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1、ANYANG INSTITUTE OF TECHNOLOGY 本 科 毕 业 论 文年产2万吨酒精精制工艺设计Annual Output of 20000 Tons of Refined Process Design of Alcohol学院名称： 年产2万吨酒精精制工艺设计专业班级： 化学工程与工艺（1）班 学生姓名： 赵维娜 学 号： 200905010026 指导教师姓名： 路有昌 指导教师职称： 副教授 年 月毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢
2、的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得安阳工学院及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。作 者 签 名： 日 期： 指导教师签名： 日期： 使用授权说明本人完全了解安阳工学院关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。作者签名： 日 期： 目
3、 录摘要IAbstractII引言1第1章 全程原材料（糖蜜）的计算31.1理论糖蜜消耗量31.2实际糖蜜消耗量3第2章 精馏塔的相关概述32.1精馏原理及其在化工生产上的应用32.2精馏塔对塔设备的要求42.3常用板式塔类型及本设计的选型42.4本设计所选塔的特性4第3章 精馏塔的设计内容53.1 塔板的工艺设计53.1.1精馏塔全塔物料衡算53.1.2理论塔板数的确定63.1.3精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算103.1.4塔板主要工艺结构尺寸的计算163.2 塔板的流动性能校核213.2.1 气相通过浮阀塔板的压降18213.2.2淹塔校核16223.2.3物沫夹带校核20233.
4、2.4漏液校核233.3 塔板的负荷性能图19243.4 塔附件设计283.4.1筒体与封头293.4.2裙座293.4.3 吊柱293.4.4人孔293.5 塔总体高度的设计303.5.1塔的顶部空间高度303.5.2 塔的底部空间高度303.5.3塔体高度30结论31致谢33参考文献34附录136附录237年产2万吨酒精精制工艺设计摘要：化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟
5、悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。因燃料乙醇对酒精质量要求不高，本设计书按理想条件主要考虑水和乙醇的存在，因此主要是对水-乙醇分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算。关键词：乙醇 水 二元精馏 浮阀精馏塔 Annual output of 20000 tons of refined process design of alcoholAbstrac
6、t:Chemical production often require two yuan of liquid mixture separation to achieve the purification or recovery of useful components of the purpose, distillation is the use of liquid mixtures of volatile components in the different degree with the help of repeated many of vaporization and condensa
7、tion to light hydrocarbon separation method. Distillation in chemical, petrochemical, light industry and other industrial production plays an important role. Therefore, mastering the vapor-liquid phase equilibrium relations, familiar with the various types of towers operating characteristics, to cho
8、ose, design and analysis in the process of separation of various parameters is very important. Tower equipment is chemical, oil refining production in the most important equipment of one type of. The design of the floating valve tray in chemical production is mainly of gas-liquid mass transfer equip
9、ment. The design for the two yuan of property of the distillation problem analysis, selection, calculation, calculation, drawing, is a complete distillation design process. Because of fuel ethanol alcohol quality requirement is not high, the design document according to the ideal condition is mainly
10、 consider the existence of water and ethanol, so mainly on water and ethanol float valve column separation equipment were described in detail, mainly including: process calculation, the calculation of auxiliary equipment.Key words: ethanol water two yuan of distillation float valve continuous distil
11、lation distillation tower3737引言 本设计的题目是年产2万吨酒精精制工艺设计。随着社会的发展，社会对燃料能源（石油、天然气、煤矿等）的需求越来越大，而燃料能源储量越来越少，价格越来越低，人们迫切需要找到一种新的可再生能源代替现有的燃料能源。其中，最受欢迎的是燃料酒精。燃料酒精1又称变性燃料乙醇，可分为替代燃料和燃料添加剂两种，是清洁汽油的主要代替物，已在一些国家和地区得到大量使用。燃料酒精最明显的一些优势是：一是来源广，可再生。可以以谷物淀粉为原料生产燃料酒精，以植物秸秆等纤维素为原料生产燃料酒精，以甘蔗作为原料生产燃料酒精，以蜜生产燃料酒精等等。二是无污染。石油、
