苯乙苯连续精馏塔的设计

PAGEPAGE0苯-乙苯连续精馏塔的设计班级姓名学号指导老师日期前言本课程设计是综合了《化工原理》和《化工设备机械基础》两门课的课程设计，设计的主要内容也是围绕着精馏塔的工艺计算和结构设计这两个方面来完成的。本课程设计总共分为6章：第1章为任务书，给出了本设计需要完成的任务及相关的设计条件；第2章为综述，讲述了一些关于精馏的相关知识，如精馏的原理，精馏的计算等等；第3章为工艺条件及流程的确定，对本设计的工艺条件及工艺流程进行了详细的说明；第4章为精馏塔的工艺计算，主要对物性参数、操作线方程、精馏塔的主要工艺尺寸及塔板流动性能校核等等进行了细致的计算；第5章为精馏塔结构设计，对塔体本身及相关部件的尺寸、塔的相关载荷和应力校核等等进行了详尽的计算；第6章为设计评价，是本人对本设计所作的一些说明及从中获得的一些心得体会。笔者经验及理论知识有所欠缺，难免在设计中会出现些许错误，望老师能够见谅并帮我斧正，谢谢！编者2011年目录TOC\o"1-3"\u第1章任务书 6设计题目 6设计任务及操作条件 6塔板类型 6工作日 7厂址 7设计内容 7第2章综述 8精馏及精馏原理 8精馏操作的评价指标 9精馏的计算 9精馏在工业生产中的应用 10精馏操作对塔设备的要求 10常用板式塔的类型及本设计的选型 10筛板塔的特性 11第3章工艺条件及流程的确定 123.1工艺条件的确定及说明 12进料状况 123.1.2确定加热剂及加热方式 123.1.3确定冷却剂及其进、出口温度 123.1.4回流比 13流程的确定及说明 13设计方案综述 14第4章精馏塔的工艺计算 15主要物性数据 15精馏塔的物料衡算 15操作线方程 16精馏段操作线方程 16提留段操作线方程 18塔板数的计算 18理论塔板数的计算 18实际塔板数的计算 19精馏塔的工艺条件及物性数据 20操作参数及物性参数的计算 20塔的工艺条件及物性数据汇总 26精馏塔的主要工艺尺寸计算 27塔径 27塔高 29溢流装置 29弓形降液管宽度Wd和截面Af 30降液管底隙高度 31塔板布置 31筛板的流体力学计算 324.8塔板流动性能校核 34液面落差 34液沫夹带 34漏液 35液泛 35塔板负荷性能图 36漏液线 36雾沫夹带线 37液相负荷下限线 37液相负荷上限线 38液泛线 38负荷性能图 39工艺设计计算结果汇总 39第5章精馏塔结构设计 41设计条件 41壳体厚度计算 41塔体设备质量载荷计算 42筒体圆筒、封头、裙座质量 42塔内构件质量 42保温层质量 43平台、扶梯质量 43操作时物料质量 435.3.6附件质量 43充水质量 44各种质量载荷汇总 44风载荷与风弯矩计算 44风载荷计算 44风弯矩计算 46地震弯矩的计算 47偏心弯矩计算 49各种载荷引起的轴向应力 49计算压力引起的轴向拉应力 49操作质量引起的轴向压应力 49最大弯矩引起的轴向压应力 49塔体和裙座危险截面的强度与稳定校核 51塔体的最大组合轴向拉应力校核 51塔体与裙座的稳定校核 51各危险截面强度与稳定校核汇总 52塔体水压试验和吊装时的应力校核 53水压试验时各种载荷引起的应力 53水压试验时应力校核 54基础环设计 55基础环尺寸 55基础环的应力校核 55基础环的厚度 55地脚螺栓计算 56地脚螺栓承受的最大拉应力 56地脚螺栓的螺纹小径 57第6章设计评价 58第1章任务书设计题目苯-乙苯连续精馏塔的设计设计任务及操作条件进精馏塔的料液含乙苯40%（质量分数，下同），其余为苯；塔顶的乙苯含量不得高于2%；残液中乙苯含量不得低于98%；生产能力为年产吨98%的乙苯产品；操作条件塔顶压力4kPa（表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸气压力0.5MPa（表压）单板压降≤0.7kPa。塔板类型筛板塔。工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。厂址厂址为武汉地区。1、设计说明书的内容（1）精馏塔的物料衡算；（2）塔板数的确定；（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；（5）塔板主要工艺尺寸的计算；（6）塔板的流体力学验算；（7）塔板负荷性能图；（8）精馏塔接管尺寸计算；（9）对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求：绘制精馏塔装配图（A1号图纸）。第2章综述精馏及精馏原理把液体混合物进行多次部分汽化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离为所要求组分的操作过程称为精馏，是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分数，可分为二元精馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响汽液平衡的添加剂，可分为普通精馏和特殊精馏（包括萃取精馏、恒沸精馏和加盐精馏）。若精馏过程伴有化学反应，则称为反应精馏。为什么把液体混合物进行多次部分汽化同时又多次部分冷凝，就能分离为纯或比较纯的组分呢？对于一次汽化，冷凝来说，由于液体混合物中所含的组分的沸点不同，当其在一定温度下部分汽化时，因低沸点物易于气化，故它在气相中的浓度较液相高，而液相中高沸点物的浓度较气相高。这就改变了气液两相的组成。当对部分汽化所得蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物的浓度较气相高，而为冷凝气中低沸点物的浓度比冷凝液中要高。