216吨天芳烃分离精馏塔设计毕业论文.docx

216吨/天芳烃分离精馏塔设计毕业论文目录前言1第1章流程简图2第2章物料衡算32.1 全塔物料衡算32.1.1 分率转换32.1.2 产品组成32.1.3 物料衡算表42.2 操作条件42.2.1 回流罐操作条件52.3 非清晰分割验证62.4 最小理论板数和最小回流比72.4.1 最小理论板数计算72.4.2 最小回流比计算72.5实际回流比和理论板数82.6 塔板效率92.7 实际塔板数102.8 进料位置和进料条件102.8.1 进料位置102.8.2 进料条件102.9 能量衡算102.9.1 塔顶冷凝器热负荷112.9.2 塔顶产品带出热量112.9.3 进料带入热量112.9.4 塔底产品带出热量122.9.5 再沸器热负荷122.9.6 散热损失122.9.7 能量衡算表12第3章板式精馏塔工艺尺寸设计133.1 概述133.1.1 设计规范133.1.2 设计目标133.2工艺参数133.3 板间距的选定163.4 塔径计算163.4.1 Smith法计算塔径173.4.1.1 精馏段塔径计算173.4.1.2 提馏段塔径计算183.4.2 波津法计算塔径193.4.2.1 精馏段塔径计算193.4.2.2 提馏段塔径计算193.4.3确定塔径203.5 溢流设计203.5.1 塔板溢流选择203.5.2 溢流堰尺寸213.5.3 溢流装置设计213.6 塔板结构参数设计223.6.1 浮阀型式223.6.2 浮阀排列233.7 塔板的流体力学计算253.7.1 塔板压降253.7.2 降液管中清夜高263.7.3 液体在降液管中的停留时间263.7.4 雾沫夹带量273.7.5 漏液273.8 负荷性能图283.9 工艺尺寸汇总29第4章板式精馏塔的结构设计334.1 塔的总体结构334.2 塔体设计334.2.1 筒体设计334.2.2 封头设计344.2.3 人孔设计354.2.4 裙座设计364.2.5 吊柱选型364.3 塔盘机械结构设计364.3.1 塔板结构364.3.2 降液管结构374.3.3 受液盘结构374.3.4 塔板的连接374.3.5 浮阀结构374.4 接管设计384.4.1 塔顶蒸汽出口管径384.4.2 进料管管径384.4.3塔底出料管径394.4.4回流管管径394.4.5 塔底至再沸器接管管径394.4.6 再沸器返塔联接管管径404.5 结构设计汇总40第5章辅助设备设计425.1 冷凝器425.1.1 初选塔顶冷凝器425.1.2 顶冷凝器的传塔热面积核算435.1.3 塔顶冷凝器的压降核算445.2 HTRI校核455.3 再沸器48第6章设计结果汇总51第7章符号说明56附件58参考文献59第1章流程简图图1-1 流程简图第2章物料衡算2.1 全塔物料衡算首先需进行全塔的初步物料衡算。由设计任务书知，精馏任务的轻关键组分为苯，重关键组分为甲苯。注意到两关键组分相邻，同时分离程度的要求也较高，因此可采用清晰分割的方法进行初步物料衡算。在清晰分割的条件下，塔顶产品由苯和甲苯组成，塔底产品由甲苯和乙苯组成。2.1.1分率转换原料处理量为216吨/天，为方便以下设苯为A、甲苯为B、乙苯为C，进料为F、塔顶为D、塔底为W。各组分基本数据如下：表2-1物料基本数据表组分A（苯)B（甲苯）C（乙苯）质量分率0.450.480.07相对分子质量kg/kmol7892106根据设计要求将质量分率转换为摩尔分率。由公式计算各组分的摩尔分率：2.1.2产品组成由设计要求知苯收率98.5%、甲苯收率98.5%，以下对塔顶塔底各物料进行计算。通过物性分析，假设以上组分符合清晰分割要求，则轻关键组分为苯，重关键组分为甲苯。塔顶组分摩尔流量计算：A B 塔顶组分摩尔流量计算：A B C 计算各组分在塔顶塔底的摩尔组成，以A组分塔顶摩尔分率为例：表2-2进料、塔顶、塔底各组分摩尔分率表F（进料）0.49530.44800.0567D（塔顶产品）0.98200.01800W（塔底产品）0.01470.87250.11282.1.3 物料衡算表根据前两小节的计算，可以得到物料衡算表。