工业萘精馏毕业设计方案说明指导书.doc

双炉双塔工业萘持续精馏工艺系统设计摘 要精萘是有机化学工业重要芳香族原料，广泛应用于生产合成纤维、橡胶、树脂、染料以及制取炸药、农药等工业部门，是一种重要化工原料。而精萘又是通过对工业萘精制得到，当前，除少数厂家依照需要生产精萘外，大某些厂家均生产工业萘产品，广泛用途及用量使工业萘高效生产显得尤为重要。工业萘生产是采用精馏办法将含萘馏分进行分馏，提取出工业萘产品。精馏方式分为间歇式和持续式两种工艺流程。原料年解决量决定精馏方式，本套设计将采用与年原料解决量为万吨已洗酚萘洗三混馏分装置相配套持续式生产工艺，即双炉双塔工业萘持续精馏工艺系统。下面设计过程将对工业萘双炉双塔持续式精馏工艺流程进行详细论述并对工艺系统中所使用主体设备工业萘初馏塔和工业萘汽化冷凝冷却器进行全面设计选型及校核计算。核心词：工业萘；双炉双塔持续精馏工艺；工业萘初馏塔；工业萘汽化冷凝冷却器Design of two-furnace towers continuous distillation process of industrial naphthalene AbstractNaphthene is the major aromatic industrial raw materials in organic chemistry industry，widely used in production of synthetic fiber，rubber，resins，dyes and the production of explosives，pesticides and other industrial sectors,as the fine naphthalene is produced by refining industry naphthalene. At present，in accordance with the exception of a few manufacturers need to produce the fine naphthalene，most manufacturers have production of industrial naphthalene products，a wide range of industrial uses and the large demands of the naphthalene make it particularly important to efficient production. Industrial naphthalene production is the use of naphthalene distillation method for fine naphthalene of naphthalene distillates. The common distillation method is divided into two,that are intermittent and continuous process. The way of distillation will be decided by the handling capacity of raw materials,and this set of design Chooses the continuous production process supporting the devices producing the materials which will be used for the handling capacity of 10,800 tons mixed three fractions：washed phenol naphthalene and washed oil，that is，two-furnace towers continuous distillation process of industrial naphthalene. The fellowing design