12、天然气、煤矿等燃料能源的使用产生了很多环境问题。例如：酸雨等环境污染。而燃料酒精产生的是二氧化碳24和水，对环境无污染2。中国燃料酒精的发展现状14：由于燃料乙醇在中国的推广使用还处在初级阶段产销各个环节政府行为色彩比较浓，离真正的市场化有很远的距离。为了合理利用资源。国家对燃料乙醇的立项投产非常谨慎。目前，获得国家批准生产的企业有4家：河南天冠燃料乙醇有限公司、吉林燃料乙醇股份有限责任公司、安徽丰原生物化工有限公司、黑龙江华润酒精有限公司，已形成燃料乙醇生产能力122万t。目前中国生产的燃料乙醇总量为102万t。大约使用粮食400万t，基本使用陈化粮。目前中国石油供应紧张问题日趋严重：200
13、5年，中国原油消费量3.23亿t，居世界第二，国内生产原油181亿t，净进口原油1.19亿t，净进口轻柴油、航煤、燃料油等石油产品l746万t。原油及石油产品净进口量1.46亿t。石油对外依存度为45。到2020年，估计国内自产石油2.O亿t缺口25亿t，对外依存度55。因此，燃料酒精在中国市场的前景比较大，潜力也比较深。我相信在未来，中国政府还将继续适度发展燃料乙醇行业。“十一五”期间，中国燃料乙醇的潜在市场规模将急剧扩大。以中国四家燃料乙醇生产企业的产能来看，远远不能满足未来国内对燃料乙醇的需求，燃料乙醇装置产能扩张不可避免。因此计划到“十一五”末，国内乙醇汽油消费量占全国汽油消费量的比例
14、将上升到50以上，这意味着届时中国燃料乙醇的产能和产量将会有一个质的飞跃。不久的将来生物乙醇燃料23的发展将成为我国的一个支柱产业！本设计主要采用单浓度糖蜜酒精连续发酵3，发酵后成熟的醪液进入醪塔，在醪塔中的酒精蒸汽（主要考虑为水和乙醇的混合物）经过冷却后进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入
15、到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后通过预热器后进入分子筛塔进一步进行脱水，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，基本完成乙醇和水的分离。 乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至下一工段,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐。第1章 全程原材料（糖蜜）的计算1.1理论糖蜜消耗量11糖
16、蜜原料生产酒精的总化学反应式为：C12H22O11H2O2C6H12O64C2H5OH4CO2 蔗糖 葡萄糖 乙醇 342 360 184 176生产2万吨（2*107kg）无水酒精的理论蔗糖消耗量：2*107（342184）3.7174*107（） 生产2万吨（2*107kg kg）95%的酒精(酒精中的乙醇95%（m）)的理论蔗糖消耗量：3.7174*107953.53153*107（）1.2实际糖蜜消耗量生产2万吨（2*107kg kg）95%的酒精实际蔗糖消耗量：生产过程中蒸馏率为98，发酵率为90，则实际蔗糖消耗量为：3.53153*10798904.004*107（）生产2万吨（2
17、*107kg kg）95%的酒精糖蜜原料消耗量：糖蜜原料含可发酵性糖50%，故2万吨95%的酒精糖蜜消耗为：4.004*10750=8.008*107（kg）第2章 精馏塔的相关概述2.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏塔中精馏6时，部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的物质，而残液是沸点高的物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。2.2精馏塔对塔设备16,20的要求精馏设备所用的设备及其附属装置，总称为精馏装置，其核心为
18、精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求22大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。2.3常用板式塔类型及本设计的选型常用板式
19、塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。 乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，
20、在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计2.4本设计所选塔的特性浮阀塔的优点是： 一生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 二操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 三塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 四气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 五塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%
21、，但是比筛板塔高 20%30。 但是其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。第3章 精馏塔的设计内容3.1 塔板的工艺设计 3.1.1精馏塔全塔物料衡算 （1）料液及塔顶、塔底产品中乙醇的摩尔分数F：原料液流量（kmol/s） xF：原料组成（摩尔分
22、数，下同） D：塔顶产品流量（kmol/s） xD：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xW：塔底组成 （2）平均摩尔质量MF=46*0.0891+(1-0.0891)*18=20.49kg/kmolMD=46*0.881+(1-0.881)*18=42.68kg/kmolMw=46*0.00078+(1-0.00078)*18=18.02kg/kmol（3）料液及塔顶底产品的摩尔流率以300天/a计有：D=20000t/a=1*107kg/7200h=2777.78kg（95%C2H5OH）/h（4）全塔物料衡算：D= D/ MD=2777.78/42.68=65.08kmol/hF=
23、D+W （3-1） （3-2） 即0.2F=0.95D+0.002W 经计算得：F=311.6kmol/h D=65.08kmol/h W=246.52kmol/h 3.1.2理论塔板数的确定3.1.2.1理论塔板数NT的求取（1）乙醇-水相平衡数据 表3.1 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系7-8温度/液相 气相 温度/液相 气相 温度/液相 气相 1000.000.0082.70.2340.54579.30.5730.68495.50.0190.17082.30.2610.55878.740.6760.73989.00.0720.38981.50.3270.58378.410.