表2-3全塔物料衡算表组成符号ABC组成表示C6H6C7H8C8H10相对分子量kmol/kg7892106摩尔分率塔顶0.98200.01800.00001.0000进料0.49530.44800.05671.0000塔底0.01470.87250.11281.0000摩尔流量kmol/h塔顶50.640.930.0051.57进料51.4146.505.89103.80塔底0.7745.575.8952.232.2 操作条件本设计选用Antoine方程近似估算各组分在不同条件下的饱和蒸汽压。Antoine方程如下：计算时，P单位为kp，t单位为。以下为Antoine方程参数表:表2-4Antoine方程参数表物质ABC温度范围/K苯6.0603951225.188222.1552773566.9274182037.528340.2042379562甲苯6.0865761349.150219.97853093855.9991271253.273203.9267384594乙苯6.069911416.922212.4342984206.366561665.991246.434457554以下所用饱和压力均通过Antoine方程求得。2.2.1 回流罐操作条件本设计选择水（进口温度2025）作为塔顶产品的冷却介质，这样凝液的温度可以冷却到4050，根据中国的普遍气候条件，水的温度可取2030，为保证水和塔顶产品之间有1020的传热温差，选取塔顶回流罐中液体的温度为45。回流罐压力初估：考虑到真空问题，本设计采用常压操作，即。2.2.2塔顶操作条件塔顶压力应略高于回流罐压力，以克服蒸汽通过塔顶馏出线及冷凝器的阻力（此阻力一般为=0.10.2atm），即：通过试差的方法求塔顶温度，经多次试差知当塔顶温度为85.50时，由露点方程：求出的压力在误差允许范围内，因而塔顶温度为85.50。2.2.3 塔底操作条件为求得塔底温度压力，首先假设所设计精馏塔的实际塔板数为27块（不包括换热器），并取单板压降为4mmHg。通过试差的方法求塔底温度，经多次试差知当塔底温度为120.36时，由泡点方程：求出的压力在误差允许范围内，因而塔顶温度为120.36。2.3非清晰分割验证前面根据物性等假定芳烃三组分满足清晰分割的假定，这一通过非清晰分割来验证这一假定。根据亨斯特别克公式：芬斯克公式：表2-5非清晰分割验证数据表温度饱和蒸汽压/kpaABCt=85.50119.6946.783.68t=120.36318.65136.2864.90由表2-5 非清晰分割验证数据表进行计算：平均相对挥发度：将上述所算结果带入亨斯特别克公式：解得：在非清晰分割验证中，通过亨斯特别克公式计算知道芳烃分离精馏塔的塔顶产品中乙苯含量极微，可近似认为塔顶产品不含乙苯，即前面的清晰分割假设成立。2.4 最小理论板数和最小回流比2.4.1 最小理论板数计算由芬斯克公式计算最小理论板数。芬斯克公式：计算：2.4.2最小回流比计算由恩德伍德公式，计算最小回流比。恩德伍德公式：（a）（b）操作条件：kpa在（，）条件，以最重组分乙苯作为对比组分，计算结果见下表。表2-6 最小回流比参数表组分ABC213.4580.9937.755.652.151.00公式（b）中应介于轻重关键组分的相对挥发度之间，由设计知轻重关键组分相邻，故（a）、（b）仅有一个通根，即：对公式（b）进行试差，得到=3.1293时：将=3.1293带入（a）式，得：进一步可求得：2.5实际回流比和理论板数吉利兰法关联式：在范围内取点，以为横坐标，为纵坐标作图，图中最低点附近处对应的横坐标可以认为是适宜的回流比，由纵坐标可求得实际板数，取点见图，由表2-7作图2-1。表2-7 相关数据表1.051.11.31.51.61.758.663753.545746.908644.526944.310243.8211R/Rmin1.81.92.02.42.73.043.815043.963644.231446.075447.946850.0558图2-1 （R+1）NR/Rmin曲线分析：由图2-1得，当取时，取最小值。将相关数据带入吉利兰法关联式可求得.由公式计算理论版数得：从而得到理论板数：2.6塔板效率全塔效率可用奥康奈尔经验公式计算，公式如下：根据表2-8数据计算塔板效率：表2-8 组分的黏度组分ABC黏度mpa.s0.2550.2610.299摩尔分率0.49530.44800.05672.7实际塔板数实际塔板数公式：通过计算实际塔板数与假定的实际塔板数相符，所以。2.8进料位置和进料条件2.8.1进料位置采用柯克布莱德经验公式确定进料位置。