这样经过一次部分汽化和部分冷凝，使混合液通过各组分浓度的改变得到了初步分离。如果多次的这样进行下去，将最终在液相中留下的基本上是高沸点的组分，在气相中留下的基本上是低沸点的组分。由此可见，多次部分汽化和多次部分冷凝同时进行，就可以将混合物分离为纯或比较纯的组分。液体气化要吸收热量，气体冷凝要放出热量。为了合理的利用热量，我们可以把气体冷凝时放出的热量供给液体气化时使用，也就是使气液两相直接接触，在传热同时进行传质。为了满足这一要求，在实践中，这种多次部分汽化伴随多次部分冷凝的过程是逆流作用的板式设备中进行的。所谓逆流，就是因液体受热而产生的温度较高的气体，自下而上地同塔顶因冷凝而产生的温度较低的回流液体（富含低沸点组分）作逆向流动。塔内所发生的传热传质过程如下1）气液两相进行热的交换，利用部分汽化所得气体混合物中的热来加热部分冷凝所得的液体混合物；2）气液两相在热交换的同时进行质的交换。温度较低的液体混合物被温度较高的气体混合物加热二部分汽化。此时，因挥发能力的差异（低沸点物挥发能力强，高沸点物挥发能力差），低沸点物比高沸点物挥发多，结果表现为低沸点组分从液相转为气相，气相中易挥发组分增浓；同理，温度较高的气相混合物，因加热了温度较低的液体混合物，而使自己部分冷凝，同样因为挥发能力的差异，使高沸点组分从气相转为液相，液相中难挥发组分增浓。

精馏塔是由若干塔板组成的，塔的最上部称为塔顶，塔的最下部称为塔釜。塔内的一块塔盘只进行一次部分汽化和部分冷凝，塔盘数愈多，部分汽化和部分冷凝的次数愈多，分离效果愈好。通过整个精馏过程，最终由塔顶得到高纯度的易挥发组分，塔底得到的基本上是难挥发的组分。精馏操作的评价指标评价精馏操作的主要指标是：①产品的纯度。板式塔中的塔板数或填充塔中填料层高度，以及料液加入的位置和回流比等，对产品纯度均有一定影响。调节回流比是精馏塔操作中用来控制产品纯度的主要手段。②组分回收率。这是产品中组分含量与料液中组分含量之比。③操作总费用。主要包括再沸器的加热费用、冷凝器的冷却费用和精馏设备的折旧费，操作时变动回流比，直接影响前两项费用。此外，即使同样的加热量和冷却量，加热费用和冷却费用还随着沸腾温度和冷凝温度而变化，特别当不使用水蒸气作为加热剂或者不能用空气或冷却水作为冷却剂时，这两项费用将大大增加。选择适当的操作压力，有时可避免使用高温加热剂或低温冷却剂（或冷冻剂），但却增添加压或抽u/view/85005.htm"真空的操作费用。精馏的计算不论是板式塔或是填充塔，通常都按分级接触传质的概念来计算理论板数。对于双组分精馏塔的设计计算，通常给定的设计条件有:液体混合物(料液)的量F和浓度（以易挥发组分的u/view/44388.htm"摩尔分率表示），以及塔顶和塔底产品的浓度和。计算所需的理论板数和实际板数。计算前必须先确定合理的回流比。理论塔板数的计算方法有：逐板计算法、x-y图解法和捷算法。2.4精馏在工业生产中的应用精馏是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。如从发酵料液中提炼饮用酒，石油炼制中切割出汽油、柴油、煤油、润滑油等系列油品，合成材料工业中从反应后的混合物中分离出高纯度单体（如苯乙烯、氯乙烯等），从有机废气的吸收液中回收溶剂等。2.5精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）塔内的滞留量要小实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。2.6常用板式塔的类型及本设计的选型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，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。本设计板式塔的类型为筛板塔。2.7筛板塔的特性筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。筛板塔的缺点是：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）操作弹性较小(约2～3)。（3）小孔筛板容易堵塞。第3章工艺条件及流程的确定3.1工艺条件的确定及说明3.1.1进料状况虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。为此，本次设计中采取饱和液体进料，即泡点进料q=1.0。3.1.2确定加热剂及加热方式1.加热剂由于水来源易得，所以本设计采用水蒸汽加热。当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。2.加热方式本设计采用水蒸汽间接加热的方式加热3.1.3确定冷却剂及其进、出口温度1.冷却剂冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。本设计用水作冷却剂。2.冷却剂进、出口温度水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。本设计出口温度设为353.1.4回流比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。3.2流程的确定及说明精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器产品冷却器等设备。热量自釜底输入，物料在塔内经多次部分汽化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。