process will focus on a detailed description of two-furnace towers naphthalene continuous distillation process and the main equipment used in the system - the primary industrial naphthalene distilled tower and industrial naphthalene vaporization condensation cooler conducts a comprehensive Selection and Verification calculation. Key words：industrial naphthalene；two-furnace towers continuous distillation process of industrial naphthalene；primary distillation tower for the industrial naphthalene；industry naphthalene vaporization condensation cooler目 录摘 要IABSTRACTII第一章 引 言11.1 概述11.2 设计根据61.3 技术来源61.4 设计任务及规定6第二章 双炉双塔工业萘持续精馏工艺系统主体设备之一初馏塔72.1 初馏塔选型72.2 初馏塔全塔物料衡算72.2.1 原料解决量72.2.2 原料构成及各组分含量72.2.3 初馏塔物料平衡82.3 初馏塔操作条件拟定92.3.1 操作压力92.3.2 操作温度102.3.3 进料状态132.3.4 加热方式132.4 初馏塔所需理论塔板层数及回流比拟定132.4.1 求最小理论塔板数132.4.2 求最小回流比Rmin142.4.3 求实际塔板数142.4.4 加料板位置拟定152.5 初馏塔F1型浮阀（重阀）精馏塔主题工艺尺寸计算162.5.1 塔径162.5.2 塔高182.5.3 溢流装置单溢流弓形降液管堰长192.5.4 弓形降液管出口堰高192.5.5 弓形降液管宽度和面积202.5.6 降液管底隙高度202.6 塔板布置及浮阀数目与排列212.7 塔板流体力学验算232.7.1 干板阻力232.7.2 板上充气液层阻力232.7.3 液体表面张力所导致阻力232.7.4 气体通过浮阀塔板压强降(单板压降)232.7.5 淹塔（降液管液泛）校核242.7.6 雾沫夹带验算泛点率252.7.7 严重漏液校核262.8 塔板负荷性能图272.8.1 雾沫夹带线272.8.2 液泛线272.8.3 液相负荷上限线282.8.4 漏液线292.8.5 液相负荷下限线292.8.6 初馏塔塔板负荷性能图及操作弹性302.8.7 初馏塔（F1型浮阀塔）工艺设计计算成果302.9 初馏塔塔体及裙座强度和稳定校核322.9.1 材料选取322.9.2 筒体和封头壁厚计算322.9.3 塔体强度和稳定校核322.9.4 裙座强度和稳定校核332.10 各接管尺寸拟定及相应开孔补强计算342.10.1 进料管342.10.2 釜残液出料管372.10.3 回流液管372.10.4 塔顶馏出物蒸气上升管382.10.5 循环热油蒸气进口管38第三章 双炉双塔工业萘持续精馏工艺系统主体设备之二工业萘汽化冷凝冷却器393.1 工业萘汽化冷凝冷却器工作原理393.2 工业萘汽化冷凝冷却器构造及工作流程393.3 工业萘汽化冷凝冷却器核心操作参数及设计条件393.4 筒体校核403.4.1 筒体校核计算403.4.2 水压实验413.5 管箱选型与校核423.5.1 封头选型及校核计算423.5.2 管箱法兰选型原则433.5.3 垫片选型及应力校核443.5.4 等头双头螺栓选型443.6 法兰选型及校核(以管箱法兰为例)453.6.1 垫片选型与校核453.6.2 螺栓选型与应力校核463.6.3 法兰选型及应力校核计算（以管箱法兰为例）483.7 