筛孔板式塔设计.doc

摘 要筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。为完成苯-甲苯二元物系的精馏进行了相关塔设备的设计，本次设计的任务为分离进料量50000吨/年，质量分数为40%的苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的质量分数达到96%，塔底釜液质量分数为2%。我们对此塔进行了工艺设计，按照梯级图解法算求得理论板数为15，实际板数为27，,加料位置在第13块板。进行了塔板结构的设计，塔径1.2m，精馏段板间距0.35m，提馏段板间距为0.4m,对塔板进行了校核，均在安全操作范围内，确定了操作点，精馏段弹性操作为5.04，提馏段弹性操作为5.30，符合操作要求。最后进行辅助设备及塔高计算。本次设计包括设备分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，其设计结果满足设计任务要求，结构合理，是一次较理想的设计。关键词：筛板塔 ；苯-甲苯；精馏；负荷性能图；塔设备；结构Abstract Sieve plate tower is the main gas liquid mass transfer in chemical production equipment.To complete the binary system benzene - toluene distillation tower equipment, the use of design, the design tasks for the separation of feed rate of 50000 tons/year, the mass fraction of 40% of benzene - toluene solution, make the top products of benzene mass fraction of 96%, the bottom kettle liquid mass fraction of 2%.We for the technological design of this tower, according to the theoretical plate number obtained by cascade graphical method calculation for 15, real plate number is 27, and feeding location in 13boards.For the design of the plate structure, the tower diameter 1.2 m, plate spacing of 0.4m on the plate, are within the scope of the safety operation, determine the operating point, rectifying section elastic operation is 5.04, stripping section of the elastic operating at 5.30, conform to the requirements of the operation.Finally auxiliary equipment and height calculation.This design including equipment analysis, selection, calculation, accounting, drawing, etc., is a complete distillation process design, the design result satisfies the requirement of design task, reasonable structure, is an ideal design.Keywords: Sieve-platetower ； Benzene-Toluene；Rectification；Load performance diagram；Distillation equipment ；structure目录第一章 概述31.1苯的性质31.1.1物理性质31.1.2化学性质41.1 3 基本用途41.2甲苯51.2.1物理性质51.2.2化学性质61.2.3基本用途6第二章 确定设计方案7第三章 工艺计算93.1 物料衡算93.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率93.1.2全塔物料衡算93.2 确定回流比93.2.1 q线方程103.2.2 Rmin和R的确定123.3 确定理论塔板数和实际塔板数133.3.1 精馏段操作线方程的确定133.3.2 精馏段和提馏段气液流量的确定133.3.3 提馏段操作线方程的确定133.3.4塔板数的确定133.3.5实际塔板数143.4 塔的气液负荷计算163.4.1操作压力163.4.2操作温度163.4.3平均摩尔质量计算163.4.4平均密度计算173.4.5液相平均表面张力的计算183.4.6塔的气液负荷计算19第四章 精馏塔塔体工艺尺寸的计算204.1塔间距的初估204.2.