用无水乙醚从醋酸水溶液中萃取醋酸装置设计课程设计

用无水乙醚从醋酸水溶液中萃取醋酸装置设计课程设计5*诲谆大学《食品工程原理》课程设计题目用无水乙醚从醋酸水溶液中萃取醋酸装置设计姓名 学号 专业班级 食品科学与工程1101班指导教师 叶盛权设计时间 2012年12月24日TOC\o"1-5"\h\z一 设计任务书 3二设计方案简介 3三萃取塔的工艺设计 4四设计结果一览表 12五结构设计说明 12六符号说明 1414七设计的心得与体K

1415八参考文献15一、设计任务简介i=J=J用无水乙醚以萃取过程从醋酸水溶液中萃取醋酸。水溶液中含醋酸30%（质量分数），处理量为4000kg/h。由于萃取剂循环使用，无水乙醚溶液为分散相，要求最后的萃余相中醋酸的组成低于2%i=J=J2、设计任务及操作条件⑴、设计任务：I三」处理量：I三」原料组成：30%（质量分数）分离要求：萃余相中醋酸质量分数低于2%⑵、操作条件操作温度：25C操作压力：常压⑶、设备型式：转盘萃取塔3设计萃取塔萃取塔类型和规格：自选。（4）设计内容：

1） 萃取塔的物料衡算；2） 萃取塔的工艺尺寸计算；3） 绘制萃取塔生产工艺流程图；4） 绘制萃取塔设计条件图；对设计过程的评述和有关问题的讨论二、概述与设计方案简介1、 概述liiJ萃取的基本原理是：向待分离溶液（料液）中加入与之不相互溶解（至多是部分互溶）的萃取剂，形成共存的两个液相。利用原溶剂与萃取剂对各组分的溶解度（包括经化学反应后的溶解）的差别，使它们不等同地分配在两液相中，然后通过两液相的分离，实现组分间的分离。liiJ最基本的操作有是单级萃取。单级萃取对给定组分所能达到的萃取率（被萃组分在萃取液中的量与原料液中的初始量的比值）较低，往往不能满足工艺要求，为了提高萃取率，可以采用多种方法:①多级错流萃取②多级逆流萃取③连续逆流萃取2、 设计方案简介现以无水乙醚从水溶液中萃取醋酸。含30%

I=j

wl=j

w（质量）醋酸的溶液以4000kg/h的流量由塔顶进入。无水乙醚以4710.8kg/h的流量由塔底进入。大约90%的醋酸被萃取，也就是说出口水溶I=j

wl=j

w液中醋酸的浓度为2%液中醋酸的浓度为2%（质量分数）。i=j3、本设计按照萃取的基本操作的和分离效果，选用多级逆流萃取的操作进行萃取。多级逆流萃取的料液与萃取剂分别从（或）的两端加入，在级间作逆向流动，最后成为萃余液和萃取液，各自从另一端离去，料液和萃取剂各自经过多次萃取，因而萃取率较高，萃取液中被萃组分的浓度也较高，这是工业萃取常用的流程。以下是多级逆流萃取的流程图示:进料（乙醉-水）松