管板及热管选型与校核533.7.1 管板（管板厚度及布管圆直径拟定）533.7.2 换热管（管子排列方式及管间距拟定）563.8 应力校核593.8.1 管板组合应力校核593.8.2 换热管拉脱应力校核计算623.8.3 壳程圆筒轴向应力校核643.9 工业萘汽化冷凝冷却器附件（折流板）选型643.10 工业萘汽化冷凝冷却器各接管尺寸及相应开孔补强成果66第四章 双炉双塔工业萘持续精馏工艺系统其他重要设备转鼓结晶机、管式加热炉及酚油冷凝冷却器674.1 转鼓结晶机674.2 管式加热炉674.3 酚油冷凝冷却器68第五章 双炉双塔生产工业萘重要操作过程695.1 双炉双塔生产工业萘开车操作过程695.1.1 开车前准备695.1.2 开工和正常操作695.2 双炉双塔生产工业萘停车操作过程705.2.1 正常停车705.2.2 紧急停车与暂时停车705.3 双炉双塔生产工业萘正常操作过程715.4 双炉双塔生产工业萘过程中不正常现象及其解决办法（见表5-1）72结束语73参 考 文 献74致 谢76第一章 引 言1.1 概述萘是有机化学工业重要芳香族原料，广泛应用于生产合成纤维、橡胶、树脂、染料以及制取炸药、农药等工业部门。萘资源重要来自焦化萘和石油萘，就其质量来说石油萘大大超过当前焦化萘，但从资源量上来说，焦化萘具备优秀条件。当前，除少数厂依照需要生产精萘外，大某些厂均生产工业萘产品。工业萘普通是指结晶点不不大于，萘含量不不大于，其她指标符合国家质量指标萘产品。国内生产工业萘重要用于生产苯酐，再以苯酐为原料制取各种纤维、塑料、增塑剂、树脂和油漆，例如，聚酯树脂和聚酯纤维、塑料薄膜形成物和橡胶增塑剂、清漆和磁漆醇酸树脂等。含萘馏分富集焦油中萘是作为工业萘生产原料。在原料馏分中具有极复杂各种组分，有酸性（重要是酚类）中性及碱性（吡啶碱类），每类组分又都具有各种单一组分。为了提高工业萘产品质量及提取这些产品，原料馏分在精馏时，需要进行碱洗和酸洗。为了脱除酚类化合物，需要进行碱洗，为了脱除吡啶碱类需要用浓度为硫酸进行酸洗。由于当前工业萘大某些用于制取邻苯二甲酸酐（苯酐），随着苯酐生产工艺改进，具有少量不饱和化合物工业萘，对苯酐产品质量及催化剂性能均无不良影响。因而，当前许多焦化厂都用只经碱洗原料馏分提取工业萘。工业萘生产是采用精馏办法将含萘馏分进行分馏，提取出产品工业萘。精馏方式分为间歇式和持续式两种工艺流程。原料年解决量决定精馏方式，与年解决量为万吨原料焦油馏分装置相配合工业萘精馏装置采用持续式生产工艺。以焦油蒸馏提取出含萘馏分作为工业萘生产原料，到完毕工业萘生产过程，普通分为个阶段，即原料预解决，初馏和精馏。原料预解决即将含萘馏分在馏分洗涤工段中用碱液或酸液进行化学洗涤解决，脱除原料中酚类或吡啶类化合物，经化学解决后馏分称为已洗萘油馏分或已洗萘洗二混馏分或已洗酚萘洗三混馏分。这些已洗馏分均可作为工业萘生产原料进入初馏装置进行精馏。本套设计是将原料已洗酚萘洗三混馏分中比萘轻较低沸点组分，如四氢化萘、三甲苯、对甲酚、茚等组分作为酚油馏分蒸出。初馏塔残油富集了萘及沸点比萘高组分，如硫杂茚、二甲酚、喹啉、甲基萘、二甲基醇、苊等化合物。初馏残油作为精馏阶段原料，在萘精馏段，采出工业萘产品，并将比萘重组分作为精馏残油产品，称为低萘洗油。随着焦油加工集中化和大型化趋向，工业萘加工工艺也相应采用大型化和持续精馏工艺流程。国内大多采用双炉双塔式工业萘持续精馏工艺流程。双炉双塔工业萘持续精馏工艺流程（如图1-1所示）：图1-1 双炉双塔工业萘持续精馏工艺流程1初馏塔管式炉；2精馏塔管式炉；3初馏塔；4精馏塔；5酚油冷凝冷却器；6工业萘换热器；7工业萘汽化冷凝冷却器；8酚油油水分离器；9酚油回流槽；10工业萘回流槽；11工业萘高置槽；12转鼓结晶机；13低萘洗油冷却器；14原料油泵；15酚油回流泵；16工业萘回流泵；17初馏塔循环油泵；18精馏塔循环油泵；19低萘洗油泵；20原料油槽；21酚油槽；22低萘洗油槽；23残油（低萘洗油）冷却器所谓双炉双塔，是指该流程中采用了两台管式炉、两座精馏塔（初馏塔和精馏塔）。