1.4m流动形式单流型塔板间距0.6m液体流量36.23m/h堰长0.98m气体流量4573.8m/h堰宽0.2001m液泛气速1.24m/s堰高0.05m0.729入口堰高无空塔气速0.904m/s底隙0.045m降液管内流速0.075 m/s0.0877底隙流速0.228 m/s塔截面积1.5394泛点率0.626降液管面积0.1350溢流强度36.97m/（ms）有效传质区1.020堰上液头高度0.033m气相流通面积A1.405塔板阻力0.0952m开孔面积0.222降液管液体停留时间8.0s阀孔直径0.039m降液管内清液层高度0.186m阀孔数n196降液管内液沫层高度0.310m开孔率0.1443阀孔气速5.72m/s孔心距t0.075m阀孔动能因子11.91边缘区宽0.050m漏液点气速2.