塔顶冷凝器装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分别对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但是在石油等工业中获得液相产品时往往采用全凝器，以便于准确的确定回流比。若后继装置使用气态物料，则以用分离器。苯-乙苯混合液原料经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的回流液混合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升的蒸汽互相接触，进行热和质的传热过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵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储槽。塔釜采用间接蒸汽给再沸器供热。塔底产品经冷却后送入储槽。流程简图如下：3.3设计方案综述设计中采用饱和液体进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。塔型采用筛板塔，加料方式采用直接流入塔内。第4章精馏塔的工艺计算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AC6H6乙苯BC8H102、苯-乙苯的液相密度t/℃204060801001201403、苯、乙苯在某些温度下的粘度t/℃0204060801001201404、苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/℃204060801001201405、不同塔径的板间距塔径D/m板间距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-6004.2精馏塔的物料衡算原料液流率为，塔顶产品流率为,塔底产品流率为，对精馏塔做全塔物料衡算，则有：，苯的摩尔质量：乙苯的摩尔质量：原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量：分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数则可知产物的产量4.3操作线方程4.3.1精馏段操作线方程已知二元物系的相平衡方程为：其中为苯-乙苯的相对挥发度，本设计取塔顶、塔底平均温度下的值。查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系T/℃xy-11848892960.54110010410811512012513013500由t-x-y曲线可知：全塔平均温度查得，在℃下，相对挥发度因为采取的进料状态是饱和液体进料，，线方程为，与平衡线的交的横坐标为，将代入相平衡方程，得：则最小回流比为取回流比则精馏段气液负荷为：则精馏段操作线方程为：①4.3.2提留段操作线方程因为原料液的进料状态为饱和液体，则提留段气液负荷为：则提留段操作线方程为：②4.4塔板数的计算4.4.1理论塔板数的计算采用逐板计算法计算理论塔板数，步骤如下：因为，故两操作线交点的液相组成为：下面进行逐板计算：精馏段所以精馏段理论塔板数为3块提留段所以提留段理论塔板数为4块因此，精馏塔的理论塔板数为，进料板位置为第4块板。4.4.2实际塔板数的计算塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。O'Connell对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳，认为蒸馏塔可用相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率，其简单近似经验式为：式中——相对挥发度；——液相黏度，mPa·s。上式中、的数据均取塔顶、塔底平均温度下的值。查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度组分苯A乙苯B黏度（mPa·s）则有平均黏度故采用筛板塔时全塔板效率为：计算实际塔板数精馏段提馏段故全塔实际所需塔板数块加料板位置在第7块。4.5精馏塔的工艺条件及物性数据4.5.1操作参数及物性参数的计算力塔顶压力进料板压力塔底压力精馏段平均操作压力提馏段平均操作压力全塔平均操作压力2.平均温度由前精馏段平均温度:提馏段平均温度:全塔平均温度:3.平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量进料板平均摩尔质量塔底平均摩尔质量精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量全塔平均摩尔质量气相密度精馏段提馏段全塔液相密度式中为质量分率查的在下苯、乙苯的密度为温度（℃）83塔顶平均密度进料板平均密度塔釜平均密度精馏段平均密度提馏段平均密度全塔液相平均密度5.液体平均黏度查的在温度下各组成的黏度黏度温度83℃℃苯(mPas)乙苯(mPas)由公式计算平均黏度进料板塔顶塔釜精馏段平均黏度提馏段平均黏度全塔平均黏度6.液体平均表面张力由公式进行计算查资料得温度下苯乙苯的表面张力表面张力温度83℃℃苯(mN/m)21乙苯(mN/m)进料板表面张力塔顶表面张力塔底表面张力精馏段液体平均表面张力提馏段液体平均表面张力全塔液体平均表面张力7.气液相负荷精馏段提馏段4.