塔径的计算204.3 溢流装置设计224.4塔板布置244.4.1塔板的分块244.4.2边缘区宽度254.4.3开孔区面积计算254.5 筛孔的尺寸及排列254.5.1筛孔数n与开孔率254.5.2筛孔气速264.6 筛板的流体力学验算264.6.1气体通过筛板压强降计算：液柱264.6.2液面落差284.6.3雾沫夹带284.6.4漏液304.6.5液泛304.7负荷性能图314.7.1雾沫夹带线314.7.2液泛线324.7.3液相负荷上限线334.7.4漏液线334.7.5液相负荷下限线344.7.6负荷性能图34第五章 辅助设备的设计365.1接管365.1.1进料管365.1.2回流管365.1.3塔顶蒸汽出料管375.1.4塔釜出料管375.1.5再沸器返塔蒸汽管375.2 冷凝器385.3 再沸器385.4 泵395.4.1进料泵395.4.2回流泵40第六章 板式塔结构426.1塔顶空间426.2塔底空间426.3人孔426.4进料板间距436.5 塔顶封头 的确定436.6 裙座高度HS的确定436.7 塔高（不包括封头和裙座 ）446.7.1精馏塔有效高度446.7.2实际塔高44第七章 设计结果汇总45-46第八章 设计评述50第九章 设计感想51第十章 参考文献52第一章 概述化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。1.1苯的性质苯在常温下为一种高度易燃，有香味的无色的液体，为一种有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃。苯有高的毒性，也是一种致癌物质。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯也是石油化工的基本原料，苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。1.1.1物理性质苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水轻。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂， 溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强,除甘油,乙二醇等多元醇 外能与大多数有机溶剂混溶.除碘和硫稍溶解外,无机物在苯中不溶解.苯对金 属无腐蚀性。苯能与水生成恒沸物，沸点为69.25，含苯91.2%。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。1.1.2化学性质苯参加的化学反应大致有3种：一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取代反应；一种是发生在苯环上的加成反应（注：苯环无碳碳双键，而是一 种介于单键与双键的独特的键）；一种是普遍的燃烧（氧化反应）（不能使酸性 高锰酸钾褪色）。1.1 3 基本用途 脂肪、树脂和碘等的溶剂。测定矿物折射指数。有机合成。光学纯溶剂高压液相色谱溶剂、用作合成染料、医药、农药、照相胶片、以及石油化工制品的原料、清漆、硝基纤维素漆的稀释剂、脱漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛璐珞、树脂、人造革等溶剂。用作合成染料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成谷物、塑料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的重要原料,本品具有良好的溶解性能,因而被广泛地用作胶黏剂及工业溶剂例如:清漆、硝基纤维漆的稀释剂、脱漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛璐珞、树脂、人造革等溶剂。1.2甲苯甲苯是一种无色，带特殊芳香味的易挥发液体。甲苯是芳香族碳氢化合物的一员，它的很多性质与苯很相像，常常替代有相当毒性的苯作为有机溶剂使用，还是一种常用的化工原料，可用于制造炸药、农药、苯甲酸、染料、合成树脂及涤纶等。同时它也是汽油的一个组成成分。1.2.1物理性质外观与性状：无色透明液体，有类似苯的芳香气味。熔点()：-94.9相对密度（水=1）：0.87沸点()：110.6相对蒸气密度（空气=1）：3.14分子式：C7H8分子量：92.14饱和蒸气压(kPa)：4.89(30)燃烧热(kJ/mol)：3905.0临界温度()：318.6临界压力(MPa)：4.11辛醇/水分配系数的对数值：2.69闪点()：4爆炸上限%(V/V)：7.0引燃温度()：535爆炸下限%(V/V)：1.2溶解性：不溶于水，可混溶于苯、醇、醚等多数有机溶剂。1.2.2化学性质化学性质活泼，与苯相像。可进行氧化、磺化、硝化和歧化反应，以及侧链氯化反应。甲苯能被氧化成苯甲酸。1.2.3基本用途 甲苯大量用作溶剂和高辛烷值汽油添加剂，也是有机化工的重要原料，但与同时从煤和石油得到的苯和二甲苯相比，目前的产量相对过剩，因此相当数量的甲苯用于脱烷基制苯或岐化制二甲苯。甲苯衍生的一系列中间体，广泛用于染料；医药；农药；火炸药；助剂；香料等精细化学品的生产，也用于合成材料工业。甲苯进行侧链氯化得到的一氯苄；二氯苄和三氯苄，包括它们的衍生物苯甲醇；苯甲醛和苯甲酰氯（一般也从苯甲酸光气化得到），在医药；农药；染料，特别是香料合成中应用广泛。