化工原理课程设计泡罩塔

1、化工原理课程设计泡罩塔 TOC o 1-5 h z 目录中文摘要7英文摘要8 HYPERLINK l bookmark2 o Current Document 1引言9 HYPERLINK l bookmark4 o Current Document 二元混合精储概述9 HYPERLINK l bookmark6 o Current Document 泡罩塔简介10 HYPERLINK l bookmark8 o Current Document 设计方案的确定10 HYPERLINK l bookmark10 o Current Document 操作流程10 HYPERLINK l boo

2、kmark12 o Current Document 精微塔的设计步骤11 HYPERLINK l bookmark14 o Current Document 2塔的工艺参数计算12 HYPERLINK l bookmark16 o Current Document 主要基础数据12苯和甲苯的物理性质 12常压下苯一甲苯的气液平衡数据12饱和蒸汽压P 12苯与甲苯的液相密度13液体表面张力13液体黏度13液体气化热13 HYPERLINK l bookmark18 o Current Document 精储塔的物料衡算13 HYPERLINK l bookmark20 o Current Do

3、cument 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率13 HYPERLINK l bookmark22 o Current Document 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量14物料衡算14 HYPERLINK l bookmark25 o Current Document 塔板数的确定14 HYPERLINK l bookmark27 o Current Document 理论塔板数M的求取14y一x 图及 tx-y14最小回流比及操作回流比16理论板数Nt16 HYPERLINK l bookmark29 o Current Document 全塔效率16 HYPERLINK l bookm

4、ark31 o Current Document 实际塔板数N16 HYPERLINK l bookmark33 o Current Document 精镭塔的工艺条件及有关物性数据的计算17 HYPERLINK l bookmark35 o Current Document 操作压强斗17 HYPERLINK l bookmark37 o Current Document 操作温度tm17 HYPERLINK l bookmark39 o Current Document 平均摩尔质量Mm17平均密度Pm18气相平均密度Pmv18液相平均密度计算18液体平均表面张力0m19 HYPERLIN

5、K l bookmark43 o Current Document 液体平均黏度也m20 HYPERLINK l bookmark45 o Current Document 气液负荷计算21 HYPERLINK l bookmark47 o Current Document 3精锚塔的塔体及塔板工艺尺寸计算21 HYPERLINK l bookmark49 o Current Document 泡罩数计算22 HYPERLINK l bookmark51 o Current Document 塔径的计算22鼓泡面积22 HYPERLINK l bookmark53 o Current Docu

6、ment 溢流装置的计算23堰长123堰上液层高度h。”23堰高hw及/?o等23降液管计算24 HYPERLINK l bookmark55 o Current Document 塔盘布置24 HYPERLINK l bookmark57 o Current Document 4塔板的流体力学计算24 HYPERLINK l bookmark59 o Current Document 液面落差25动液封鼠26 HYPERLINK l bookmark63 o Current Document 压降26 HYPERLINK l bookmark67 o Current Document 雾沫夹

7、带验算29 HYPERLINK l bookmark77 o Current Document 排空时间30 HYPERLINK l bookmark83 o Current Document 塔板 负荷性能曲线30雾沫夹带线30液泛线31液体负荷上、下限线3233 TOC o 1-5 h z 液相负荷下限线33 HYPERLINK l bookmark87 o Current Document 5塔附件设计35 HYPERLINK l bookmark89 o Current Document 接管35进料管的管径35回流管3536塔顶蒸汽出料管363636筒体封头373737 HYPERL

8、INK l bookmark93 o Current Document 除沫器37 HYPERLINK l bookmark95 o Current Document 裙座38 HYPERLINK l bookmark97 o Current Document 吊柱38 HYPERLINK l bookmark99 o Current Document 人孔39 HYPERLINK l bookmark101 o Current Document 6塔总体高度的设计39 HYPERLINK l bookmark103 o Current Document 塔的顶部空间高度39 HYPERLIN

9、K l bookmark105 o Current Document 塔的底部空间高度39 HYPERLINK l bookmark107 o Current Document 塔立体高度39 HYPERLINK l bookmark109 o Current Document 7附属设备设计40 HYPERLINK l bookmark111 o Current Document 冷凝器的选择40热负荷Qc的计算40冷却 水用量4巾240总传热系数K40泡点回流时的平均温差40换热面积A40 HYPERLINK l bookmark113 o Current Document 再沸器的选择4

