【正文】 mm 22m a x ??????? bCM xx ? 對(duì) Y 軸的彎矩 My /N03—— 封頭保溫層質(zhì)量， kg。 考慮了多種載荷作用，以及制造、運(yùn)輸、安裝等因素。 回流液流速均取 2m/s。 塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 序號(hào) 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 1 塔內(nèi)徑 D（ m） 1 1 2 板間距 HT（ m） 3 溢流形式 單溢流 單溢流 4 降液管型式 弓形 弓形 5 出口堰堰長(zhǎng) lw（ m） 6 出口堰堰高 hw(m) 7 板上液層高 hL(m) 8 堰上液層高 how(m) 9 降液管底隙高 h0(m) 10 浮閥直徑 d0（ m） 11 單個(gè)塔板上的浮閥 個(gè)數(shù) n(個(gè) ) 84 12 降液管底隙 hd（ m） 13 降液管寬度 Wd（ m） 14 孔心距 t（ m） 15 安定區(qū)寬度 Ws（ m） 16 邊緣區(qū)寬度 Wc（ m） 17 鼓泡區(qū)面積 Aa(m2) 18 開(kāi)孔率 ? （ %） 19 閥孔氣速 u(m/s) 11 20 每層塔板阻力 hf(m) 21 操作彈性 精餾塔接管尺寸 液流 管 進(jìn)出料流速均取 2m/s。、④ 39。分別從圖中A、 B兩點(diǎn)讀得氣相流量的下限 VS min 及上限 VS max ，并求得該塔的操作彈性。 將以上①、②、③、④、⑤條線(xiàn)標(biāo)繪在同一 Lh~Vs 直角坐標(biāo)系中，塔板的負(fù)荷性圖如圖 23 所示。 ????? ?? hSh LVL 239。8239。39。 )()(0 owTdowwoww hHhhhhhh ??????? ? 式中 m)(0 0 )()(3239。在前面核算中可知，由表面張力影響所致的阻力 hσ 在 hf 中所占比例很小，在整理中可略去，是關(guān)系式得到簡(jiǎn)化。hmHAL Tfh????? 可見(jiàn)，該線(xiàn)為一平行 Lh軸的直線(xiàn)，記為④ 39。對(duì)于尺寸已經(jīng)確定的降液管，若液體流量超過(guò)某一限度，使液體在降液管中的停留時(shí)間過(guò)短，則其中氣泡來(lái)不及放出就進(jìn)入下層塔板，造成氣相返混，降底塔板效率。2002039。 提餾段： 因此取 F0=5，計(jì)算相應(yīng)的氣體流量 Vh 0039。 hmlL wh ???? 可見(jiàn)該直線(xiàn)為垂直于 Vh軸的直線(xiàn)，該直線(xiàn)記為② 39。 提餾段： )( 3/239。 液相下限線(xiàn)關(guān)系式 對(duì)于平直堰，一般取堰上液層高度 hOW = 作為液相負(fù)荷下限條件，即可確定液相流量的下限線(xiàn)。=, Lh39。39。+39。39。 提餾段： 根據(jù)前面液沫夾帶的校核選擇 F1 表達(dá)式 bFLSSLSSAKCZLVF39。這個(gè)范圍通常以塔板負(fù)荷性能圖的形式表示。39。 液體在降液管中停留時(shí)間校核 為避免嚴(yán)重的氣泡夾帶使傳質(zhì)性能降低，液體通過(guò)降液管時(shí)應(yīng)有 足夠的降液時(shí)間，以便釋放出其中夾帶的絕大部分氣體。39。39。塔板上液體流道長(zhǎng) ZL及液流面積 Ab分別為 7 0 mAAAmWDZfTbdL???????????? 故得 %% 360036001 ????????F 或 %% 3 6 0 0 3 9 51 ????? ??F 所得泛點(diǎn)率 F1均低于 ，故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫夾帶。為了保證板式塔能維持正常的操作效果，應(yīng)使液沫夾帶可用單位質(zhì)量（或摩爾）氣體夾帶的液體質(zhì)量（摩爾） ev（ kg 液體 /kg 氣體）或（ koml 液體 /koml 氣體）來(lái)表示。39。8 ??????? ?? 浮閥塔板上液面落差Δ一般較小可以忽略，則可求得降液管內(nèi)清液層高度Hd。為 mHH dd 39。 因此 dW+hT HH ? ? 式中 TH — 板間距， m ? — 系數(shù) 為考慮降液管內(nèi)液體充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。