甲苯的环氯化产物是农药；医药；染料的中间体。甲苯氧化得到苯甲酸，是重要的食品防腐剂（主要使用其钠盐），也用作有机合成的中间体。甲苯及苯衍生物经磺化制得的中间体，包括对甲苯磺酸及其钠盐；CLT酸；甲苯-2,4-二磺酸；苯甲醛-2,4-二磺酸；甲苯磺酰氯等，用于洗涤剂添加剂，化肥防结块添加剂；有机颜料；医药；染料的生产。甲苯硝化制得大量的中间体。可衍生得到很多最终产品，其中在聚氨酯制品；染料和有机颜料；橡胶助剂；医药；炸药等方面最为重要。 第二章 确定设计方案 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用80进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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1.5倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： () 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。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。图1板式塔的简略图第三章 工艺计算3.1 物料衡算3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 3.1.2全塔物料衡算原料处理量： 总物料F = D + W 易挥发组分 FF = DD + WW 式中 F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。解得： 代入数据可得：D=35.295 kmol/h W=44.915 kmol/h3.2 确定回流比3.2.1 q线方程表1 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0图2 苯跟甲苯常压下气化平衡组成相图可得平均温度（80+93.87）=86.94下，参照化学化工物性数据手册有机卷第一版318页芳烃热容表2苯甲苯的比热容温度（）020406080100120140160180苯的比热容（ KJ/（kmolK）1.571.7161.7671.8281.8811.9532.0472.1432.2422.346甲苯的比热容（KJ/（kmolK）1.631.6811.7571.8341.9021.972.0732.1492.2292.313 参照化学化工物性数据手册有机卷327页芳烃汽化表3 苯甲苯的汽化热温度（）020406080100120140苯的汽化热（KJ/Kg）431.141407.7394.1379.3363.2345.5甲苯的汽化热（KJ/Kg）422.9412.7402.1391379.4367.1354.2340.3苯的比热容 =1.91 KJ/(Kg.K) 汽化潜热=383.84KJ/kg 甲苯的比热容=1.93 KJ/(Kg.K) 汽化潜热=370.86 KJ/kg =1.910.44+1.93(10.444)=1.92KJ/(Kg.K)同理：r=383.840.44+370.86(1-0.44)=376.57 KJ/k所以q线方程为3.2.2 Rmin和R的确定由q线方程和平衡线方程相交确定Xe=0.46 Ye=0.68R=1.5Rmin=1.51.32=1.983.3 确定理论塔板数和实际塔板数3.3.1 精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程： L=RD V=(R+1)D3.3.2 精馏段和提馏段气液流量的确定已知 D35.295kmol/h R1.98精馏段：LRD69.88kmol/h V(R+1)D105.18kmol/h提馏段：LL+qF69.88+1.0780.21=155.70kmol/h VV-(q-1)F105.18-(1.07-1)80.21110.79kmol/h3.3.3 提馏段操作线方程的确定3.3.4塔板数的确定提馏段方程精馏段方程作梯板图3 苯-甲苯梯级图作图得理论塔板数=15-1=14，其中加料板为第7块3.3.5实际塔板数全塔效率经查表=80.93时 =104.67KPa =40.46Kpa=109.21时 =235.40kpa =100.48Kpa=93.87 时 =155.79KPa =63.34KPa则： =104.67/40.46=2.59=235.40/100.48=2.34=155.79/63.34=2.46故=参照化学化工物性数据手册有机卷第一版302页芳烃粘度表4苯-甲苯的黏度温度（）020406080100120140苯的粘度（mPas）0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184甲苯的粘度（mPas）0.7580.580.4590.3730.3110.2640.2280.2查得 =80.93时 =109.21时 全塔效率=0.49实际塔板数 及加料板位置的确定块块第13块板开始加料, 3.4 塔的气液负荷计算3.4.1操作压力塔顶 每层塔板压降进料板压力塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力3.4.2操作温度塔顶=81.35 