10、0热&负 iVf Qb. /jo加热蒸汽用量Qml41平均温差Atm41换热系数K41 HYPERLINK l bookmark115 o Current Document 8风载荷和风弯矩41 HYPERLINK l bookmark117 o Current Document 风载荷 41风弯矩42 HYPERLINK l bookmark121 o Current Document 9地震载荷的计算44 HYPERLINK l bookmark119 o Current Document 塔的自震周期44土也震载荷计算44 HYPERLINK l bookmark123 o Curren

11、t Document 10设计结果一览表45心得体会48板式精镭塔设计摘要：本设计采用泡罩精微塔分离苯-甲苯溶液。通过对原料产品的要求和物性参数的 确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对苯一甲苯 精镭工艺流程和主体备设计。苯-甲苯溶液为理想物系，利用作图法求出最小回 流比为，理论板数为14块，计算出全塔效率为52%,实际板数为27块，其中 精镭段10块，提镭段17块，进料位置为第11块。得到精镭塔的塔径为米，总 高米；精镭段操作弹性为，提镭段操作弹性为，通过泡罩塔的流体力学验算， 证明各指标数据均符合标准。强度校核表明，该精镭塔满足强度、刚度及稳定 性等要求。关键词：苯

12、-甲苯溶液，精偏，泡罩塔设计，最小回流比Abstract:Ablister distillation tower is designed to separate Benzene and Toluene. The design includes determination of the distillation process, optimal reflux ratio through economic accounting, calculation of the distillation column size and selection of auxiliary equipment. The

13、 Benzene-Toluene solution is aideal physical system. The minimum reflux ratio was mapping method. The theoretical plate number was 14, the efficiency of the rectifying section is52%, the actual plate number was 27, of which the rectifying section 10 and the stripping section 17, the feeding location

14、 is thel 1th plate. The diameter of distillation tower is meters, the total height of tower is meters; the operating flexibility of the rectifying section is and of the stripping section . Through calculating the fluid mechanics of the float valve tower every target and data is up to standard. Stren

15、gth checking shows that the distillation tower meets the strength, stiffness and stability requirement.Keywords： Benzene and Toluene, distillation, float valve tower, minimum reflux ratio1引言塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液 两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作 有：精做、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法

16、净制和干 燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。根据板式精谯塔设计任务，我们选择用泡罩板精谯塔，运用化工设计的程序和方法，通过查阅资料、使用手册，选用数据和公式，合理确定工艺流程，正确进行工艺计算，并且用文字、数表、图纸表达了设计成果。具体设计内容如下：二元混合精储概述在化工实际生产中,精假是最常用的单元操作，是分离均相液体混合物的最有效方 法之一。在化学工业中，总能耗的40%用于分离过程，而其中的95%是精假过程消耗 的，因此有必要开辟多种途径

17、来降低能耗，实现精假节能。因此，对二元混合物连续精 做的研究无论是对节省投资，还是降低能耗，都具有非常重要的意义。双组分混合液的分离是最简单的精假操作。典型的精假设备是连续精循装置，包括精镭 塔、再沸器、冷凝器等。精假塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸 汽得到部分冷凝，部分凝液作为回流液返回塔顶，其余做出液是塔顶产品。位于塔底的 再沸器使液体部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中 部，进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降,进料中的蒸汽和下塔段来的蒸汽一 起沿塔上升。在整个精偏塔中,汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中的易挥发组 分进入汽相，汽相中的

18、难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作 得当，倒出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以 上的塔段，把上升蒸汽中易挥发组分进一步提浓，称为精假段；进料口以下的塔段，从 下降液体中提取易挥发组分，称为提福段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组 分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。当使n组分混合液较完全地分离而取得 n个高纯度单组分产品时，须有n-1个塔。近年来人们逐渐重视对于将化学反应和精假过程结合起来的研究。这种伴有化学反 应的精假过程称为反应精谯。按照反应中是否使用催化剂可将反应精偏分为催化反应精 做过程和无催化剂的反应精偏过程。催化反

19、应精假过程按所用催化剂的相态又可分为均 相催化反应精假和非均相催化精馈过程，非均相催化精假过程即为通常所讲的催化精 做。这种非均相催化精馈过程能避免均相反应精假中存在的催化剂回收困难,以及随之 带来的腐蚀、污染等一系列问题。泡罩塔简介板式精偏塔中溶液经过一块塔板即相当于一次相平衡，塔板的数目越多则分离效果 越明显，但同时塔板费用也越高，故需要根据实际的费用及操作要求来确定塔板的数 目。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，工业中以错流式为 主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔是典型的板式塔，长期以来在蒸假、吸收等单元操作所使用的塔设备中曾占 有主要地位