该工艺是以经碱洗后温度为已洗酚萘洗三混馏分作为原料，经静置脱水后，由原料油泵从原料油槽中抽出，打入原料与工业萘换热器，与从精馏塔顶部来温度为萘蒸汽进行换热互换使温度升至，再进入初馏塔。原料在初馏塔中初步分馏，是靠初馏塔管式炉提供热量产生沿塔上升蒸汽，原料中所含酚油以气态从初馏塔顶部逸出，进入酚油冷凝冷却器被水冷凝冷却至，再进入酚油油水分离器，冷凝液中分离水从分离器底部排入酚水槽（以待脱酚），冷凝液中酚油则从分离器上部满流入酚油回流槽，由酚油回流泵抽出，打入初馏塔顶部，以控制塔顶温度，别的酚油从回流槽上部满流入酚油槽，送洗涤工序回收加工。原料中所含已洗酚萘洗三混馏分以液态混入热循环油，一起流入初馏塔底储槽，再由初馏塔热油循环泵抽出，一某些打入初馏塔管式炉，被燃料燃烧加热至某些气化后，再回到初馏塔下部，供做初馏热量，另一某些则以温度打入精馏塔。精馏塔中已洗酚萘洗三混馏分靠精馏塔管式炉循环加热而进行分馏，其中萘以气态从精馏塔顶部逸出，经工业萘换热器进行热互换后，再进入工业萘汽化冷凝冷却器被水冷却至，以液态进入工业萘回流槽，某些工业萘由回流槽底部被工业萘回流泵抽出，打入精馏塔顶部，以控制塔顶温度，别的工业萘从回流槽上部满流入工业萘高置槽，再放入转鼓结晶机，便得到含萘工业萘。流入精馏塔底储糟残油为温度，被精馏塔热油循环泵抽出，一某些打入精馏塔管式炉，被加热至某些气化后，又回入精馏塔内部，供做精馏热量。多余另一某些残油则打入低萘洗油冷却器，被水冷却后洗油放入油库（流程简化图如图1-2所示）。 图1-2 双炉双塔工业萘持续精馏工艺流程简化示意图双炉双塔工业萘实际生产流程中典型控制环节： TRB，TRR：分别为对通入工业萘初馏管式炉和精馏管式炉煤气流量调节，目是控制管式炉物料出口温度，同步也为了稳定塔底温度。该环节采用串级控制，炉膛温度为内环，物料出口温度为外环（如图1-3所示）。 图1-3 管式炉出口温度控制原理方框图 TU1，TU2：分别为初馏塔顶温度调节和精馏塔顶温度调节，通过调节塔顶回流量来调节顶部温度，适当塔顶和塔底温度有助于塔内传质和传热过程顺利进行。 LR1，LR2：分别为初馏塔低液位调节和精馏塔底液位调节，通过适当液位调节，可防止塔底液位过高而淹塔或液位过低中断蒸馏过程进行（如图1-4所示）。图1-4 双炉双塔工业萘实际生产流程中主控画面该工艺流程特点是：采用两座管式炉分别为初馏塔和精馏塔循环油加热，以控制塔底温度。两座塔塔顶温度均靠调节其回流量来控制，有各自独立温度制度，故操作以便，易控制，初馏、精馏操作互相不干扰。但原料质量与组分稳定性，初馏和精馏过程中物料流动稳定性及平衡和温度控制稳定是工业萘双炉双塔工艺正常运营重要条件。当因某一因素不稳定而导致两塔操作紊乱时，需要花上几种小时时间进行调节，建立双炉、双塔物流平衡和使温度稳定。为了稳定管式炉操作和工业萘质量，需注意如下几点： 进料量要均匀稳定。 原料水分稳定并不大于，为了减少水分，操作中尽量避免停泵换槽。 初馏塔和精馏塔残液应持续稳定排放，保持塔底液位稳定，排放量不适当频繁变化，普通为原料量。若排放量过少，塔底液位上升，会导致物料和热量不平衡；反之亦然。 严格控制初馏塔温度。若塔顶、塔底温度偏低，则酚油切割不尽，影响精馏塔操作，若塔顶、塔底温度偏高，则酚油中含萘量增长，既减少了萘精制率，又容易堵塞酚油管道，普通由初馏塔切割酚油含萘量应不大于。 严格控制精馏塔温度。从塔顶切割工业萘中萘含量应不不大于，从塔底侧线切割而得低萘洗油中含萘量应不大于，从塔底排出残油含萘量应不大于。1.2 设计根据本设计根据于教科书及煤化工专业有关参照文献设计实例，对所提出题目进行实际工艺分析并做出相应理论校核计算。1.3 技术来源当前，双炉双塔工业萘持续精馏工艺系统设计办法大多以严格计算为主，也有某些简化模型，但是严格计算法对于持续精馏是最常采用，咱们本次所做校核计算也采用严格计算法。1.4 设计任务及规定将已洗酚萘洗三混馏分作为精馏工业萘原料。按年工作日天，每天开动设备小时计算，年原料解决量为。详细工艺过程为饱和液体进料（泡点进料）下双炉双塔持续精馏工艺系统。