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1、板式精馏塔设计任务书4-3一、 设计题目： 苯甲苯 精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、 设计任务：生产能力（进料量） 6万 吨年 操作周期 7200 小时年 进料组成 48.0 （质量分率，下同） 塔顶产品组成 98.0 塔底产品组成 3.0% 2、 操作条件 操作压力 常压 进料热状态 泡点进料 冷却水 20 加热蒸汽 0.19MPa 3、 设备型式 筛板塔 4、 厂 址 安徽省合肥市 三、设计内容：1、 概述2、 设计方案的选择及流程说明3、 塔板数的计算(板式塔) ( 1 ) 物料衡算; ( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅; ( 3 ) 回流比的选择; ( 4 ) 理论
2、板数和实际板数的计算; 4、 主要设备工艺尺寸设计 ( 1 ) 塔内气液负荷的计算; ( 2 ) 塔径的计算; ( 3 ) 塔板结构图设计和计算； ( 4 )流体力学校核；( 5 )塔板负荷性能计算；( 6 )塔接管尺寸计算；( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。5、 辅助设备选型与计算6、 设计结果汇总7、 工艺流程图及精馏塔装配图8、 设计评述 目录1、概述41.1 精馏单元操作的简介41.2 精馏塔简介41.3 苯-甲苯混合物简介41.4设计依据41.5 技术来源51.6 设计任务和要求52、设计计算52.1确定设计方案的原则52.2操作条件的确定52.2.1操作压力52.2.2进料
3、状态62.2.3加热方式的选择62.3设计方案的选定及基础数据的搜集62.4板式精馏塔的简图72.5常用数据表：73、计算过程103.1 相关工艺的计算103.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率103.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量103.1.3 物料衡算103.1.4 最小回流比及操作回流比的确定103.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程113.1.6逐板法求理论塔板数123.1.7精馏塔效率的估算133.1.8实际板数的求取133.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算143.2.1操作压力计算143.2.2操作温度计算143.2.3平均摩尔质量计算143.2.4平均
4、密度计算153.2.5液体平均表面张力计算 163.2.6液体平均粘度计算 173.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算183.3.1 塔内气液负荷的计算183.3.2 塔径的计算193.3.3 精馏塔有效高度的计算203.4 塔板结构尺寸的计算213.4.1 溢流装置计算-213.4.2塔板布置223.5筛板的流体力学验算243.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算243.5.2液面落差253.5.3雾沫夹带253.5.4漏液253.5.5液泛263.6 塔板负荷性能图273.6.1雾沫夹带线273.6.2 液泛线283.6.3 液相负荷上限线303.6.4 液相负荷下限线 303.6.5 漏液线3
5、13.7 各接管尺寸的确定323.7.1 进料板323.7.2 釜残液出料管333.7.3回流液管333.7.4塔顶上升蒸汽管333.8精馏塔结构设计343.8.1设计条件343.8.2壳体厚度计算343.8.3风载荷与风弯矩计算353.8.4地震弯矩的计算383.9筛板塔的工艺设计计算结果汇总表394、总结和设计评述404.1设计评述404.2总结41参考文献421、概述1.1 精馏单元操作的简介 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组
6、分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。1.2 精馏塔简介精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使
7、混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。1.3 苯-甲苯混合物简介化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是
8、有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。1.4设计依据本设计依据化工原理课程设计的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.5 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格的计算为主，也有一些简化的模型，但是严格的计算对于连续精馏塔时最常采用的。1.6 设计任务和要求原料：苯甲苯溶液，年产量时6万吨， 苯含量：48%（质量分数），原料液的温度：泡点温度设计要求：塔顶产品组成98%（质量分数），塔底产品组成3%（质量分数）2、设计计算2.1确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的
9、条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.满足工艺和操作的要求；2.满足经济上的要求；3保证安全生产（例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间）。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。2.2操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对
10、某些问题作些阐述。2.2.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。由于苯甲苯物系对温度的依赖性不强，常压下是液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。 其中塔顶的压力为101.33kpa。 塔底的压力为101.33+N0.7kpa2.2.2进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造
11、上提供了方便。2.2.3加热方式的选择蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。2.3设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝
12、器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： () 结构比浮阀塔更简
13、单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。 () 小孔筛板容易堵塞。不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液2.4板式精馏塔的简图2.5常用数据表：表1 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（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44
14、107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618
15、.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液体粘度（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228 表7常压下苯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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8
16、102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03、计算过程3.1 相关工艺的计算3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的
17、摩尔分率 苯的摩尔质量 = 78 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 = 92kg/kmol =0.5212 =0.9830 =0.03523.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 =0.521278+（1-0.5212）92=84.7kg/kmol =0.98378+(1-0.983)92=78.24kg/kmol =0.035278+(1-0.0352)92=91.51kg/kmol3.1.3 物料衡算 以年工作7200小时，年产6万吨计，进料为： 原物料处理量： F=98.39 kmol/h 总物料衡算： 98.39=D+W 苯的物料衡算：98.390.5215=D0.983+W0.0
18、352联立解得： D=50.45 kmol/h W=47.94 kmol/h 3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定（1） 相对挥发度苯的沸点为80.4，甲苯的沸点为110.6，根据安托尼方程 （5，90页安托尼方程）得： 同理得时， ， （2） 最小回流比计算： （5,112页式9-46） 3.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 =RD=2.4250.45=122.089kmol/h =(R+1)D=3.4250.45=172.539kmol/h =172.539 kmol/h =+W=172.539+47.94=220.479 kmol/h精馏段操作线方程为 y=x+=+=0.708
19、x+0.287 （5，106页）提馏段操作线方程为: =-=1.278-0.010（5，106页） 3.1.6逐板法求理论塔板数（1） 交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下： 相平衡方程变形为x = ，精馏段操作线方程y=0.708x+0.287 = 0.983 因为 精馏段理论板 n=6，第7块为进料板（2）交替使用相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下： 相平衡方程变形为x = ，提馏段操作线方程y=1.278x-0.01 所以提留段理论板 n=63.1.7精馏塔效率的估算，相对挥发度计算如下： 在95.4时查得苯和甲苯的粘度为，则：全塔效率 3.1.8实际板数的求取精馏段实际板层数
20、N(精)=6/0.533812,提馏段实际板层数N(提)=6/0.533812，进料板在第13块板3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.2.1操作压力计算 塔顶操作压力101.3 kPa塔底操作压力=101.3+240.7=118.1kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力101.30.712109.7kPa精馏段平均压力 P m （101.3109.7）2105.5 kPa提馏段平均压力P m =（109.7+118.1）/2 =113.9 kPa3.2.2操作温度计算 利用上表数据用试差法计算结果如下：塔顶温度：由得=80.4进料板温度:由 得=90.9塔底温度:由得=110
21、.5精馏段平均温度=（ 80.490.9）/2 =85.65提馏段平均温度=（90.9+110.5）/2 =100.73.2.3平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.983代入相平衡方程得x1=0.9584Kg/K molKg/K mol(2)进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 ，故Kg/K molKg/K mol(3)塔底平均摩尔质量计算由理论板计算得，Kg/K molKg/K mol(4)精馏段平均摩尔质量 Kg/K molKg/K mol（5）提馏段平均摩尔质量Kg/K molKg/K mol3.2.4平均密度计算 （1）气相平均密度计算 由理想气体状
22、态方程计算，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度（2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 a.塔顶液相平均密度的计算 由80.47，查手册得 塔顶液相的质量分率 ，则：b.进料板液相平均密度的计算 由tF90.9，查手册得 进料板液相的质量分率 c.塔底液相平均密度的计算 由tw110.5，查手册得 塔底液相的质量分率 d.精馏段液相平均密度为 e.提馏段液相平均密度为3.2.5液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 (1)塔顶液相平均表面张力的计算 由 80.4代入方程得 ：=21.19mN/m =21.66 mN/m mN/m(2)进料板液相平均表面张力的计