20、，近几十年来由于塔设备有很大进展,出现了许多性能良好的新塔型，才使 泡罩塔的应用范围和在塔设备中所占的比重都有所减少。但泡罩塔并不因此失去重要 性，因为其具有以下优点：(1)塔板效率较高(2)操作弹性较大，在负荷变动范围较大时仍能保持较高的效率。(3)生产能力较大。(4)液气比的范围大。(5)不易堵塞,能适应多种介质。(6)操作稳定可靠。泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修麻烦以及气相压力降较大。然而泡罩塔经过长期的实践，积累的经验比其他任何塔型都丰富。常用的泡罩已经标准 化。设计方案的确定设计方案选定是指确定整个精憎装置的流程、主要设备的结构型式和主要操作条 件。所选方案必须：能满

21、足工艺要求，达到指定的产量和质量；操作平稳，易于调 节；经济合理；生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都必须兼顾考虑。课程 设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用。 本设计选用泡罩塔，采用泡点进料，采用间接加热塔釜加热蒸汽压力为(表压)。操作流程精假装置有精假塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设 备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精偏分离，由冷凝器 和冷却器中的冷却介质将余热带走。苯一甲苯混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精假塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层

22、板上，回流液体与 上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作 为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器 中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用再沸器加热。塔底产品经冷却后送入贮 槽。精储塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：(1)设计方案确定和说明。根据给定任务，对精偏装置的流程、操作条件、主要设 备型式及其材质的选取等进行论述。(2)蒸循塔的工艺计算，确定塔高和塔径。(3)塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵 等，

23、并画出塔的操作性能图。(4)管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。(5)精假塔主体设备的机械设计。(6)绘制精做装置工艺流程图和精谯塔的设备图。(7)编写设计说明书。2塔的工艺参数计算主要基础数据苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点()临界温度tc co临界压强Pc (kPa)苯AC6Hs甲苯BCA-CH3常压下苯一甲苯的气液平衡数据温度t 液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率 y饱和蒸汽压p苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即式中t物系温度，C0 ；P饱和蒸汽压，kPa；A、B、CAntoine常数，其值见下表：组分ABC笨甲苯苯与甲苯的液相密度温度（）SO901

24、00110120苯，kg/ m1815甲苯,kg/mS10液体表面张力温度()SO90100110120苯，mN/m甲甲,Mn/m液体黏度温度()so90100110120苯Q)甲苯(J液体气化热温度SO90100110120苯，kj/kg甲苯，kj/kg精储塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量Ma = 78. 11 kg/kmol甲苯的摩尔质量% =92.13 kg/kmol原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量物料衡算原料处理量l 300000000=492. 86(kmol/h)F =84. 54 x 300 x 24总物料衡算D +W = 492. 86苯物料衡算 Q

25、 542F = 0. 949D + 0. 012W联立解得 D = 278. 78 (kmol/h)式中f原料液流量塔顶产品量 塔底产品量塔板数的确定理论塔板数Nr的求取苯一甲苯属理想物系，可采.图解法求理论塔板数岫。根据苯、甲苯的气液平衡数据作y-x图及t-x-y,参见图1及图2图1苯、甲苯的yx图及图解理论版图2苯、甲苯的t-x-y图求最小回流比及操作回流比。因泡点进料，在图2中作进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为%二，4二，此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：包二=受士缪= 0.97530. 7475- 0. 5412取回流比R = 1. 5R& = 1.

26、 5 X 0. 9753 = 1.46求理论板数M精镭段操作线如图2所示，按常规.作图法解得：g = （14.5-1）层（不包括釜）。其中精锦段理论板数为5层，提馀段为层（不包括 釜）。全塔效率为 根据塔顶、塔底液相组成查图3,求得塔平均温度为C。，该温度下进料液相黏度为：4 = 0. 5412米 + (1 - 0. 5412)甲茉=0. 5412 x 0. 267 + (1 - 0. 5412)x 0. 274 = 0. 270mPa - s故Et = 0. 17 - 0. 6161g0. 270 = 52%实际塔板数N 精偏段N精=5/0. 52 = 9. 6 n 10层提福段N精=8.