进料可近似看为泡点进料.柯克布莱德经验公式：式中：精馏段理论板数提馏段理论板数再结合：求得=14，=13。进料位置为第15块板（不包括换热器）。2.8.2进料条件进料位置为第15块板（不包括换热器），则进料压力：通过试差的方法求塔底温度，经多次试差知当塔底温度为95.85时，由泡点方程：求出数值在误差允许范围内，因而进料温度为95.85。2.9能量衡算通过Aspen Plus2软件查取芳烃各组分在不同温度压力下的焓值，见下表。表2-9 芳烃各组分焓值表状态ABC回流罐液相/kJ/kmol52590.5915952.9-7649.878塔底液相/kJ/kmol63116.1328630.317262.483塔顶气相/kJ/kmol88174.4956820.6437948.95液相/kJ/kmol57976.4322476.3331.261进料气相/kJ/kmol89228.5158145.6539553.7液相/kJ/kmol59451.6624251.092118.4672.9.1 塔顶冷凝器热负荷塔顶使用全凝器，由于芳烃处于常压操作，回流为液相的冷回流，则冷凝器热负荷满足如下公式:由于塔顶产品较纯，可近似认为。根据表2-9 芳烃各组分焓值表计算如下：回流量：冷回流量：冷回流比：所以冷凝器热负荷：2.9.2塔顶产品带出热量2.9.3进料带入热量2.9.4 塔底产品带出热量2.9.5 再沸器热负荷由热量衡算：散失于周围的热量：再沸器的热负荷：2.9.6 散热损失散失于周围的热量：2.9.7能量衡算表表2-10全塔能量衡算表代号项目单位数值QC塔顶冷凝器器负荷W1.3902106QD塔顶产品带出热量W7.4391105QF进料带入热量W1.2582106QW塔顶产品带出热量W3.8776105QB再沸器的热负荷W1.3302106Q1散热损失W6.6510104第3章板式精馏塔工艺尺寸设计3.1概述3.1.1 设计规范压力容器公称直径 JB1153-73建筑抗震设计规范 GB50011-2001F1型浮阀 JBT1118钢制压力容器 GB 150-1998钢制塔式容器 JB4710-92碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件 HG21514-95钢制压力容器用封头标准 JB/T 4746-2002建筑结构荷载规范 GB50009-20013.1.2设计目标塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备。塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行；还要能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。同时还应保证塔设备的经济性。为此，对塔设备基本性能的要求主要包含以下几方面：(1) 生产能力大：即单位塔截面上可通过的气、液相流量大；(2) 分离效率高：气、液两相在塔内能够充分接触，具有较高的塔板效率或传质效率；(3) 适应能力强、操作弹性大，对各种物料性质的适应性较强，当气、液相负荷发生波动时，能够维持操作稳定并保持较高的分离效率；(4) 流动阻力小，即气体通过每层塔板或单位高度填料层的阻力降小，这对减压塔尤其重要。除此以外，塔的造价、安装及维修的难易以及长期运转的可靠性等因素，也是必须考虑的问题。3.2工艺参数根据第二章的初步计算，并通过Aspen Plus的模拟验证，得到一系列数据。为保证准确以及合理性，本章主要采用Aspen Plus严格法计算所得数据。通过Aspen Plus模拟，我们确定塔顶温度85.40，塔顶压力为116.52kpa。图3-1 脱丙烯塔精馏塔模拟流程图从进料口进料，用Aspen Plus中的DSTWU模块初步估算理论板数、回流比及进料位置。然后使用RadFrac模块，建立如图3-1所示的流程，以DSTWU模块得到的数据为原始数据，进行流程模拟，在优化之后得到最佳进料板位置为16块板处。表3-1脱丙烯塔精馏塔16块板操作参数表操作压力/kpa回流比进料状态实际板数（包括换热器）进料位置124.522.03汽液混相2916通过AspenPlus软件进行流程模拟，得到初步设计的参考数值，见表3-2。