萃取液Liln进料（乙醉-水）松

萃取液Liln萃余液溶制（乙图1.多级逆流萃取的流程图于是醋酸一水进料混合物L进入塔顶，乙醚溶剂L0萃取相物流S由塔顶离开。在塔底，乙醚纯溶液S1做为萃取剂从塔底进入，而萃余的水相物流LS L离开。N1 N离开。三、萃取剂的选择萃取剂的选择直接关系到萃取的投资费和操作费的大小，影响萃取生产过程的经济性。因此，为保证萃取剂具有较大的处理能力和较高的liiJ传质的效率，以降低过程的成本，通常溶剂的选择应考虑以下几点：liiJ（1）萃取剂的物性：密度、粘度、界面张力、两相密度差、分配系数（2） 萃取剂的选择性（3） 萃取剂S与稀释B的互溶度（4） 萃取剂回收的难易与经济性综合考虑以上几点初步选择无水乙醚作为萃取剂（1）查参考文献资料，查得已知25°C常压时，连续相密度。=996kg/m3,流动相粘度c=kc H0.895X10-3pa•s,分散相的密度为pd=714kg/m3,其粘度为Hd=0.24X10-3pa•s；界面张力。=0.028N/mDC0.96X10_9m2/s,DD=2.09X10_9m2/s 分配系数m=y=1・15从以上物性数据可以着出：粘度 d=0.24X10-3pa•s较小有利于扩H散，分散时消耗的能量较小。密度差Ap=282kg/m3较大有利于两相的1^1澄清及分离，有利于提高设备生产能力1^1界面张力。=0.028N/m大小适中兼顾分散与分离III(2)常温下，醋酸一水一无水乙醚系统的平衡数据如下：III溶解度曲线数据单位:％97.72.306.793.3092.63.63.86.988.05.187.35.07.37.284.08.880.37.212.58.078.213.871.510.418.19.572.118.461.315.123.611.965.023.147.723.628.716.455.727.9乙醚层乙醚水醋酸水层乙醚水醋酸依以上数据分别做溶解线曲线与分配曲线如下：根据上述表格数据和物系情况，采取溶剂乙醚作萃取剂，在所涉及的浓度范围内，水与乙醚基本不互溶，可以近视为完全不互溶物系。在操作条件下，在所涉及的浓度范围内醋酸组分在两相间的平衡关系如下：

y=1.0562x-0.0122式中y 醋酸在萃取相中的质量分数醋酸在萃余相中的质量l=J分数1、醋酸-水-乙醚系统溶解线曲线

考虑过程的经济性，需要对萃取剂无水乙醚进行回收，循环使用，同时由于无水乙醚基本不溶于水，故采用下图所示的萃取过程原则流程图。原料液送入萃取塔，经过萃取后，萃取相含有大量的萃取剂C和溶质A组分，将该股物流送入精馏塔，经精馏过程脱除萃取剂C，使萃取剂C和溶质A组分得以分离，萃取剂返回萃取塔循环使用，精馏塔顶得到溶质A作为产品，萃取塔底得到的萃余相中含有水和少量的溶质A，送入下一道工序进行处理。l=j五、溶剂用量确定l=j由于原料液中溶质的浓度较低，在萃取过程中，可以近似认为萃取相和萃余相的流量基本不变，

所以可依全塔物料衡算方程及相平衡方程计算过程的溶剂用量。如图所示，全塔的物料衡算方程为：E(y-y)=R(x-x)0 1 0 1I=J

w当萃取剂用量不断减少时，排除的萃取相中醋酸的浓度不断升高，当萃取相出口中醋酸的质量分数y达到与原料液中醋酸质量分数x呈平衡质I=J

wl=-g=J量最l=-g=J量最l=J量分数y*时，萃取剂用量最小，故将上式中的0l=Jl=Jy0用y0*代替。由于萃取剂循环利用，无水乙醚中醋酸质量分数为0.1%，则可得过程的最小溶剂比为l=J(E/R) = ( X0-X1 )/(Y*-Y)=(0.30-0.02)/(1.0562*0.30-0.0122-0 10.001)=0.9814取实际溶剂比为最小溶剂比的1.2,则实际溶剂比为=1.2X0.9814=1.1777min于是的萃取剂用量为E=1.0907R=1.1777x4000=4710.8 (kg：h)根据塔的物料衡算，可得该萃取塔得操作线方程为=0.8491X—(0.8491*0.02-0.001)=0.8491x-0.016