23、算 由代入方程得 :=19.88 mN/m =20.50 mN/m mN/m(3)塔底液相平均表面张力的计算 由 代入方程得 ：=17.43 mN/m ,=18.35mN/mmN/m（4）精馏段液相平均表面张力为 mN/m（5）提馏段液相平均表面张力为 mN/m3.2.6液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 （1）塔顶液相平均粘度的计算 由代入方程得 ：=0.31mPas, =0.31 mPas解出=0.31mPas（2）进料板液相平均粘度的计算 由代入方程得 :=0.28mPas, =0.28 mPas解出=0.28 mPas(3)塔底液相平均粘度的计算 由1代入方程得 ：=0.24
24、mPas, =0.25 mPas解出=0.25 mPas（4）精馏段液相平均粘度为：=(0.31+0.28)/2=0.295mPas（5）提馏段液相平均粘度为：=(0.28+0.25）/2=0.265 mPas3.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算3.3.1 塔内气液负荷的计算 3.3.1.1 精馏段： 3.3.1.2提馏段： 3.3.2 塔径的计算塔板间距HT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，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。板间距与塔径关系(5 ,148页)塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，m
25、m200300250350300450350600400600 3.3.2.1 对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查“史密斯关联图 ”得，C20=0.082；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故截留面积为：实际空塔气速为：m/s按标准,塔径圆整为1.4m,则空塔气速0.8837m/s。3.3.2.2对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查“史密斯关联图 ”得，C20=0.072；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故截留面积为：实际空塔气速为：m/s按标准,塔径圆整为1.4m,则空塔气速0.8512m/s
26、。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.4m。3.3.3 精馏塔有效高度的计算有效高度计算公式为精馏段有效高度 Z精=（N精-1）HT=（12-1）0.45=4.95m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（12-1）0.45=4.95m在进料板处开一个人孔，其高度为0.6m，故精馏塔的有效高度为 Z=（Z精+Z提）+0.6=4.95+4.95+0.6=10.5m精馏塔的实际高度为（塔的两端空间：塔顶空间1.5m,塔底空间1.5m） Z实=Z+1.5+1.5=13.5m3.4 塔板结构尺寸的计算
27、3.4.1 溢流装置计算-因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。3.4.1.1堰长 单溢流=（0.6+0.8）D (2,39页)（1） 对精馏段：溢流堰长=0.651.4=0.91m 对提馏段：溢流堰长=0.651.4=0.91m3.4.1.2溢流堰高度：（1）精馏段：由，查4图317“液流收缩系数E图”，知E=1.0,依式可得故（2） 提馏段：由，查4图317“液流收缩系数E图”，知E=1.02,依式可得 故3.4.1.3 弓形降液管宽度和截面积：由查2（图35“弓形降液管的宽度与面积”参数图）得：，故：（1）精馏段计算，利用2（式341)计算液体在降液管中停留时间以检验
28、降液管面积，即（大于5s，符合要求）(2) 提馏段计算，利用2（式341)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）3.4.1.4降液管底隙高度：（1）精馏段：取液体通过降液管底隙的流速（一般在0.07-0.25m/s范围内）依(3：式320)：，故：，符合要求（2）提馏段：取液体通过降液管底隙的流速（一般在0.07-0.25m/s范围内）依(3：式320)：，故：，符合要求综上，降液管底隙高度设计合理。3.4.2塔板布置3.4.2.1 塔板的分块：因D=1400mm800mm，故塔板采用分块式。查“塔板分块与塔径”关系表得，塔极分为4块。3.4.2.2 边缘区宽度确
29、定边缘区宽度=0.05m(3050mm),安定区宽度=0.09m（50100mm）3.4.2.3 开孔区面积计算b)依(3：式321)：计算开空区面积（1）精馏段计算：，（2）提馏段计算：m3.4.2.4 筛孔数的计算与开孔率（3,）：取筛空的孔径为（常用4-6mm），正三角形排列，一般碳的板厚为,取，取，故孔中心距（1）精馏段计算： 筛孔数：个， 开孔率（在515范围内）则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为（2）提馏段计算： 筛孔数：个， 开孔率：（在515范围内）则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为 3.5筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维
30、持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。3.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算 （1）精馏段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查“干筛孔的流量系数图”（3,）得，C0=0.88由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数=0.61，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式， 故则单板压强：（2）提馏段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查“干筛孔的流量系数图”（3,）得，C0=0.88由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数=0.58，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高
31、度：依式， 故则单板压强：3.5.2液面落差对于液体流量很大及D2000mm筛板塔需考虑液面落差，本例的塔径和液流量均不大，液面落差很小，故可忽略液面落差的影响。 3.5.3雾沫夹带（1）精馏段：，（2）提馏段：设计中规定0.1Kg液体/Kg气体，故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.5.4漏液由式得：（1）精馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。（2）提馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。3.5.5液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式计算（1）精馏段：而H=0.0869+0.08+0.0016=0.1685m取，则故在设计负荷下不会发