27、5/0. 52 = 16. 35 x 17层精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压强匕塔顶操作压力B=kPa每层塔板压降/尸二kPa进料板压力？=+xlO二塔底操作压力a=+27x=精循段平均压力尸m精=（+）/2= kPa提循段平均压力尸m提二什）/2=kPa操作温度。依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度= 81. 1,进料板温度t? = 93. 1塔底温度匚=116. 0精循段平均温度t皿=高吨1 = 87, rc提做段平均温度t碗=1出 ： 93=io4. 55C平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量

28、计算由Xd = % = 0.9487代入相平衡方程得X = 0.877进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得y7 = 0. 748, xr = 0. 5412Mg = 0. 5412 X 78. 11 + (1 - 0. 5412) X 92. 13 = 84. 55塔底平均摩尔质量计算由Xw = 0.0118,由相平衡方程，得%= 0.029MLWa = 0. 029 X 78. 11 + (1 - 0. 029) X 92. 13 = 91. 72精福段平均摩尔质量提福段平均摩尔质量平均密度Pm气相平均密度PmV由理想气体状态方程计算，精做段的平均气相密度即提福段的平均气相密度液相平

29、均密度计算液相平均密度依下式计算，即% j X +塔顶液相平均密度的计算% （a为质量分数）由6 = c,查手册得Plad = 813.7 kg/m3, pLBD = 809.5 kg/塔顶液相的质量分率=0.9410.940.06=+pLmD813.7809.5求得 PzmD = 813.4 kg/加进料板液相平均密度的计算由* = 93.1。，查手册得Plat = 800.1 kg/m3, pLBF = 796.9 kg/m3进料板液相的质量分率= 0.5求得 pLmF = 798.5 k/m3塔底液相平均密度的计算由%=116.0U查手册得Plaw = 774.1 kg/m3, pLBW

30、 = 773.5 kg/m3m精=(21. 15 + 20. 03)/2 = 20. 59 mN/m塔底液相的质量分率cIaw = 0.01求得 Pzmw = 773.5 kg/m3精谯段液相平均密度为提偏段液相平均密度为= (773. 5 + 798. 5)/2 = 786 kg/m3液体平均表面张力0Ml液相平均表面张力依下式计算，即n4 = Z xqi - l塔顶液相平均表面张力的计算由 = 81.1 查手册得(ja = 21.13 mN/m, oB = 21.55 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由* = 93.1。，查手册得(ja = 19.71(jb = 20AO mN/m塔底

31、液相平均表面张力的计算由tw = 116.0C：查手册得aA = 16.94mJV/m, aB = 17.73 znJV/mb熊=0. 0118 X 16. 94 + 0. 0882 X 17. 73 = 17. 72 mN/m精谯段液相平均表面张力为提偏段液相平均表面张力为外促=(17 72 + 20. 03)/2 = 18. 875 mN/m液体平均黏度液相平均黏度依下式计算，即n心=E xi-i塔顶液相平均黏度的计算由生= 81.1查手册得Na = 0.305mPa s, = 0.308/nPa s进料板液相平均黏度的计算由* = 93.1。，查手册得Na = 0.272?nPa s,劭

32、=0.279?nPa s塔底液相平均黏度的计算由品=116.0u查手册得Na = 0.2227?iPa s. = 0.238?nPa - s精偏段液相平均黏度为提偏段液相平均黏度为气液负荷计算精福段:提镭段：3精储塔的塔体及塔板工艺尺寸计算选取泡罩塔尺寸A X仇=100 x 3mm齿缝高度h二30nlm齿缝宽度bi= 5mm齿缝数n=32升气管直径21=68齿缝总面积&=48cm2泡罩底面积4、= 78.5c/r升气管净面积G =25.85。/泡罩数计算对精镭段：对提镭段：为了排列方便，我们选取泡罩数为245个塔径的计算塔板间距出的选定很重要.它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹 性

33、，以及塔的安装、检修等都有关。对精镭段：取泡罩中心距t = 1. 25D = 125mm鼓泡面积= 0. 886t2 = 1252 x 0. 886 = 13531. 25mm2A根据t/D查图可得上=1.715Ac4鼓泡总面积A；各泡罩的底面积之和塔径D =:工x =、:士警x一=2. 54卬 所以取符合要求 V 0. 65 0. 785 0. 650. 785对提储段：塔径D也为鼓泡面积塔板总鼓泡面积：Aa = mab x IO-6 = 245 x 13531. 25 x IO-6 = 3. 3151m2溢流装置的计算堰长lw本塔采用单溢流，常用弓形降液管的溢流堰长取值范围为=（6-8）D