利用操作线方程，可以求得萃取相出口溶质得质量分数为y=0.8491*0.30-0.016=0.24根据分散相及连续相的选择原则，这里选择萃取相为分散相，而萃余相（原料液）作为连续相。六、萃取设备的选择1^1根据两相接触方式的不同，萃取设备可分为逐级接触式和微分接触式两类。在逐级接触式设备中，每一级均进行两相的混合与分离，故两液相的组成在级间发生阶跃式变化。而在微分接触式设备中，两相逆流连续接触传质，两液相的组成则发生连续变化。1^1l=j|三」根据外界是否输入机械能，萃取设备又可分为有外加能量和无外加能量两类。若两相密度差较大，萃取时，仅依靠液体进入设备时的压力差及密度差即可使液体有较好分散和流动，此时不需外加能量即能达到较好的萃取效果；反之，若两相密度差较小，界面张力较大，液滴易聚合不易分散，此时常采用从外界输入能量的方法来改善两相的相对运动及分散状况萃取设备应为萃取过程提供良好的传质条件，使液一液两相充分接触，同时伴有高度的湍流流动，保证两相之间能l=j|三」通常选择萃取设备时成素：1.需要的理论级数生产能力队3.物系的物性物系的稳可以通过对通趋于最低。2.23分配曲线1液体在设备内的停留时间麓力、理论级数、通常选择萃取设备时成素：1.需要的理论级数生产能力队3.物系的物性物系的稳可以通过对通趋于最低。2.23分配曲线1液体在设备内的停留时间麓力、理论级数、II. .♦ —ItI一"I一 ― ,X物理性质、密4.度差、粘度、'两液相比等来选择适宜设备对于选择的物系有：能力、一LliiJ通过liiJ40004710.8

q= + =10.61996 714物理性质(c..Apg)2=(0.02&282x9.81)2=0.0032（脂/m3）密度差 A（脂/m3）两相粘度：=0.895=0.895x10-3 （Pa*S）=0.25x10-3 （pa・s）R分散相粘度口R D两液相比fF=4710.8/4000=1.1777对于理论级数N根据下面分配曲线与操作线采取图解法解得：N二根据上述一些内容查“萃取器得选型”表，选用转盘萃取塔进行萃取设备类型\-考虑因素;填料塔责西答筛匕1板塔转盘塔往复筛板脉动筛板离心萃取器混合-澄清器工艺条件理论级、数多’乂00VV00处理量大：乂X0VX0V两相流、比大’XXX00VV

物系性质密度差小XXX00VV粘度高XXX00VV界面张力大XXX00V0腐蚀性强JV000XX有固体悬浮物JXXV0X0设备费用制造成本J0000X0操作费用JVV00XX维修费用JV000X0安装场地面积有限JVVVVVX高度有限XXX00VV转盘塔是一种机械搅营拌萃取塔，其塔壁」三设有一系列等距离的定环，塔内有用电机带动的中心1^1轴，轴上装有水平转盘，每个转盘位于相邻两个定环的中间。转盘塔利用旋转圆盘所施加的机械能，使两相得到很好的分散与混合，以获得高的传质速率。由于它处理能力大，分离效率较高，结构较简单和操作稳定，因此得到广泛的应用转盘塔的结构如下图所示：窒速隹动装宜窒速隹动装宜图2站童萃取塔七、萃取塔的工艺设计1、物性数据所涉及的物性数据如下表所示。物性数据参数密度粘度液滴分界面张(kg/m3) 参数密度粘度液滴分界面张(kg/m3) (pa・散系力/s) 数(m2/s)(N/m)连续相9960.895X10-30.96x10-90.028分散相71340.24X10-32.09x10-92、萃取塔直径的计算先假定该萃取塔的直径D=1.0m,根据转盘T萃取塔的尺寸比例关系得转盘直径Dr=2D=0.5m固定环直径D=0.67D=0.67mS转盘间距H=5D=0.2m分散相得滞留分率计算分散相得滞留分率，先求得两相得表观流速比为：L=u=V=4710.8714

d d =1.6428uV4000996C C则依^:_(L+8L)0.5-3L得中D 4(1-L)=(1.64282+=(1.64282+8x1.6428).5—3x1.64284(1—1.6428)=0.3623特性速度根据体系界面张力。=。.例3”），查“转盘塔工作区”图，取功率因子N=」也竺=『2*O'*L。2=1.97 （E）R3 D5 3 0.55 ■1R(0.67-(0.67-0.5X'1.0=0.151>——24故取式史b=0.0120.91.02.30.9f故取式史b=0.0120.91.02.30.9fH]IDr中常数KK1得特性速度为0.028u—0.012x(28210.028u—0.012x(28210.91-0(0.6712-3(0.210.9(0.5V60.895x10-3<9967k°.57k0.57=0.08642(3)液泛速度依据uuCf=u(1-2巾)(1项)2和u=2u82依据uuCfu=0.08642x(1-2x0.3623)(1-0.3623)2=0.009679(ms)