表3-2 脱丙烯塔精馏塔塔板初步设计结果Items Results Section Starting Stage2Section Ending Stage28Stage with Maximum Diameter2Column Diameter/meter1.0191Downcemer area/column area0.1Side downcomerve velocity/m/s 0.0372Side weir length/meter0.7405通过Aspen Plus的模拟，得到芳烃分离精馏塔的水力学数据，见表3-3。表3-3Aspen Plus模拟塔的水力学数据塔板流量m3/h密度 kg/m3黏度 mPa*s液相表面张力液相气相液相气相液相气相10-3N/m1 13.15043537.1240851.57553.16600.46970.009124.74712 10.91723936.0278808.36713.18110.30330.009119.81683 10.92733917.3043807.76853.19670.30200.009219.78994 10.93953898.1905807.05193.21290.30050.009219.76005 10.95443878.5766806.19263.22990.29860.009219.72626 10.97243858.3942805.16533.24760.29650.009219.68707 10.99423837.6317803.94793.26630.29390.009219.64058 11.02053816.3752802.52673.28590.29090.009219.58469 11.05223794.8929800.90283.30640.28750.009219.51741011.08883773.2774799.09863.32790.28370.009219.43751111.13063751.9907797.16103.34990.27970.009219.344912 11.17693731.4146795.15813.37230.27540.009219.24171311.22653711.8424793.17033.39470.27120.009319.132214 11.27713693.2637791.27443.41680.26730.009319.021915 11.33783692.4560789.53013.42520.26370.009318.916816 20.77933430.5416788.10243.47100.26120.009318.848017 20.90403419.4102786.60153.50190.25800.009318.740918 21.04983409.7342784.90263.53500.25430.009318.61621921.21503401.8233783.04203.56970.25030.009318.47552021.39603395.9219781.07993.60530.24610.009318.32252121.58653391.9422779.09523.64070.24190.009318.16342221.77803389.4301777.17343.67510.23790.009318.00562321.96143387.5364775.39063.70770.23420.009317.85652422.13053385.6082773.79893.73810.23100.009317.72192522.28053382.8005772.42003.76640.22840.009317.60492622.41063378.6877771.24623.79300.22620.009317.5061（续表3-3）塔板流量m3/h密度 kg/m3黏度 mPa*s液相表面张力液相气相液相气相液相气相10-3N/m2722.52253372.9140770.24803.81840.22450.009317.42402822.56963361.9328769.38123.83580.22310.009317.3559295.81860.0000768.00880.221717.27303.3板间距的选定塔板间距的大小与气泡和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气流速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，安装检修方便，但会增加塔的造价，因此，板间距应适当选择。