第二章 双炉双塔工业萘持续精馏工艺系统主体设备之一初馏塔2.1 初馏塔选型依照设计规定下生产任务，若按年工作日天，每天开动设备小时计算，年原料解决量为，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，减少生产过程中压降和塔板液面落差影响，提高生产效率，则工业萘初馏塔和精馏塔宜选用浮阀塔（F1型浮阀（重阀）塔）。2.2 初馏塔全塔物料衡算2.2.1 原料解决量已洗酚萘洗三混馏分。2.2.2 原料构成及各组分含量为计算塔板数，依照有关资料拟定，非现场实际分析数据，列于表2-1中：表2-1 已洗酚萘洗三混馏分构成组 分分子式沸点/相对分子质量含 量/%质量摩尔分数三甲苯161.21021.291.36193.51.53茚181.81162.813.244213.64对甲酚191.51080.150.18522.50.208四氢化萘2071323.453.495173.92萘21812852.2754.5784061.3硫杂茚231.51341.221.36183.51.53二甲酚2251220.190.2128.80.236喹啉237.51290.400.415600.465甲基萘24314224.6723.543702.726.1二甲基醇26315610.679.15160010.25苊2731542.942.554412.87共计10010015000112.12.2.3 初馏塔物料平衡按表2-1所列原料构成，取四氢化萘为轻核心组分，萘为重核心组分，则：原料中（四氢化萘摩尔分数）；（萘摩尔分数）。借鉴有关资料可设：轻核心组分在馏出物中浓度为（摩尔分数） 轻核心组分在釜残液中浓度为（摩尔分数）对轻核心组分： （2-1）依照总物料衡算： （2-2） 求解得：馏出物量 釜残液量馏出物中含四氢化萘量：馏出物中含萘量：沸点低于四氢化萘各组分可以以为所有被蒸出，沸点高于萘各种馏分可以以为所有留在釜残液中（事实上也接近此种状况），则可以列出初馏塔物料平衡表，见表2-2：表2-2 初馏塔物料平衡表原 料馏出物（塔顶产品）釜残液（塔底产品）组分摩尔分数摩尔分数摩尔分数三甲苯1.531.361.5317.000茚3.643.243.6440.400对甲酚0.2080.1850.2082.3100四氢化萘3.923.492.8832.01.041.0萘61.354.50.7428.2460.55858.74硫杂茚1.531.36001.531.484二甲酚0.2360.21000.2360.229喹啉0.4650.415000.4650.451甲基萘26.123.540026.125.32二甲基醇10.259.150010.259.94苊2.872.55002.872.784共计112.11009100103.1100在初馏塔初馏过程中，将原料已洗酚萘洗三混馏分中比萘轻较低沸点组分，如四氢化萘、三甲苯、对甲酚、茚等组分作为酚油馏分蒸出。初馏塔残油富集了萘及沸点比萘高组分，如硫杂茚、二甲酚、喹啉、甲基萘、二甲基醇、苊等化合物。初馏残油作为精馏阶段原料，在萘精馏段，采出工业萘产品，并将比萘重组分作为精馏残油产品，称为低萘洗油。2.3 初馏塔操作条件拟定2.3.1 操作压力查阅有关工业萘精馏操作指标可设塔顶操作压力为；塔底气相压力为（绝压）。2.3.2 操作温度 塔顶温度 塔顶温度不是任意选定，而是由塔顶馏出物构成和塔顶总压决定。对于具备个组分混合物精馏过程，设塔顶蒸气构成为：；同达到平衡液相构成为：；各组分在塔顶状态下纯态蒸气压为：；塔顶操作总压为，则可以列出各组分相对平衡方程式： （2-3）由于相平衡常数： （2-4）因此 对任一组分由上式可得：对于组分系统来说，则有下列关系： （2-5）因此 （2-6）上式即为组分混合物气相等温线方程式。当搭顶馏出物构成均为已知时，依照塔顶总压及塔顶蒸气构成，就可以运用气相等温线方程式，用下述办法来拟定塔顶温度。由上式得： 等式两边各乘以萘在塔顶温度下蒸气压，即得：或 依照相平衡常数和相对挥发度定义，即得： （2-7）综上所述，可按下述试差法拟定塔顶温度。. 在已知塔顶操作压力下，设一塔顶温度；. 