Cf ■u=2x0.08642x0.36232x(1-0.3623)=0.01447 (m/s)u0.5x0.009679=u0.5x0.009679=0.00484所以D=4x4000996=0.5419\3.14x3600x0.00484整后，取塔径为1・0。于是，实际上，塔内连

续相的流速为4000996 =0.00140.785x1.02x3600分散相的流速为尝714 =0.00230.785x1.02x36003、塔高计算(1)轴向扩散系数Stemerding提出连续相的轴相扩散系数可由下D~DS式计算ec=0.5ucHt+0.012Dr、HD~DSE=0.5x0.0014x0.2+0.012x0.5x1.97x0.2(0.67『1.0>=1.201x10一3分散相扩散系数E3E=3x1.201x10-3=3.603x10-3(2)祐质单元数 采用平均推动力法计算过程得传质单元数Ax一x-x*=0.30-皿+0.0122=0.060 0 0 1.0562Ax一x—x*=0.02—0.001+0.0122=0.00751 1 1 1.0562Axm:一x*Axm:一x*0 0.(x-x*0"x一x*)\1 1yln:-x*)0.06-0.00751、1=一/ 、=0.05639ln［冬］"0.0075)(NTU)oxpx一x(NTU)oxp-0——1= =4.965Ax 0.05639m液滴平均直径和传质比表面的计算:u=岸+工=欢+°.0014=0.00854m•STS甲D1—甲D0.36231-0.3623在转盘塔内，考虑到垂直方向流动截面的收缩•通常认为最小截面处的液滴运动速度相当于沉降速度截面收缩系数为：2液滴沉降速度"=二tCRC=二)2=(鲍)2=0.45R 。丁 1,0u0.00854u=s= =0.01898m•s—1tC0.45R利用Klee—Trebal方法由u计算dp,先判t断液滴平均直径是否大于临界值。当dp>dpc时得,临界液滴平均直径如下表示:d=2.01p—0.14Ap—0.43^0.30Q0.26pc c c代入d=2.01x996-0.14x282-0.43x(0.895x10-3)0.30x0.0280.26=3.248x10-3m=1”在区域I,沉降速度随液滴走私的增加而增加,在区域II,随着液滴的直径的增加，沉降速度基本不变，计算公式为：=1u=3.04Ap。.58七-0.11b0.70=3.04x2820.58x(0.895x10-3)-0.11x0.0280.70=0319ms1ti p0.55 9960.55_4.96Ap0.28匕0.10b0.18_4.96x2820.28x(0.895x10-3)0.10x0.0280.18tii p0.55 9960.55=0.141m•s-1>0.001898m•s-1转盘塔在操作条件下，，<，由公式求得dp：uuttii

7uP0.45四0.11-L 0.01898x9960.45x(0.895x10-3)0.11_l3.04x2820.58dp=(—e e—)0.7=( )0.7=1.857x103.04x2820.583.04Ap0.58 3.04x2820.58在转盘塔内。一相以液滴形式分散在另一相中，单位体积混合液体所具有的相际传质面积口（比表面）取决于液滴平均直径和分散相滞留率传质比表面:6中 6x0.3623以=——d= =1.1706x104m2-m-3dp1.857x10-4传质系数和真实传质单元高度的计算:利用Strand等人的实验数据，先计算停带液滴的总传质系数K，然后根据实验数距加以修K正，以估算真是的愆传质系数对于停带液滴:K°yV岑="芸=7.398x10-5ms-1对于停滞液滴，Treybal等人提出的计算滴外传质分系数Kc孔=0.001u=0.001x0.00854=8.54x10-6m•s-1K—(—+m)-1=( 1 +一^^一)-1=6.749x10-6(m•s-1)oy，s 气孔 7.398x10-58.54x10-6Pe=dp.u 1.857x10-4x0.00854-__ s= =758.79D 2.09x10-9忽略传质方向的影响，把K:k看作是液滴KK