在选择塔板间距时，主要应考虑以下几个因素： 1) 雾沫夹带 2) 物料的起泡性 3) 操作弹性 4) 安装与检修的要求 5) 塔径由此可见，塔板间距的大小与塔板效率、操作弹性、设备投资等有密切关系。同时也要与塔径相匹配。当塔径较小时一般用较小板间距，以免塔的高径比例失调。不同塔径范围的塔板间距采用下表的数据。表3-4板间距与塔径的关系表塔径/mm 板间距/60070030035045080010003504505006001200140035045050060080016003000450500600800330042006008003.4塔径计算为保证计算的合理性，根据经验，分别假定板间间距为450mm、500mm、600mm，根据经验取板上清液层厚度为80mm。精馏段以气相负荷最大的第2块塔板作为设计和校核的依据，提馏段以气相负荷最大的第16块塔板作为设计和校核的依据，计算所用数据见下表。表3-5水力学数据表流量m3/s密度kg/m3粘度/mPa*s 液相表面张力液相气相液相气相液相气相10-5N/cm 0.00301.0933808.36713.18110.30330.009119.81680.00580.9529788.10243.47100.26120.009318.84803.4.1 Smith法计算塔径塔径计算公式：为确定设计气速，先计算最大允许气速：图3-2 smith气相负荷因数关联图3.4.1.1 精馏段塔径计算初选塔板间距，板上清液层高度，则该图横坐标的值由图3-2知。系数：由最大气速公式知泛点气速为：保险的设计应该取其值的60%85%，在本设计中取70%，则适宜的操作气速为：由塔径计算公式知塔径为：圆整后，取塔径为D=1.2m，故实际的空塔气速为通过相同的算法，可求得，板上清液层高度，时，塔径为D=1.2m；，板上清液层高度，时，塔径为D=1.4m。3.4.1.2 提馏段塔径计算初选塔板间距，板上清液层高度，则该图横坐标的值由图3-2知。系数：由最大气速公式知泛点气速为：保险的设计应该取其值的60%85%，在本设计中取70%，则适宜的操作气速为：由塔径计算公式知塔径为：圆整后，取塔径为D=1.2m，故实际的空塔气速为。通过相同的算法，可求得，板上清液层高度，时，塔径为D=1.2m；，板上清液层高度，时，塔径为D=1.4m。3.4.2波津法计算塔径最大空塔气速公式（以有效流通截面积为基准）：3.4.2.1 精馏段塔径计算参数取，。通过以上公式计算，可求得当时，气速，塔径为D=1.2m；当时，气速，塔径为D=1.2m；当时，气速，塔径为D=1.2m。3.4.2.2提馏段塔径计算各参数取，。通过公式计算，可求得当时，气速为，塔径为D=1.2m；当时，气速，塔径为D=1.2m；当时，气速，塔径为D=1.2m。3.4.3确定塔径根据前面的计算，对每一选定的塔板间距，比较Smith法及波津法算出的数值，取其较大值，并分别计算它们所对应的HTD2值，作为费用的代表数据。三组计算的结果列于下表。表3-6精馏段塔径数据表类别Smith法波津法精馏段HT（m）0.600.500.450.600.500.45D（m）1.21.21.41.21.21.2HTD2（m3）0.8640.7200.8820.8640.7200.648提馏段HT（m）0.600.500.450.600.500.45D（m）1.21.21.41.21.21.2HTD2（m3）0.8640.7200.8820.8640.7200.648与表3-4相对照，可以看出精馏段和提馏段塔径和塔板间距的关系在常用范围内，它们的比例是协调的。另外，通过计算精馏段塔板间距等同于提馏段塔板间距，塔径通过圆整也相同，确定塔径为1.2m，板间距为0.5m。3.5 溢流设计3.5.1 塔板溢流选择液体在塔板上的流动路径是由降液管的布置方式决定的。常用的布置方式有以下几种形式：U型流、单溢流、双溢流、多溢流，其各自特点如下：单溢流：降液管结构简单，加工制造方便，在塔板直径小于2.2m 的塔中被广泛应用；双溢流：形式复杂，液体流动的路程短，从而可降低液面落差，适合于大型塔及气液比大的场合；U 型流：液体流动路程长，可以提高板效率，塔的液面落差大，只适合于液气比很小的场合；多溢流：堰长和液流路径短，可以大大降低堰上的液流强度，减小液面落差，可使气、液相分布均匀，对于气液比较高的大塔这种塔板较为合适。