查出馏出物中各种组分在所设定温度下纯态蒸气压；. 计算各组分及值，并求出；. 求出在所设条件下萘相平衡常数；. 分析计算成果：如或误差在以内，可以为所设塔顶温度可以采用；若误差超过，则需再另设塔顶温度，重新进行上述所有计算过程。普通需进行次试差计算。设塔顶温度为，则本计算最后试差成果见表2-3：表2-3 设塔顶温度为时试差成果馏出物构成三甲苯0.17014003.180.0535茚0.40410202.320.174对甲酚0.02318601.940.0119四氢化萘0.3205801.320.242萘0.08244401.000.0824在时，萘平衡常数误差在以内，则与值近似相等，因此塔顶温度为是适当。 塔底温度塔底温度也不是任意选定，而是由塔底液相构成和塔底总压决定，对于具备个组分混合物精馏过程，设塔底液相构成：；塔底操作压力为，则可依照液相等温线方程式来拟定塔底温度。 或 （2-8）上式即为个组分混合物液相等温线方程式。运用此方程式，即可按试差法求得塔底温度，如下：. 在已知塔底操作压力下，设塔底温度为；. 查出塔底残液中各组分在所设温度下纯态蒸气压；. 计算各组分相对挥发度及值，并求出；. 求出在所设塔底温度条件下萘相平衡常数；. 分析计算成果：如或误差在以内，可以为所设塔底温度可以采用；如误差超过，则需再另设塔底温度，重新进行上述所有计算过程。普通需进行次试差计算。设塔底温度为，则本计算最后试差成果见表2-4：表2-4 设塔底温度为时试差成果釜残液构成四氢化萘0.01016131.2650.01265萘0.587412751.000.5874硫杂茚0.0148411900.930.0138二甲酚0.0022911250.880.00202喹啉0.004518100.6350.00286甲基萘0.25325950.4660.11799二甲基醇0.09945000.3920.03896苊0.027843400.8670.0241 （2-9） （2-10）在温度下，萘相平衡常数而误差在之内，则、两值近似相等，因此可以为所设塔底温度是适当。通过以上计算可得：初馏塔塔顶温度为，塔底温度为。2.3.3 进料状态虽然进料方式有各种，但是饱和液体进料（泡点进料）时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动影响，塔操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段塔径相似，无论是设计计算还是实际加工制造这样精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采用饱和液体进料方式。2.3.4 加热方式原料在初馏塔中初步分离，是靠初馏管式炉提供热量产生沿塔上升蒸气，使原料中所含酚油以气态形式从初馏塔顶部逸出。酚油蒸气通过冷凝冷却器冷却和油水分离器分出油和水后，分离水排入酚水解决系统，酚油进入回流槽，大某些酚油作初馏塔回流，少量从回流槽满流入酚油成品槽。初馏塔底已脱除酚油萘洗油用热油泵送往初馏管式炉加热至，再返回初馏塔底，以油循环方式供应初馏塔热量。2.4 初馏塔所需理论塔板层数及回流比拟定2.4.1 求最小理论塔板数依照物料平衡数据可知：（轻核心组分在馏出物中浓度）；（轻核心组分在釜残液中浓度）；（重核心组分在馏出物中浓度）；（重核心组分在釜残液中浓度）。为轻核心组分四氢化萘在塔顶和塔底温度下相对挥发度平均值。 （2-11）依照芬斯克方程可以计算得到最小理论板数为： （2-12）因此最小理论塔板数，取块。2.4.2 求最小回流比Rmin依照前述物料数据可知：；。依照恩得伍特方程计算最小回流比为： （2-13）2.4.3 求实际塔板数依照经验数值 操作回流比取为 则 （2-14）再查吉利兰关联图（如图2-1所示）求得实际塔板数为： （查图表资料所得） （2-15）则取塔板效率，则初馏塔实际塔板数为：层，取为层。图2-1 吉利兰关联图2.4.4 加料板位置拟定为近似地预计最适当加料板位置，在饱和液体进料状况下，可采用如下经验公式计算拟定。