o^'oy,sPeclet数的函数，经过回归可以得出如下关联式:K=0.941+0.231(Pex10-4)+0.0132(Pex10-4)2Koy,s=0.941+0.231x(758.79x10-4)+0.0132x(758.79x10-4)2=0.959K=1.30K =1.30x6.749x10-6=8.77x10-6(m-s-1)oy因此，实际操作条件下，总传质单元高度(HTU)0.0023虬= 0^ =0.02240(m)oyKa 8.77x10-6x1.1706x104萃取因子e=—=L15x0.0023=1.889u0.0014萃取相真实传质单元高度(HTU)=i(HTU)=—^x0.02240=0.0119m(53聿取塔高溪的计算：因为萃取相为连续相，萃取相为分散相，所以u=u,u=u,E=E,E=E,先估算£=1时，(HTU)的近似值。CxDyCxDy oxp(HTU)oxpE 1.201x10-33.603x10-3+—=0.0119+ + =2.436mu 0.0014 0.0023得初值L=(HTU)o oxp真实传质单元数为:(NTU)=2.436x4.965=12.09m(NTU)=一L一=12.09=1015.97ox(HTU) 0.0119为计算分散弹元高度，先计算由关中间变量。==0.9920=(NTU)+6.8£0.5--(NTU厂+6.8£1.5+6.8x1.8890.5+6.8x1.8891.5((NTU)+6.8£0.5(NTU)'"+6.8£-0.5+6.8x1.8890.5 =1.004+6.8x1.889-0.5_14.09p_uL-0.0014x12.09女—~E^~1.201X10-_14.09Pey"L0_0.0023x12.09_772E_3.603x10-3_Peyy1 1 . ._( + )-1_( + )-1_7.73fP£fP 0.9920x14.09x1.8891.004x7.72xex yey1 0.05£0.5 1 0.05x1.8890.5甲_1— _1— _0.9997(NTU)0.5(P)0.25 1015.970.5x7.730.25分散单芫高度可用下式求得：(HTU)_L_ 12.09 _1331( 、 ln£ 0.9997ln1.889 .1-1.889(Pe)0+―1中1-1.8891——

£表观传质单元高度：(HTU)_(HTU)+(HTU) =0.0119+1.331_1.343m得L的第一次试验算值L_(HTU)(NTU)_1.343x4.965_6.67m此值与上相*较大，所以要重复迭算0重复迭代：L-L=12.09-6.67=5・540重设L=8.0m0 -真实传质单元数为：(NTU)_一L一_8.0_672.23ox(HTU) 0.0119l=J

w为计算分散弹元高度，先计算由关中间变量。l=J

w_(NTU_(NTU)+6.8£0.5f-(NTU)一+6.8£1.5+6.8x1.8890.5+6.8x1.8891.5_0.998(NTU)+(NTU)+6.8£0.5(NTU)'"+6.8£-0.5+6.8x1.8890.5+6.8x1.889-0.5_1.006ex0.0014ex0.0014x8.01.201x10-3=9.326PeyUA=0.0023x8.0PeyE 3.603x10-3y1 1 . , ,(P)=( + )-1=( + )-1=3.967e0fP£fP 0.988x9.326x1.8891.006x5.107xex yey, 0.05£0.5 「 0.05x1.8890.5甲=1— =1— =0.998(NTU)0.5(P)0.25 672.230.5x3.9670.25oxe0分散单元高度可用下式求得：L 8.0 …( )oxd= ―"iKe—= 0.998ln1.889=.(P)0+—1中3.967+ 1 1—— 1— £ 1.889表观传质单元高度：(HTU)=(HTU)+(HTU) =0.0119+1.505=1.517m得L的第一次试验算值L=(HTU)(NTU)=1.517x4.965=7.532m所以经第二次迭代后得到L=7.532m,故取萃取段的高度是L=8.0m(6)澄清段高度的估算:为使两相分离,萃取塔须设澄清段,连续相的澄清段是为了分离被连续相夹带的微小液滴凝聚时间t=1.32x105pdpt=1.32x105pdp—c——