溢流类型、塔径、液体负荷之间的经验数据见表3-7。表3-7塔板结构参数表塔径D/mm液体流量U 型流单溢流双溢流阶梯式双溢流100074514009702000119090160300011110110200200300400011110110250200350500011110110250250350600011110110250250450现塔径为，塔板上最大液体流量为，由表3-7知本设计选取取单溢流。3.5.2 溢流堰尺寸采用一般的弓型降液管和平口堰。堰长：堰宽：溢流堰高，本设计取。不设进口堰。降液管下口至塔板的距离（即底隙），为保证液封，根据表3-8可知，取：表3-8塔径与液封关系表塔径/m液封（）/mm4383.5.3 溢流装置设计溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有着重要的影响，是决定塔板负荷能力的一个重要因素，在设计中应当使降液管面积及溢流周边具有一定的弹性，否则在改变处理量或调节回流比时，很可能发生降液管液泛，特别是加压操作的场合。1）溢流堰溢流堰又称出口堰或外堰，其作用是维持塔板上有一定的液层厚度并使液体能较均匀地横过塔板流动，它的主要尺寸是堰高和堰长。溢流堰的型式：一般建议采用平口堰，只有当堰上液层高度很小，例如小于6mm时才改用齿形堰，齿深一般在15mm以下。本设计采用平口堰。2）受液盘塔板上用于接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘，它有凹形和平形两种形式。对于直径较小的塔或处理易聚合物系时，塔板不应有死角存在，宜采用平形受液盘。对于直径较大的塔，特别是有侧线抽出时，则需用凹形受液盘，这样可以保证侧线抽出的连续、均匀性，还可以在多数情况下造成正液封，并且对改变流体流向具有缓冲作用，有利于气泡的分离。本设计采用凹形受液盘。3）进口堰（内堰）当出口堰高大于降液管底隙高度时，进口堰高，可选为612mm；当出口堰高小于降液管底隙高度时则应使，进口堰与降液管的水平距离应不小。本设计选用了凹形受液盘，因而不设进口堰。4）降液管底隙高为了使液体顺利地流到下层塔板，防止沉积物堆积及堵塞，降液管的底隙必须足够大。通常根据实际需求来定。3.6 塔板结构参数设计3.6.1浮阀型式浮阀按形状可分为圆盘形和条形两种，应用较为广泛的是圆盘形浮阀。浮阀的型式很多，我国目前使用最普遍的是F-1型浮阀(相当于国外的V-1型) 。它具有结构简单、安装制造方便、节省材料等优点。常用材料为1Gr13Ni9Ti合金钢，在我国已标准化(JB1118-68)。本设计选用标准化的F1型浮阀，阀重33g，浮阀直径48mm，阀孔直径39mm。3.6.2浮阀排列浮阀的排列方式多采用三角形排列，排列又分顺排和叉排两种。叉排时，塔板上气液两相的接触较为理想，鼓泡均匀，因此我国颁布标准中采用了叉排。本设计采用叉排，且为等腰三角形。三角形底边孔心距S为75mm。单溢流塔板布置如图3-3所示。图3-3 单溢流塔板布置本设计为芳烃分离精馏塔，根据前面计算知道该塔塔径为1.2m，板间距为0.5m，本设计又是单溢流，因而可根据单溢流浮阀塔盘标准系列参数表选取标准系列。根据塔径为1.2m，板间距为0.5m，堰长0.9m，堰宽0.204m从附录10中选取标准系列，参数见下表。表3-9单溢流浮阀塔盘参数表降液管尺寸/mm降液管总面积t=65出口堰高度堰长堰宽/%浮阀（个）开孔（%）mm876190115010.211812.452050以下为单溢流浮阀塔盘手算数据。1）浮阀数和开孔率的确定。浮阀塔板的开孔率通常是指阀孔总面积与塔板总面积之比，开孔率是浮阀塔板设计的一项重要参数。开孔率过大，容易产生漏液；过小则压降过高，且不利于两相均匀接触。正常操作时，阀孔动能因数范围是817，设计时取阀孔动能因数，阀孔气速为：为保证此阀孔气速，应排列的浮阀数为：以塔板总面积为基准的塔板开孔率为：通常，对常压塔开孔率为10%15%，本设计算出的开孔率为14.36%，满足设计要求。2）三角形排列高度t的确定排列浮阀部分的面积可由下式计算：将x，y代入的求解公式：三角形排列高度t：根据标准选取t=65mm。