32、生液泛。（2）提馏段：而H=0.0061+0.08+0.0016=0.1685m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。3.6 塔板负荷性能图3.6.1雾沫夹带线（1） 精馏段：以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：，近似取E=1，=0.064m,则由以上三式整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表Ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065Vs /(m3/s)2.24142.17422.11182.0531（2） 由上表数据即可作出液沫夹带线2。
33、（2）提馏段：以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：，近似取E=1.02，=0.064m,则由以上三式整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表Ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065Vs /(m3/s)1.68231.63531.59161.5506由上表数据即可作出液沫夹带线2。 3.6.2 液泛线联立 （a）（1）精馏段：近似取E=1.0，=0.91m,则 (b)由式 则 (c)由式 (d)将及上式(b)(c)(d)代入(a)式中得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表Ls /
34、(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065Vs /(m3/s)2.13632.08472.03241.9788（2）提馏段：近似取E=1.02，=0.91m,则 (b)由式 则 (c)由式 (d)将及上式(b)(c)(d)代入(a)式中得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表Ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065Vs /(m3/s)2.30522.25542.20542.15423.6.3 液相负荷上限线以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线0.01269。3.6.4
35、 液相负荷下限线 （1）精馏段：对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准，E=1.0，由据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。（1） 提馏段：对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准，E=1.02，由得：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线33.6.5 漏液线(1) 精馏段：由代入漏液点气速方程得：整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表Ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065Vs /(m3/s)0.78480.79570.80560.8157由上表数据即可作出漏液线。 （2）提
36、馏段：由代入漏液点气速方程得：整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表Ls /(m3/s) 0.00350.00450.00550.0065Vs /(m3/s)0.70140.71220.72200.7311由上表数据即可作出漏液线。 精馏段塔板负荷性能图 提馏段塔板负荷性能图3.7 各接管尺寸的确定 3.7.1 进料板进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87）:3.7.2 釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：3.7.3回流液管回流液体积流量 利用液体的重力进行回
37、流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：3.7.4塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：3.8精馏塔结构设计3.8.1设计条件塔体与裙座的机械设计条件如下：（1） 塔体内径,塔高近似取。塔体圆筒总高度为13500mm（2） 计算压力，设计温度。（3） 设计地区：基本风压值，地震设防烈度为8度，场地土类：B类，设计地震分组：第二组，设计基本地震加速度为。（4） 塔内装有层筛板塔盘，每块塔盘上存留介质层高度为，介质密度为。（5） 沿塔高每10米左右开设一个人孔，人孔数位1个，相应在人孔处安装半圆
38、形平台1个，平台宽度为，高度为。（6） 塔外保温层的厚度为，保温材料密度为。（7） 塔体与封头材料选用，其中。（8） 裙座材料选用。（9） 塔体与裙座间悬挂一台再沸器，其操作质量为（10） 塔体与裙座对接焊接，塔体焊接接头系数。（11） 塔体与封头厚度附加量，裙座厚度附加量。3.8.2壳体厚度计算3.8.2.1.塔体厚度计算 考虑厚度附加量C=2mm，厚度为：，经圆整，取3.8.2.2封头厚度计算采用标准椭圆形封头，形状系数，则其厚度为： 考虑厚度附加量C=2mm经圆整后，名义厚度3.8.3风载荷与风弯矩计算3.8.3.1风载荷计算以23段为例计算风载荷：式中：体系系数，对圆筒形容器，4m高处
39、基本风压值，风压高度变化系数，查表8-5得：计算段长度，脉动影响系数，由表8-7查得：塔的基本自振周期，对等直径、等厚度圆截面塔： 脉动增大系数，根据自振周期，由表8-6查得：振动系数，由表8-8查得：风振系数 塔有效直径。设笼式扶梯与塔顶管线成90，取以下a，b式中较大者 a. b. ，取400mm， a. b.取 以上述方法计算出各段风载荷，列于下表中。各段塔风载荷计算结果计算段平台数15000.71.0110.5001812160.14210000.71.0511.5101812332.96325000.71.2614072025321395.8430000.71.6717060024122114.7530000.72.13110160024122694.73.