34、取 4 = 0. 66 = 0. 66 x 2. 6 = 1. 716nl堰上液层高度Lw本设计采用平直堰设出口堰，不设进口堰,堰上液层高度Lw按下式计算41 4 Y 3在i5 h” = 0. 00281E = 0.0237血精循段：1.716）堰高丽及瓦等初选动液封心S = 0.06m静液封h= = h.： - h。* = 0. 06 - 0. 02371 = 0. 03629m堰高 h* = hT + hr + h + h: = 0,01 + 0. 005 + 0. 03 + 0. 03629 = 0. 08129mhT泡罩下缘距塔板间距0.01mhr泡罩帽缘高度0.OO5m取考虑降液管底

35、部液封为12mm,则管底通道宽度提镭段：Er = 0. 00284 x.BO；*。* = 0- 0429羽堰高：初选动液封%s = 0.06/n静液封 h= = hd= - hg = 0. 06 - 0. 04292 = 0. 01708m堰高 h” = hT + hr + h + h= = 0.01 + 0. 005 + 0. 03 + 0. 01708 = 0. 06208mhT泡罩下缘距塔板间距0.01mh,泡罩帽缘高度0.005m取考虑降液管底部液封为12mm,则管底通道宽度降液管计算对于弓形降液管，堰长一经确定之后，降液管宽和面积可按下图计算.- = 0. 66, 4= 5. 309

36、3m22D图3w查图可得:-A = o. 124,4=0. 1242? = 0. 32242n生=0. 0722, Af = 0. 07224 x 5. 3093 = 0. 3833. 4验算降液管内停留时间，应用公式1 =AN精镭段：8” ronr- = 11 9987s提做段：02 = 3833 x。45 = $ 6s 0. 028停留时间e5s,故降液管可用。塔盘布置塔盘面积分为鼓泡面积、降液面积、稳定区和无效区。由上面数据得:鼓泡区：人=生理=62. 13%At 5. 3093改才 v 240. 3833 x 2- 71g降液区：-=14. 44%At 5.3093无效区：%=%4塔板

37、的流体力学计算液面落差对精播段:先按塔径计算液流强度，根据及岳由下图求出未校正的每排泡罩的液面落差.: 查表得= 0. 04247ft!27 6L00.60.5O.-10,32v灯力，俞忘1芯J50图4计算气动因子R ：从上图求出校正系数C，在算出校正后的每排泡罩的液面落差量有 关计算式如下： 查上表得Q = 1.333对提福段:查表得尺=1.6计算气动因子F,：从上图求出校正系数J，在算出校正后的每排泡罩的液面落差量 有O关计算式如下：查上表得以=1.06动液封hds对精储段：初选动液封A, = 0.06卬则静液封 h* = hd - h8 = 0. 06 - 0. 02371 = 0. 0

38、3629s对提储段：初选动液封鼠=0.06。则静液封 h$s = hds - h“ = 0. 06 - 0. 04292 = 0. 01708加压降对精微段：屏保压降K由已知得，取（二液层阻力hi式中：Wb按液流面积Ab计算的气速图5查图得夕=0. 57全塔总压降0= 10 x 0. 1268 = 1. 268s对提储段：由已知得，取L二液层阻力L式中：Wb按液流面积Ab计算的气速查图得夕=0. 65全塔总压降r= 17 x 0. 1437 = 2. 4089H雾沫夹带验算检验液泛：对精储段：所以不发生液泛。对提储段：同理可得2-h. = 0.4481 %所以不发生液泛。检查雾沫夹带：对精储段

39、：hf = 0.0432&2 + i.89hw - 0.0406 = 0.2866mS = HT-hf = 0.45 - 0.2866 = 0.1643mVs5.44Wg = At - 2Af = 5.3089-2 X 0.3833 = 1，1976 m/S段=7.28935.7 x IO、Ua a Ht - hf% =厂=1.1044 m/s/I j* - Hf3.2=0.07970 0.1所以不发生雾沫夹带对提储段：同理求得e” = 0.0129 0.1所以不发生雾沫夹带。排空时间对精储段： 采用排空孔径%=1皿 Aw= 2.5cm2/nr2.5x1/4xtiD2 . 4人m0 = 3.6

40、个孔数4x冗d对提谯段： 采用排空孔径d = 10侬，Aw=2.5cnr/nr2.5xl/4xnD2 一人m0 = 3.6个孔数 1/4xKdo塔板负荷性能曲线雾沫夹带线： 精福段 近似取 e 1- 0, hw = 0. 08129/27, lv = 1. 716mhf 故=2. 5 0. 08129 + 2.84 x 10-3 x36004 11-716 J2/3=0. 2025 + 1. 1535Z 3已知 b = 20. 59 xHT = 0. 45rIA 15. 7 x 10-6所以0=20. 59 x IO”0. 203/,10. 45 - 0. 2025 - L 635Z X整理得