3）横向上排列的浮阀排数3.7塔板的流体力学计算初步确定了浮阀塔板各部分的结构尺寸以后，需通过水力计算来验证所选择的结构参数是否满足各项水力指标。为验算已确定尺寸的塔板能否正常操作，需要对塔板进行水力学校核。3.7.1 塔板压降塔板压降等于干板压降、液层压降和克服表面张力压降之和。通常克服表面张力压降很小，一般可忽略。1）干板压降令全开前的干板压降公式：塔板全开压降公式：令以上两式右端相等，可以解出浮阀刚刚全开时的气速为5.5537m/s，现阀孔气速为，故采用浮阀全开时的公式计算干板压降。2）通过液层的压降堰上液面高可由下式计算：流体收缩系数k可由石油化学工程原理图12-25液流收缩系数图查取，查图所需参数有：根据以上两参数，查得k=1.03，所以：堰高。于是塔板压降为：根据相关资料知道常压塔塔板压降的正常范围是46mmHg，本设计通过计算求得塔板压降为4.8mmHg，在常压塔塔板压降的正常范围之内，因而设计的芳烃分离精馏塔塔板压降满足要求。3.7.2降液管中清夜高降液管中清夜高度超过一定值之后，就可能因液体所携带的雾沫充满整个降液管，而发生“淹塔”（降液管液泛），因而设计时应进行校核。液体通过降液管下口的液头损失，可由下式计算：液柱浮阀塔板的液面落差一般很小，可忽略不计，则：淹塔条件检验：有上述检验可知，淹塔不会发生。3.7.3液体在降液管中的停留时间弓形降液管的面积可根据值由石油化学工程原理图12-17计算求得。当时，因此：根据液体在降液管中的停留时间计算公式：液体在降液管中的停留时间（35s），通过以上计算可知，液体在降液管中的停留时间满足要求。3.7.4 雾沫夹带量上升气流的雾沫夹带量与板间距、液层厚度、气体流速、液相物性及塔板结构等有关，一般工业上正常操作的雾沫夹带量通常控制在0.1kg/雾沫/kg气体。1）计算雾沫夹带量雾沫夹带量计算公式：其中：取，A=0.159，n=0.95，代入数据解得精馏段（kg雾沫/kg气体），该值小于一般许可值的10%。2）核算泛点率泛点率计算公式：其中：代入数据解得精馏段。经验证，在0.1kg雾沫/kg气体时, 。综上可知，芳烃分离精馏塔在正常操作时的雾沫夹带量满足0.1kg/雾沫/kg气体要求。3.7.5漏液对浮阀塔而言，一般泄露发生在阀孔动能因数以下，现在塔操作的阀孔动能因数，因此在设计条件下不会发生过量漏液现象。3.8负荷性能图1）过量雾沫夹带线 2）淹塔线其中：3）过量泄露线4）降液管超负荷线5）液相负荷下限线6）操作线7）塔板负荷性能图图3-4塔板负荷性能图X-液相体积流量 Y-气相体积流量 0-操作线1-液相负荷下限线 2-液相负荷上限线 3-雾沫夹带线 4-10%漏液线 5-液泛线塔板负荷性能图分析：从塔板负荷性能图可以看出，塔盘的设计是比较合理的，操作点、操作上限点、操作下限点均处于液相上限线、液相下限线、漏液线和液泛线之间比较合适的位置，塔设备的操作弹性介于34间，满足生产需求。3.9 工艺尺寸汇总根据已有的工艺参数，通过CUPTOWER软件进行其它工艺参数的求取。将已知参数和已求参数列于表中，以便查看。1）塔板结构参数由于该精馏塔的液相负荷较小，选用单溢流浮阀塔板，并采用最常用F1型浮阀。根据CUP-TOWER校核结果，整理见表3-10。表3-10塔板结构参数表序号项目单位数值1塔径m1.20 2板间距m0.5000 3塔截面积m21.1310 4开孔区面积m20.6798 5开孔率%12.45 6孔数118（续表3-10）序号项目单位数值7开孔密度/m2173.47 8溢流程数19堰的形式平堰2）溢流装置设计结果溢流堰选用平口堰，受液盘选用凹形受液盘（不设进口堰），降液管选用斜式降液管，利用CUP-TOWER软件进行校核，数据详见表3-11。表3-11溢流装置设计结果表序号项目单位两侧1降液管面积比%10.17 2堰径比%73.00 3降液管顶部宽度m0.1899 4弯折距离m0.0398 5降液管底部宽度m0.1501 6受液盘深度m0.0500 7受液盘宽度m0.1899 8堰高m9降液管底隙m0.0375 10降液管顶部面积m20.1150 11降液管底部面积m20.0817 12顶部堰长m0.8760 13底部堰长m0.7939 14进口堰高度m15进口堰宽度m3）水力学校核工艺计算结果精馏塔的操作上限为130%，操作下限为70%。利用CUP-TOWER软件得到的流体力学校核结果见表3-12。