24、7470.78286.70.0970.43880.70.3970.61278.150.8940.89485.30.1240.47079.80.5080.65684.10.166 0.50979.70.5200.660本题中，塔内压力接近于常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x-y平衡关系的影响完全可以忽略。（2）确定操作的回流比R理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。 理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。 根据下，乙醇水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线，即x-y曲线图，泡点进料
25、，q = 1，即q为一直线，本平衡曲线具有下凹部分，精馏段操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，,所以 ，操作回流比18-19 (3-3)图3.1乙醇-水图解法示意图（3）求取理论塔板数 在图上作操作线，由点（0.8814, 0.8814）起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.00078为止，由此得到理论板NT = 26块（包括再沸器）加料板为第24块理论板。 3.1.2.2实际塔板数NP板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体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。板效率计算可用奥康奈尔公式19 其中：塔顶与塔底平均温度
26、下的相对挥发度； L塔顶与塔底平均温度下的液相粘度（1）利用表2.1中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tWtF ： tF = 87.41tD ： tD = 78.17tW ： tW = 99.82精馏段平均温度：提馏段平均温度：（2）精馏塔平均组成：可以由平均温度计算 (3) 相对挥发度 精馏段挥发度：由，得， （3-4）提馏段挥发度：由，得， (4)实际塔板数精馏段已知：，所以： （3-5）故 ： 块提馏段 已知：，所以： 故： 块全塔所需实际塔板数：块全塔效率：加料板位置在第53块塔板。3.1.3精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算(1)平均压力Pm取每层塔板压降为0.7 KPa 精
27、馏塔塔顶的压力为4 KPa(表压)塔顶：PD=101.3+4=105.3KPa 加料板：PF=105.3+0.7*52=141.7 KPa塔底：PW=141.7+0.7*6=145.9 KPa 精馏段平均压力Pm1=（105.3+141.7）/2=123.5 KPa 提馏段平均压力Pm2=（141.7+145.9）/2=143.8 KPa (2)平均温度 由3.1.2.2（1）知精馏段平均温度为82.79 提馏段平均温度为 93.61(3)平均密度18已知：混合液密度：（a为质量分数， 为平均相对分子质量）(3-6) 混合气密度： (3-7) 由3.1.2.2（2）知精馏段液相组成 x1=22
28、.94% 气相组成 y1=54.22% 由3.1.2.2（2）知提馏段液相组成 x2=3.44% 气相组成 y2=23.37%所以 表3.2 由不同温度下乙醇和水的密度温度/80859095100735730724720716971896869653961859584由上表可得出不同温度下水和乙醇的密度（单位：）。 , ,同理：， 在精馏段：液相密度：,汽相密度：在提馏段：液相密度：,汽相密度：(4)混合液体表面张力9二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算公式： (3-8)注：， ， lg(), , , 式中，下角标w、o、s分别代表水，有机物及表面部分；、指主体部分的分子数；、指主体部分
29、的分子体积；、为纯水、有机物的表面张力；对乙醇q=2表3.3 由不同温度下乙醇和水的表面张力8温度/乙醇表面张力/（）水表面张力/（）701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8 因为xD=0.2294, 所以xW=1-0.2294=0.7706 联立方程组 ， 代入求得 ， ， ， ， 因为 所以 联立方程组 ， 代入求得 ， , (5)液体的粘度 ， ，精馏段粘度： 提馏段粘度： (6) 相对挥发度 精馏段挥发度提馏段挥发度(7)气液相体积流量计算 精馏段：液体回流摩尔流率 汽相摩尔流率 已知：，则有质量流量： 体积流量： 提馏段：因本设计为饱和液体进料
30、，所以 ，则有质量流量： 体积流量： 3.1.4塔板主要工艺结构尺寸的计算3.1.4.1塔径（1）精馏段取板间距：HT=0.45m及板上液层高度 hL=0.07m 则HT - hL =0.38m 由 (3-9) (3-10) 式中C可由史密斯关联图19查出： 由横坐标数值：及HT - hL =0.38m查图可知， 横截面积：，此时的操作气速：(2) 提馏段 取板间距：HT2=0.45m及板上液层高度 hL2=0.07m 则HT2 - hL2 =0.38m横坐标数值：查图可知， 圆整： 横截面积：空塔气速：3.1.4.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算（1）溢流装置堰长出口堰高：本设计采用平直堰，堰
31、上液高度18how按下式算 (3-11)近似取 精馏段 提馏段 弓形降液管的宽度和横截面 查弓形降液管几何关系图得：, ,验算降液管内停留时间： 精馏段：提馏段：停留时间（满足要求） 降液管底隙高度 液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s取液体通过降液管底隙的流速uo=0.10m/s精馏段 提馏段 降液管底隙高度不宜小于0.020.025m，本结果满足要求。 (2)塔板布置本设计塔径，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 边缘区宽度WC：一般为5075mm，2m时，WC可达100mm安定区宽度WS:对于浮阀塔，因阀孔直径较大，WS相对来说比较大一些，一般对分块塔板取80110m