0 ??????? ?? 塔板清液層阻力 h1 mhhL 0 3 2 6 ???? 克服表面張力阻力?h mgdhL43039。39。 ???? ouuk 故不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜。0 ??? ? 穩(wěn)定系數(shù) ~ 39。 提餾段： smu s / 55 39。一般要求孔速 u為漏液點(diǎn)氣速 uo39。0 ??? ? 浮閥個(gè)數(shù) 84 2020 ?????? udVn S?（個(gè)） （ 2） 浮閥排列方式 通過(guò)計(jì)算及實(shí)際試排確定塔盤(pán)的浮閥數(shù) n。凹型受液盤(pán)對(duì)液體流向有緩沖作用，可降低塔盤(pán)入口處的液峰，使液流平穩(wěn)，有利于塔盤(pán)入口區(qū)更好地鼓泡。 ????? h TfLHA? ，符合要求。 圖 144 降液管簡(jiǎn)圖 考慮降液管底部阻力和液封，選取降液管底隙 hb=。=hLhow39。 取 堰長(zhǎng)為 ， lw== 取塔盤(pán)清液層高度 hL = 塔截面積 AT= 2 ?Dπ 精餾段： 6000 11 以下 110～ 250 250～ 450 應(yīng)用 場(chǎng)合 用于較低 液氣比 一般應(yīng)用 高 液 氣 比和大型塔板 極高液氣極大型塔板 出口堰 hw=hLhow ，選用平直堰， 堰上液頭高 how mmlLEh wow . 22 0 )( 32/33/2h3 ?????? ）（符合要求。 塔板數(shù)和操作參數(shù) 本項(xiàng)目使用了 Aspen Plus 對(duì)此精餾塔 進(jìn)行了模擬，當(dāng)塔板數(shù)為 48 塊 (塔釜除外 )時(shí)，塔頂甲醇的含量為 100%，加料板為第 28塊板。具有中間儲(chǔ)槽作用，設(shè)計(jì)塔底釜液停留 3min，保證生產(chǎn)連續(xù)進(jìn)行。 塔高的計(jì)算 塔頂空間高度 塔頂空間高度是指塔頂?shù)谝粔K塔板到塔頂封頭的垂直距離。 圖 141 理論塔板數(shù)與回流比的關(guān)系圖 橫坐標(biāo)為理論塔板數(shù)，縱坐標(biāo)為實(shí)際回流比。 操作范圍窄操作彈性小，塔板效率低。 泡罩塔 結(jié)構(gòu) 簡(jiǎn) 單 在較寬的負(fù)荷范圍內(nèi)可穩(wěn)定操作；彈性好。 適于變動(dòng)少，不析出固體的系統(tǒng)；分離要求高且塔板數(shù)多。 中間換熱 易實(shí)現(xiàn) 較難實(shí)施 塔的檢修 容易 較難實(shí)現(xiàn)，規(guī)整填料幾 乎不可能 造價(jià) 直徑大時(shí)一般比填料塔造 價(jià)低 直徑增大，造價(jià)顯著增加 塔板選擇 塔板選用目前工業(yè)上 廣泛使用板式塔。 （ 5）對(duì)于宜發(fā)泡物系的分離，因填料層具有破碎泡沫作用，宜選擇填料塔。 塔設(shè)備的選擇 （ 1）蒸餾過(guò)程多選用板式塔，而吸收過(guò)程多選用填料塔。 P↑，ρ ν ↑液量又大，易引起液相嚴(yán)重反混； P↑， T↑，σ↑填料塔中兩相分離變難。 高真空填料塔的液體分布器往往要特殊設(shè)計(jì)才能達(dá)到高的分布質(zhì)量。壓降小是填料塔的優(yōu)點(diǎn)。對(duì) 于大塔徑塔設(shè)備來(lái)說(shuō)，需進(jìn)行加壓或常壓操作時(shí)，應(yīng)優(yōu)先選用板式塔；對(duì)于減壓 操作過(guò)程，宜采用新型填料； 2）一般填料塔比板式塔重； 3）大塔以填料塔造價(jià)便宜。反之，受液相控 制的系統(tǒng)（如水洗 CO2），宜采用板式塔，因?yàn)榘迨剿幸合喑释牧?，用氣體在 液層中鼓泡； 2）大的液體負(fù)荷系統(tǒng)，可選用填料塔，若用板式塔時(shí)宜選用氣液并流的塔 型或選用板上液流阻力較小的塔型。因?yàn)榘迨剿膫髻|(zhì)效率較差； 5）含有懸浮物的物料，應(yīng)選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜。 與物性有關(guān)的因素 1）易起泡的物系，如處理量不大時(shí)，以選用填料塔為宜。以此來(lái)達(dá)到較大的生產(chǎn)效率，提高企業(yè)的生產(chǎn)效益。這將大大節(jié)省生產(chǎn)中 的動(dòng)力消耗，以降低正常操作費(fèi)用。 