若精馏段及提馏段所需理论塔板数分别为和（涉及塔釜），则： （2-16）又有：两式联立求解，即可拟定初馏塔加料板位置。将关于数据分别代入以上两式得：解得：；。精馏段实际塔板数为：层。则加料板位置为从上向下数第层塔板，或从下向上数第层。2.5 初馏塔F1型浮阀（重阀）精馏塔主题工艺尺寸计算2.5.1 塔径如下数据（依照前面已经计算得出物料数据及查阅有关煤焦油蒸馏方面资料手册可计算得出数据）为设计任务书给出已知条件：全塔气相平均流量：全塔气相平均密度：全塔液相平均流量：全塔液相平均密度：物系表面张力：（萘沸点为）欲求出塔径应先计算出适当空塔速度。由于适当空塔气速，因而，需先计算出最大容许气速即液泛气速。 液泛气速按下式计算： （2-17）式中可由史密斯关联图（见图2-2）查得，液泛动能参数为： （2-18）取板间距，取板上液层高度，则关联图中参数值为：依照以上数值，由史密斯关联图查得。图2-2 史密斯液泛关联图因物系表面张力，很接近，故无需校正，即，则 （2-19）取安全系数为，则适当空塔速度为：塔径 （2-20）按原则塔径尺寸圆整，取。则实际塔截面积： （2-21）实际空塔速度： （2-22）安全系数：，在范畴间，故适当。图2-3 单溢流型塔板图2-4 板式塔构造及塔内气液流动2.5.2 塔高塔高度可以由下式计算： （2-23）已知实际塔板数为层，板间距，由于料液较清洁，无需经常清洗，故可取每隔块板设一种人孔，则人孔数目为： （2-24）取人孔两板之间间距，又取塔顶空间（涉及上封头高），塔底空间（塔底设有油槽），进料板空间高度，裙座高度，那么，全塔高度：2.5.3 溢流装置单溢流弓形降液管堰长选用单溢流弓形降液管（如下图2-5所示），不设进口堰。取堰长，即。图2-5 单溢流液流型式2.5.4 弓形降液管出口堰高 （2-25）采用平直堰，堰上液层高度可依下式计算，即 （2-26）近似取，又，则 （如下图2-6所示为塔板水力学性能图）图2-6 塔板水力学性能示意图2.5.5 弓形降液管宽度和面积由于 则由弓形降液管构造参数图查得：，因而，弓形降液管所占面积：弓形降液管宽度：验算液体在降液管停留时间： （2-27）由于停留时间，故降液管尺寸可用。2.5.6 降液管底隙高度 （2-28）取降液管底隙处液体流速，普通经验数值为。2.6 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子，则阀孔气速为： （2-29）每层塔板上浮阀个数： （2-30）按所设定尺寸画出塔板，并在塔板鼓泡区内依排列方式试排，拟定出实际阀孔数。已知，选用无效边沿区宽度，破沫区宽度，采用型重阀（如图2-7所示），重量为，阀孔直径为。图2-7 F-1型重阀由于塔直径不不大于，故需采用分块式塔板构造，查表拟定需分为四块（其中两块弓形板、通道板和矩形板各一块）。考虑到各分块支承与衔接要占去一某些鼓泡区面积，浮阀排列方式对分块式塔板应采用等腰三角形叉排。现按、等腰三角形叉排方式画出浮阀排列草图，见图2-8及图2-9。图2-8 塔板布置图图2-9 浮阀排列草图由图可知阀孔数为个，重新核算如下参数：阀孔气速： （2-31）动能因数： （2-32）动能因数在之间，适当。塔板开孔率： （2-33）开孔率在之间，适当。2.7 塔板流体力学验算2.7.1 干板阻力 （2-34）2.7.2 板上充气液层阻力本设备用来对酚萘洗三混馏分进行初馏，液相为碳氢化合物，可取充气系数。则 （2-35）2.7.3 液体表面张力所导致阻力 由表面张力导致阻力普通来说都比较小，因此普通状况下可以忽视不计。2.7.4 气体通过浮阀塔板压强降(单板压降) 依照以上计算成果可得，与气体流经一层浮阀塔板压强降所相称液柱高度为： （2-36）则单板压降： （2-37）（如下图2-10所示为塔板阻力示意图）图2-10 塔板阻力示意图2.7.5 淹塔（降液管液泛）校核为了防止淹塔现象发生，规定控制降液管中清液层高度：，。图2-11 塔板液泛示意图与气体通过塔板压强降所相称液柱高度（前已算出）：液体通过降液管压头损失，因不设进口堰，故可按下式计算，即 （2-38）前已选定板上液层高度为：则 取降液管