塔的工艺条件及物性数据汇总项目符号单位计算数据平均压强精馏段kPa108.1提馏段11全塔11平均温度精馏段℃提馏段110全塔液相平均摩尔质量精馏段kg/kmol8提馏段9全塔91.14气相平均摩尔质量精馏段kg/kmol提馏段全塔86.42液相平均密度精馏段Kg/m3806.0提馏段全塔气相平均密度精馏段Kg/m32.89提馏段0全塔0液体平均黏度精馏段mPa·s提馏段全塔液体平均表面张力精馏段mN/m提馏段全塔气相负荷精馏段m3/s提馏段液相负荷精馏段m3/s提馏段精馏塔的主要工艺尺寸计算塔径塔径的计算按照下式计算：式中D——塔径m；Vs——塔内气体流量m3/s；u——空塔气速m/s。空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即因此，需先计算出最大允许气速。式中umax——允许空塔气速，m/s；ρV，ρL——分别为气相和液相的密度，kg/m3；C——气体负荷系数，m/s，对于气体负荷系数C可用下图确定；而下图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：精馏段塔径的计算由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为：精馏段的汽，液相平均密度为：板间距与塔径的关系塔径D/mm300~500500~800800~16001600~2400板间距HT/mm200~300250~350300~450350~600那么分离空间，初选板间距，取板上液层高度。查上图smith关联图，得，依式取安全系数为0.7，则调整塔径为m;提馏段塔径的计算提馏段的汽，液相平均密度为：查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力调整塔径为m，综上，则取塔径为m，空塔气速为0.64m塔高塔有效高度精馏段提馏段总的有效高度为溢流装置采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。溢流堰长取堰长为，则出口堰高由计算。选用平直堰，堰上液层高度式中──堰上液流高度，m；——堰长，m;──塔内平均液流量，m3/h；──液流收缩系数。如右图一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。近似取E=1。精馏段提馏段弓形降液管宽度Wd和截面Af由查右图得：、则有计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积故符合要求。降液管底隙高度式中──降液管底隙处液体流速，m/s；(根据经验一般)取降液管底隙处液体流速为/s，则精馏段提留段塔板布置1.边缘区宽度确定取（安定区宽度）（无效区宽度）2.开孔区（鼓泡区）面积计算开孔区面积按计算故3.筛孔计算及其排列选用碳钢板,取筛孔直径,筛孔按正三角形排列,取孔中心距计算塔板上的筛孔数，即计算塔板上开孔区开孔率气体通过筛孔的气速精馏段提留段气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据。气体通过每层塔板的压降为上式中液柱高度可按下式计算式中塔板本身的干板阻力ΔPC板上充气液层的静压力ΔPL液体的表面张力ΔPδ干板阻力hc计算干板阻力由如下公式计算：由查干筛孔的流量系数图得精馏段提留段气体通过液层的阻力计算精馏段根据右图查的β5提留段查的β'为0.6液体表面张力的阻力计算由公式 计算气体通过每层塔板的压降用公式计算单板压强降符合设计要求。4.8塔板流动性能校核液面落差对于筛板塔液面落差很小,塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。液沫夹带由下式计算,即式中精馏段提留段故在本设计中液沫夹带量在允许范围内，设计合理。漏液对于筛板塔，漏液点气速可由式计算精馏段提留段筛板稳定系数故在本设计中无明显漏夜。液泛汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫到上层塔板上去，这种现象称为液泛（淹塔）。如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过，于是管内液面即行升高。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高，应服从式，而由于板上不设进口堰，可由式计算，则精馏段提留段精馏段提留段因，其中故在本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作范围。越出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体力学的界限用曲线表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线（又称漏液线）、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线组成。.1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。由得整理得在操作范围内，任取几个值，依上试计算出值，计算结果列于下表091360.26980.27800.29340.3100雾沫夹带线当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV≤液/kg气。