設(shè)計(jì)規(guī)范 《化工設(shè)備設(shè)計(jì)基礎(chǔ)規(guī)定》 HG/T20643 《鋼制壓力容器焊接規(guī)程》 JB/T4709 《鋼制化工容器制造技術(shù)要求》 HG205801998 《鋼制化工容器設(shè)計(jì)基礎(chǔ)規(guī)定》 205841998 《鋼制化工容器材料選用規(guī)定》 205821998 《鋼制化工容器強(qiáng)度計(jì)算規(guī)定》 205831998 《鋼制化工容器結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)規(guī)定》 205811998 塔設(shè)備的設(shè)計(jì)目標(biāo) 甲醇初餾塔是為了脫出體系中的 MTBE 等雜質(zhì)，并且實(shí)現(xiàn)甲醇 水的分離。第十四 章 甲醇初餾塔的設(shè)計(jì) 塔設(shè)備選型 塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一，塔可以使氣液 相或者液液相之間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到較為良好的相際傳質(zhì)及傳熱的目的。為了滿(mǎn)足工 業(yè)生產(chǎn)的需要，該塔設(shè)備還要考慮下列各項(xiàng)要求： 1）生產(chǎn)能力大。對(duì)于減壓蒸餾操作，較大的壓力降還將使系 統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度； 4）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、材料 耗用量小，制造和安裝容易。 塔設(shè)備類(lèi)型及選擇 為了便于研究和比較，人們從不同角度對(duì)塔設(shè)備進(jìn)行了分類(lèi)。因?yàn)樘盍夏苁古? 沫破裂，在板式塔中則易引起液泛； 2）具有腐蝕性的介質(zhì)，可選用填料塔。可選 用泡罩塔、浮閥塔、柵板塔、舌形塔和孔徑較大的篩板塔等，不宜使用填料塔； 6）操作過(guò)程中有熱效應(yīng)的系統(tǒng)，用板式塔為宜。此外，導(dǎo)向篩板塔盤(pán)和多降液管篩板塔盤(pán)都 能承受較大的液體負(fù)荷； 3）低的液體負(fù)荷，一般不宜采用填料塔。因填料價(jià)格約與塔體的容積成正比，板式塔按 單位面積計(jì)算的價(jià)格，隨塔徑增大而減小。 分離效率（ HETP） 分離效率比較穩(wěn)定，大塔效率會(huì)更高些 規(guī)整填料的 HETP 值比板式塔小，絲網(wǎng)的效率更高，新型散裝填料與板式塔相當(dāng)。且散裝填料可能會(huì) Qmin。 對(duì)腐蝕性物料的適應(yīng)性 必須用耐腐蝕性材料制作，往往比較困難或價(jià)格太高 易用陶瓷性耐腐蝕性 材料，較合適。 （ 2）有側(cè)線(xiàn)進(jìn)料和出料的工藝過(guò)程，選用板式塔較為適宜。 根據(jù)本廠(chǎng)情況異丁烯精制塔選擇板式塔。并對(duì)常用塔板進(jìn)行比較，如表 132所示。 浮閥塔 結(jié)構(gòu) 簡(jiǎn)單 處理能力大，大于泡罩塔略小于篩板塔；在較寬的負(fù)荷范圍內(nèi)塔板效率基本不變；霧沫夾帶少。 費(fèi)用高；板間距大；壓力降比較大。 分離要求較低 的場(chǎng)合。 回流比為： ，塔板數(shù)為 48 塊（不包括塔釜再沸器）。塔頂空間高度要滿(mǎn)足安裝塔板和開(kāi)人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，塔頂空間高度一般取 H 1=~，設(shè)計(jì)中選 H1=。 由上表查得排出釜液流量為 ，則釜液高度為 H2= mDLh )()()/(34 22 ????? 各段板間距 HT=，將進(jìn)料所在板的板間距增至 700mm，人孔所在板的板間距 HT 增至 800mm。其中精餾段有 26 塊，提餾段有 22 塊。 其中 E近似取 1，液相體積流量 堰高 wh 堰高與板上液層高度及堰上液層高度的關(guān)系： hw=hLhow == 提餾段： how39。== 圖 143 弓形降液管寬度與面積 hmLh /22 3? 降液管 圓形降液管通常在液體負(fù)荷低或者塔徑小時(shí)使用，不宜用于大液量及易起泡的物料。 由于 ? 查弓