表3-12水力学校核工艺计算结果表序号项目单位正常操作130%操作70%操作1空塔气速m/s0.96671.25670.67672空塔动能因子m/s(kg/m3)0.51.72422.24151.20703空塔容量因子m/s0.06080.07900.04254孔速m/s7.764910.09435.43545孔动能因子m/s(kg/m3)0.5 13.849218.00409.69446漏点气速m/s2.80342.80342.80347漏点动能因子m/s(kg/m3)0.55.00005.00005.00008相对泄露量kg液/100kg液9溢流强度m3/(h.m)12.462616.20148.723810流动参数0.04420.04420.044211板上液层高度m0.01530.01820.012012堰上液层高度m0.01530.01820.012013液面梯度m14板上液层阻力m液柱0.00760.00910.006015干板压降m液柱0.06490.10970.033116总板压降m液柱0.07260.11880.039117雾沫夹带kg液/kg气0.016918降液管液泛%29.809046.569417.312319降液管内液体高度m0.08940.13970.051920降液管停留时间s18.958514.583527.083621降液管内线速度m/s0.02640.03430.018522降液管底隙速度m/s0.10190.13240.071323降液管底隙阻力m液柱0.00160.00270.000824稳定系数2.76983.60081.938925降液管最小停留时间s3.00003.00003.00004）负荷性能图操作参数在核算过程中，本设计以气液负荷最大的塔板为依据来校核得到负荷性能图。负荷性能图操作参数见表3-13。表3-13负荷性能图操作参数序号项目单位数值1操作点横坐标10.922操作点纵坐标3.943操作上限百分比130.00%4操作下限百分比70.00%55%漏液时漏点动能因子5.00610%漏液时漏点动能因子5.00第4章板式精馏塔的结构设计4.1 塔的总体结构板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料进出口之外，还有很多附属装置，如除沫器、人（手）孔、基座，有事外部还有扶梯或平台。此外，在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈。为检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。一般来说，各层塔板的结构是相同的，只有最高一层，最低一层和进料层的结构有所不同。最高一层塔板与塔顶的的距离常大于一般塔板间距，以便有良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离较大，以便有较大的塔底空间储液，保证液体能有1015min的停留时间，使塔底液体不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸汽，塔底与再沸器间有管路连接，有时则在塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽加热，则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。另外，进料版的板间距也比一般间距大。4.2 塔体设计4.2.1 筒体设计1）塔体选材设计的芳烃分离精馏塔选用16MnR钢(GB1501998)。它是目前我国用途最广、用量最大的压力容器专用钢板。2）塔体壁厚从化工机械设备基础中可查得设计选用的16MnR钢在设计温度140下的许用应力为，取焊接系数，取计算压力为工作压力的1.1倍，即：则塔体壁厚：取钢材厚度负偏差为0.25mm，腐蚀裕量2mm，并圆整，实际可取封头名义厚度为。3）塔高精馏塔的塔板数（不包括换热器），则设计高度：A、塔顶空间高度塔顶空间高度（）的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还可节省破沫装置。塔顶空间高度一般取 1.01.5m，塔径大时可适当增大。本设计中取塔顶部空间高度=1.0m。B、塔底空间高度塔底空间高度（）具有中间贮槽的