以ev=液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:故整理得在操作范围内，任取同样的值，依上试计算出值，计算结果列于下表3091361.0684液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰,取上液层高度作为最小液体负荷标准，由下式得:,取，则据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式得：据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。4.9.5液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度。令，即因为，代入数据整理，得：在操作范围内，任取同样的值，依上试计算出值，计算结果列于下表309136844负荷性能图综合以上所求的漏液线、雾沫夹带线、液相负荷上限线、液相负荷下限线以及液泛线，作出塔的负荷性能图如下：工艺设计计算结果汇总序号项目符号单位计算数据(精馏段/提馏段）1平均温度℃2平均压力PmkPam113气相流量m3/s4液相流量m3/s5实际塔板数146有效高度Zm6.37塔径Dm1.08板间距m59溢流形式（降液管）单溢流弓形10堰长m0.611堰高m40812板上液层高度m9613堰上液层高度m19214底隙高度m1496115安定区高度m16边缘区高度m17开孔区面积m20.0456618筛孔直径m19筛孔数目N232520孔中心距tm21开孔率Φ10.0822空塔气速m3/s0.6423筛孔气速m3/s10.93/11.1324稳定系数K2.08/2.3325单板压降PmPa/6326停留时间S/27负荷上限m3/s液泛夹带28负荷下限m3/s漏液控制29液沫夹带kg液/kg气0262830操作弹性j第5章精馏塔结构设计塔体与裙座的机械设计条件如下：塔体内径,塔高近似取。计算压力，设计温度℃。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。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。沿塔设一个人孔，人孔数位2个，相应在人孔处安装半圆形平台1个，平台宽度为，高度为。塔外保温层的厚度为，保温材料密度为。塔体与封头材料选用，其中。裙座材料选用。塔体与裙座间悬挂一台再沸器，其操作质量为塔体与裙座对接焊接，塔体焊接接头系数。塔体与封头厚度附加量，裙座厚度附加量。壳体厚度计算1.塔体厚度计算因为本设计所选的钢材为，其最小厚度不得小于4mm，所以取，则名义厚度为：，有效厚度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：由于钢板的最小厚度为4mm，所以取封头的厚度为，考虑厚度附加量C=2mm经圆整后，名义厚度，有效厚度。5.3塔体设备质量载荷计算5.3.1筒体圆筒、封头、裙座质量圆筒质量：封头质量：裙座质量：说明：（1）塔体圆筒总高度为；（2）查得，厚度的圆筒质量为；（3）查得，厚度的椭圆形封头质量为（封头曲面深度，直边高度）；（3）裙座高度（厚度按计）。塔内构件质量由表8-1查得筛板塔盘质量为。保温层质量其中，为封头保温层质量，kg。平台、扶梯质量说明：由表8-1查得，平台质量：；笼式扶梯质量：；笼式扶梯总高：;平台数量：。操作时物料质量说明：物料密度；封头容积；塔釜圆筒部分深度；塔板层数；塔板上液层高度。附件质量按经验取附件质量为充水质量其中，。各种质量载荷汇总全塔操作质量/kg全塔最小质量/kg水压试验时最大质量/kg5.4.1风载荷计算以2—3段为例计算风载荷：式中：——体系系数，对圆筒形容器，——4m高处基本风压值，——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150010018122100011018123250014072025324300017060024125300011016002412风弯矩计算截面0—0截面1—1截面2—2取第一振型脉动增大系数为则衰减指数塔的总高度全塔操作质量重力加速度地震影响系数由表8-2查得（设防烈度为8级）由表8-3查得计算截面距地面高度h：0—0截面：1—1截面：2—2截面：等直径、等厚度的塔，，按下述方法计算地震弯矩。截面0—0截面1—1截面2—2计算压力引起的轴向拉应力其中，。操作质量引起的轴向压应力截面0—0令裙座厚度；有效厚度；。截面1—1其中，；为人孔截面的截面积，查相关标准得：。截面2—2其中，；。最大弯矩引起的轴向压应力截面0—0其中，截面1—1其中，为人孔截面的抗弯截面系数，查相关标准得：。截面2—2其中，塔体的最大组合轴向拉应力校核截面2—2塔体的最大组合轴向拉应力发生在正常操作时的2—2截面上。其中，；；；。满足要求。塔体与裙座的稳定校核截面2—2塔体2—2截面上的最大组合轴向压应力满足要求。其中，查图5-9得（16MnR，200℃），，。截面1—1塔体1—1截面上的最大组合轴向压应力满足要求。其中，查图5-8得（Q235-AR，200℃），，。截面0—0塔体0—0截面上的最大组合轴向压应力满足要求。其中，；；。各危险截面强度与稳定校核汇总项目计算危险截面0—01—12—2塔体与裙座有效厚度444截面以上的操作质量计算截面面积125605863012560计算截面的抗弯截面系数最大弯矩最大允许轴向拉应力最大允许轴向压应力/()204计算压力引起的轴向拉应力00操作质量引起的轴向压应力最大弯矩引起的应力最大组合轴向拉应力最大组合轴向压应力强度与稳定校核强度满足要求稳定性满足要求满足要求满足要求水压试验时各种载荷引起的应力水压试验时应力校核满足要求。满足要求。满足要求。基础环设计基础环尺寸基础环的应力校核其中，