b、0.32J=1.32x105xf8.010-18x282x9.81x(1.857x10-4):1[1.857x10-4J0.0280.895x10-3x1.857x10-40.028x0.32=13.57s考虑到转盘的搅拌作用，取实际凝聚时间20st=20s分散相澄清段体积：V_2Vt_2x（4710.8714）x20_002^s—甲D= 3600x0.3623=.D分散相澄清段高度：H=工=4x0.2°=0.25”s兀D2 3.14x1.02转盘塔总高：H=L+2Hs=8.0+0.25x2=8.5m取整得：H=9m4.计算结果汇总根据以上计算结果，所设计的转盘萃取塔的主要参数汇总如下：原料流量cpkg：h原料中醋酸质量分数（%）l=J

w400030溶剂的流量（kgh）萃取相醋酸质量分数（%）4710.8i=j

w24溶剂中醋酸的质量分数（%）萃余相中醋酸质量分数（%）上表中萃余相最后的质量分数为务要求l=J0.1%满足任转盘塔主要工艺参转盘塔直径/m转盘直径/m固定环直径/m5.结构设计（1）塔体转盘塔的塔体,包括筒体和两端的封头.塔体上设置有人孔，视镜,工艺管道及仪表的接管和轴封.塔体底部支承在裙式支座上，顶部设有传动装置的支座.转盘塔操作时的相分散程度不是很高，分离段直1.00.50.67转盘塔高度/m转盘间距/m转速/r-s-19.00.20.8径不需扩大，因而塔体是一个等直径的圆筒・在这圆筒的中部装以定环并插入转盘，成为塔的一工作段，它的两端是分离段.转盘塔封头形式，接受压情况选取.筒体与封头的连接取决于内件的结构和安装方式.如果定环是整体的可拆结构，就必须塔体顶部设置法兰,发便定环可在开盖时装入或取出.如果定环用不可拆结构，则可在顶盖上配以直径较小的法兰，只要能取出转盘塔即可.如果定环不需拆卸或可分块,而转盘塔或涡轮可拆卸成小件时,可用整体焊接的塔体,但必须设置一些人孔,供安装及卸运内件时应用.塔内装有底轴承，中间轴承和联轴器的部位，也必须设置人孔，以便安装检修.（2）固定环固定环的结构分为可拆与不可拆两类。本设计采用固定环，不可拆的固定环结构很简单，可将固定环直径接焊以角钢圈。它是在固定环外侧钻几个均布的孔，穿上相间地套有定距管的拉杆，拉杆的两端用螺母锁紧，于是将固定环组分合成串。成串的固定环在塔内：在塔体底部内壁焊上几个耳环，用以支撑成串的固定环，拉杆用螺距固定在耳架上。固定环的厚度为7mm。拉杆为15mm。转盘

转盘以固定与可拆方式联接于转轴上，一般的结构是转盘焊在毂上。毂套在轴上，然后用毂上的紧定螺钉固定在正确位置。也用用毂的长度来保证转盘间距的.大型的转盘,可制成分块式，用螺栓固定在毂上,并相互连接.转盘用钢板制成，板厚用4---6皿。板面必须平整，外缘要光洁，无毛刺。组装完毕的转盘与轴，必须静平横校正，以改善转轴的工作条件。转盘塔中的圆盘，若换成涡轮搅拌器，就成为涡轮搅拌塔.涡轮搅拌器与转轴的可拆连接结构与转盘相同.小塔可用直叶的开式涡轮，大塔有用闭式涡轮的.1^1不论转盘或涡轮，都必须位于定环分隔成的小室中心.因此,不仅要保证各定环之间，各转盘之间的距离正确，还要保证转盘与相邻定环间的距离.定环的间距可由正确划线或定距管长度来保证,转盘间靠轴上定位孔或毂长来保证，定环与转盘的相关位转,刚需用轴的结构尺寸,轴随位置的调节来保证.1^1转轴与轴承全塔所有的转盘，都安装在直立的转轴上.转盘塔的转轴很长,在加工条件许可时,转轴最好