32、m，对整块式塔板取6070mm本设计取边缘区宽度WC =0.06m 安定区宽度WS=0.10m开孔区面积18,19Aa(3-12）(3)浮阀数目与排列 精馏段 取F1型浮阀，其阀孔直径do=39mm取阀孔动能因子Fo=12，则孔速 每层塔板上浮阀数目为： 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排19，取同一个横排的孔心距则排间距：考虑到塔的直径较大，必须采用分块式13塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用100.8mm，而应小些，故取，按，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数178个。 按重新核算孔速及阀孔动能因子阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内 塔板开孔率提馏段 取
33、F1型浮阀，其阀孔直径do=39mm取阀孔动能因子，则每层塔板上浮阀数目为：按，估算排间距， 取，排得阀数为178块 按N=178块重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内 塔板开孔率3.2 塔板的流动性能校核 3.2.1 气相通过浮阀塔板的压降18 (3-13) (1)精馏段 干板阻力：因，故应在浮阀全开状态下计算干板压降： 板上充气液层阻力 液体表面张力所造成的阻力 （此阻力很小，一般情况下可忽略不计）(2) 提馏段 干板阻力： 因，故： 板上充气液层阻力： 液体表面张力所造成的阻力 （此阻力很小，一般情况下可忽略不计） 3.2.2淹塔校核16为了防止发生淹塔现象
34、，要求控制降液管中清液高度（1）精馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度液体通过液体降液管的压头损失 板上液层高度 则 取，已选定则 可见所以符合防止淹塔的要求。 （2）提馏段 单板压降所相当的液柱高度液体通过液体降液管的压头损失 板上液层高度 Hl=0.07M 可见所以符合防止淹塔的要求。 3.2.3物沫夹带校核20 (3-14) （1）精馏段板上液体流经长度：根据查得系统因数，泛点负荷系数图 对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。 （2）提馏段 根据查得系统因数19，泛点负荷系数图 由计算可知，符合要求。 3.2.4漏液校核当阀
35、孔的动能因子Fo小于5时将会发生严重漏夜，故漏液点的孔速可按Fo=5计算精馏段：稳定系数提馏段：稳定系数3.3 塔板的负荷性能图19(1)过量物沫夹带线 (3-15)据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： 精馏段 整理得： 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值算出VS提馏段 表3.4 相关体积流量与质量流量的取值 精馏段Ls1 (m3/s)Vs1 (m3/s)0.0012.7420.0032.6610.0042.6210.0072.450提馏段Ls2 (m3/s)Vs2 (m3/s)0.0013.0780.0032.9850.0042.9380.0072.7
36、99（2）液泛线（气相负荷上限线） 由此确定液泛线，忽略式中精馏段 整理得： 提馏段 整理得： 在操作范围内任取若干个Ls值，算出相应得Vs值：表3.5 相关体积流量与质量流量的取值 精馏段 Ls1 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs1 (m3/s)3.9903.8163.7253.403提馏段 Ls2 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2 (m3/s)4.6184.4454.3654.114（3）液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s液体降液管内停留时间以作为液体在降液管内停留时间的下限，则 (4)漏液线 对于F1型重阀，依
37、Fo=5作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段 提馏段 (5)液相负荷下限 取堰上液层高度how=0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 取，则由以上数据可绘制负荷性能图，以精馏段为例，绘制出负荷性能图如下： 图3.2精馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点q（设计点）处在适宜操作区内的适中位置； 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制； 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限。 表2.6 浮阀塔工艺设计计算结果项目 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 塔径 Dm1.61.
38、6板间距 HTm0.450.45塔板类型 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速 um/s1.0950.965堰长 lwm1.041.04堰高 hw m0.05930.0558板上液层高度 m0.070.07降液管底隙高 h0 m0.02030.0312浮阀数 N178178等腰三角形叉排 阀孔气速 u0m/s10.979.67同一横排孔心距 浮阀动能因子 F012.8810.41相邻横排中心距离 临界阀孔气速 u0c m/s8.8049.08孔心距 tm0.0750.075排间距 tm0.080.08单板压降 pfPa692.25587.45液体在降液管内停留时间 s30.7520.03降液
39、管内清液层高度 Hdm0.15450.1355泛点率 %65.7953.53气相负荷上限 (Vs)maxm3/s3.803.75物沫夹带控制 气相负荷下限 (Vs)minm3/s0.850.90漏液控制 操作弹性 4.474.173.4 塔附件设计 3.4.1 塔顶蒸气出料管 查表取DN40083.4.1筒体与封头（1）筒体 圆整后取8.0mm,所用材质为Q235（2）封头 封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1600mm，查得曲面高度h1=450mm，直边高度ho=40mm，内表面积选用封头Dg16006,JB1154-733.4.2裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取15mm。 基础环内径： Di=1600mm基础环外径： Do=1920mm考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取303.4.3 吊柱对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