41、% = 7. 6803 - 36. 1058Z； 3提福段与精循段同理可得整理得上 = 1. 6125 - 6. 2686Z- 3液泛线： 令Lf =、求出关系式 精假段将名. = 0.45,4=0. 08129卬，带入得： 提福段Hr = 0. 45, 4 = 0. 06208卬,带入得： 液体负荷上、下限线 精谯段 齿缝度计算： 齿缝全开时气量嗫=5. 81971 / s=1. 0698 5.442 = 0, 67665.44V 负荷上限* = 负荷上限为男 负荷下限： 负荷下限器= 负荷下限为先 提做段 齿缝度计算： 齿缝全开时气量嗫=5. 2695/ / s 负荷上限辽=上江 =1.

42、0056V 5.24 负荷上限为与 负荷下限：负荷下限V .min汨丝=0. 63605. 24负荷下限为冬 上限线: 精假段提循段漏液线（气象脉动线）由I =精福段 将m = 245, F, = 4.8 x 10“等等参数代入得：提做段将各种参数代入得：液相负荷下限线精假段提谯段由以上（1） （5）做出塔板负荷性能图，按固定的液气比，由图可查出塔板的气 相负荷上限和下限：图6精微段塔板负荷性能图图7提微段塔板负荷性能图精做段：匕a = L 5256nl3/s, Vs.min = 0. 58881s提微段:J = 2. 01m7s, VSiain = 0. 53331 / s所以精循段操作弹性

43、=*f = 2. 59,提偏段操作弹性=3. 770 Oooo05塔附件设计塔的外壳多用钢板焊接，如外壳采用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用 法兰连接。板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装置，如 除沫器、人（手）孔、基座，有时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。为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。一般说来，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 塔顶的距离常大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离较 大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有10 15mi

44、n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 时则再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，进料板的板间距也比一般间距大。接管进料管的管径计算进料管的结构种类很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直 管进料管，管径计算如下：选取 u = 2.00m/s进料管料液体积流量尸=FMf3600夕f492. 86 x 84. 553600 x 798. 5=1.45 x 10-2m3/s回流管 冷凝器安装在塔顶，一般流速为S,故取Ud=S35Ws,=

45、0. 2046m_ f4Z7 _ 卜 x L 873 x 0.0115 则 D X 嬴 3. 14 X 0. 35塔釜出料管 釜液流出速度一般范围为s,故取Uw =O.8OnVs塔底平均摩尔质量为=91. 96kg/kmol塔釜排液管的体积流量:西乂 W k X 9. 207 X 10-3. g故 d. = = = 0. 121m 3. 14 x 0. 80塔顶蒸汽出料管uv = 16.00nVs由于是常压精福，允许气速为s,故取塔釜进气管本塔采用直管进气，取出口气速为u = 23m/s则八旧= U = -5386m法兰由于常压操作，所以法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用

46、法兰。(1)蒸气出口管法兰：HG 20593法兰 Q235-A(2)回流管法兰：HG 20593法兰Q235-A(3)进料管法兰：HG 20593法兰(4)釜液排出管法兰：HG 20593法兰Q235-A(6)塔釜蒸气进气法兰：HG 20593法兰 Q235-A简体和封头筒体筒体厚度式中：OF为Q235A在100下的许用应力，查表得，为113Mpa ;0塔体焊缝为双面对接焊,局部无损探伤，查表得。二；G钢板厚度负偏差，估计筒体厚度在825mm范围内，查表得C1 = 0.8mm ；C?腐蚀裕量，根据已知工艺条件，C2=4mn ；按钢度要求，筒体所需最小厚度：2D.-=5. 2mm 1000故按钢

47、度条件，筒体厚度仅需6mm。考虑到此塔较高，风载荷较大，而塔的内径不太 大，故适当增加厚度，现假设塔体厚度Q = 27mm,则假设的塔体有效厚度 j j - c = 27 - 4. 8 = 22. 2mm封头故取封头厚度 = 271nm除沫器空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况 下，设置除沫器，以液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除 沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有 比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取：u = KPL-Pv,系数K，=o,lO7 Pv贝IJu = 0. 107 x 1805. 95 - 2.可=1809m/sV 2.81除沫器直径=