不分段，对于必须分段的长轴，宜用刚性联轴器联成一体.转轴很长，要求刚性好，重量轻，因此转轴的中段常用厚壁无缝钢管，仅在两端焊上实心的轴段，以在此加工成轴颈或装配成轴节.l=J在转轴的支承方式中，最简单的最两端去承.这时上轴承在们于顶盖的轴承座中并兼作止推轴承，承受转轴和转盘的重量，以及传动件传来的轴向力，下轴承则位于塔内底部，浸没在液体中.悬挂式支承是将一对轴承都安装在顶盖上的轴承中，转轴悬挂在下方.为避免轴端晃动，常在塔底加一底轴承，对于分段的长轴，通常在分段附近加装中间轴承.l=J安装在塔顶的轴承座.安安装在搅拌反应器顶盖上的搅拌器轴承座，结构形式相同.安装在塔内的轴承，浸没于液体中,不能加润滑油，且受到料液的侵蚀.因此液下轴承都用滑动轴承，而且仅在塔内液体无腐蚀性并有润滑作用时，可采用普通的轴衬材料,其余都诮采用而腐蚀且具有自润滑作用的材料，例如氟塑料或尼龙等.在结构上，底轴承需能允许转轴的轴向移动，而中间轴承还要求能自位，因此宜用具有球面座的轴衬,轴承座用3—4条支杆撑在塔壁上，支杆的长度

应在安装时作仔细调整.⑸轴封转盘塔大都用机械传动，转轴穿过塔顶封头伸进塔内，如果是压力萃取，则封头上必须有轴封装置，以阻止塔内物料的外漏.当塔的操作压力不很高时，压力萃取的萃取是液化气体时，若采用单级密封结构,可能从轴封处漏出气化了的萃取剂，污染环境，引起危险,因此必须采用双级密封结构.工作液在稍高于塔内操作压力下送进轴封处，于是轴封处向塔内与塔外泄漏的只能是工作液，从而阻止了萃取剂的外漏.工作液的选择根据塔内的料液而定，可用料液，清水或油口品.其他附件1^1在转盘塔的工作段与两端的分离段之间.各安装一稳流件.当液流通过稳流件进入分离段时，可消除它在工作段中获得的旋转动能.以利液滴在分离段中的沉降分离或凝并分层.常用作称件的有金属筛网，蜂窝板，大孔格栅或条栅.1^11^1有的设计考虑到转轴对分离段工作的干扰，在转轴外面安装了套管.但实践证明轴的旋转对沉降或分层的影响不大,因而不必加装套管.

1^1I=J转盘塔的两相进料都不用分布器.进料管宜接连接到工作段两端的塔壁上，即重相进口接管位于最高一屋定环的上方，轻相进口接管位于最低一层定环的下方.为避免进塔液流对工作段内旋转的液流的干扰，进料不宜用径加入，而应采用切向或斜向加入，且使液流的方向与转盘的旋转方向一致.在较大的塔内,采用两个或更多的切向或斜向进口，使液流尽量分布很均匀.I=J1^1两相的出塔接管,安装在塔的两端.以保证液体在分离段中有充分的停留时间.对于操作中会产生界面污染的物系，在分离段上还需设置排污接管,其位置在界面附近的原连续相一侧.1^1传动装置转盘塔有机械传动和水力传动等两种传动方式.机械传动是由电动机,经减速装置，带动转轴旋转.它和搅拌反应器的传动装置无很多差别，因此可直接选用适宜的型号.传动轴可从塔的顶部,底部或侧面伸入塔内.从顶部伸入时,伟动装置位于塔顶，虽然安装不便,塔的机械负荷增大.但当轴封失效时引起的损失较小，所以，仍为普通采用的传动方式.在某些设计中，转盘适宜的工作转速应根据工艺条件