塔底=108.48 进料板精馏段平均温度提馏段平均温度3.4.3平均摩尔质量计算a) 塔顶： 由汽液平衡曲线得 b) 进料板： 代入汽液平衡曲线方程 c) 塔底：代入汽液平衡曲线方程得 d) 精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量3.4.4平均密度计算气相平均密度精馏段：提馏段：液相平均密度计算参照化学化工物性数据手册有机卷第一版299页芳烃密度表5苯-甲苯密度温度（）8090100110120苯的密度（kg/m3）814805791778763甲苯密度 (kg/m3)809801791780768=80.93 塔顶液相质量分率 =93.80 进料板质量分率 由 得 =109.21 塔釜液相质量分率 精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为3.4.5液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力计算式参照化学化工物性数据手册有机卷第一版化学工业出版社305页芳烃表面张力表6苯-甲苯的表面张力温度t（）8090100110120苯的张力（mN/m）21.2720.0618.8517.6616.49甲苯的张力（mN/m）21.6920.5919.9418.4117.31塔顶 =80.93 进料板 =93.80 塔底 =109.21 精馏段液相平均表面张力提馏段液相平均表面张力3.4.6塔的气液负荷计算精馏段: 提馏段： 第四章 精馏塔塔体工艺尺寸的计算4.1塔间距的初估 表7 塔板间距和塔径的经验关系4.2.塔径的计算初选板间距 取板上液层高度精馏段： 图4 史密斯关联图查史密斯关联图得 物系表面张力=20.545mN/m取安全系数f=0.8按标准，塔径圆整后为D=1.2m 实际塔截面积 空塔气速为校验：0.60.8 故合理提馏段：取板间距，板上液层高度则查史密斯关联图得 按标准，塔径圆整后为D=1.2m 空塔气速为校验：0.60.8 故合理4.3 溢流装置设计a)精馏段因塔径D=1.2m 可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液板堰长 溢流堰高度 =0.06m 近似取E=1 图5 液流收缩系数E则精馏段故降液管宽度与截面积 查图得图6 弓形降液管的宽度与面积 故利用公式计算液体在降液管中停留时间以检验降液面积 符合要求降液管底隙高度取 符合要求b)提馏段：D=1.2m堰长 溢流堰高度 故降液管宽度与截面积 利用公式计算液体在降液管中停留时间以检验降液面积 符合要求（大于秒）降液管底隙高度取 符合要求4.4塔板布置4.4.1塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式,塔板分为3块表84.4.2边缘区宽度取 出口4.4.3开孔区面积计算 代入得4.5 筛孔的尺寸及排列4.5.1筛孔数n与开孔率取筛孔孔径，正三角形排列，碳钢板取空中心距=0.02m筛孔数开孔率10%图7 筛板俯视图4.5.2筛孔气速每层开孔面积气体通过筛孔气速度为提馏段：4.6 筛板的流体力学验算4.6.1气体通过筛板压强降计算：液柱精馏段： 平板压降 图8查图得 孔流系数液层阻力图9查图得 液体表面张力的阻力气体通过每层塔板的液柱0.075m液柱提馏段： 平板压降相当的液柱高度 体穿过板上液层压降相当的液柱高度 查图 体表面张力的阻力0.075m液柱4.6.2液面落差由于筛板塔液面落差很小，而且塔径和液流量均不打，此影响可以忽略4.6.3雾沫夹带泛点百分率= 精馏段：泛点百分率= 查Fair关联图：图10液沫夹带关联图提馏段：泛点百分率= 查Fair关联图：4.6.4漏液干板阻力 精馏段：计算对筛板塔，漏液点气速稳定系数 设计不会发生明显漏液提馏段： 稳定系数4.6.5液泛为防止降液管液泛发生，应使取精馏段： 板上不设进口堰液面落差较小不计0.258m该设计不会发生液泛提馏段：该设计不会发生液泛4.7负荷性能图4.7.1雾沫夹带线精馏段：取E=1 故取雾沫夹带极限值即解得 提馏段：取E=1 取雾沫夹带极限值即 解得 4.7.2液泛线 精馏段： 代入整理得提馏段：代入整理得4.7.3液相负荷上限线精馏段 提馏段 据此可作出气体流量无关的垂直液相负荷上限线4.7.4漏液线=0.044精馏段： 代入得 提馏段： 代入得4.7.5液相负荷下限线以作为最小液体负荷标准取得据此可液相负荷下限线4.7.6负荷性能图 精馏段操作弹性： 图11 精馏段气液负荷性能图提馏段弹性：图12 提馏段气液负荷性能图第五章 辅助设备的设计5.1接管5.1.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=80.21Kmol/h , 80时，经查表得 计算得 =812.0Kg/ 则体积流量 取管内流速则管径=45mm取进料管为规格502.5的热轧无缝钢管。5.1.2回流管采用直管回流管液体流量 取管内流速 则回流管直径 取回流管规格为452.5的热轧无缝钢管。5.1.3塔顶蒸汽出料管取管内蒸汽流速 取塔顶蒸汽出料管规格为2739的热轧无缝钢管。5.1.4塔釜出料管塔底w=30kmol/h 平均密度平均摩尔质量体积流量：取管内流速 则 可取塔釜出料管规格为68 的热轧无缝钢管。 5.1.5再沸器返塔蒸汽管可取再沸器返塔蒸汽管规格为的热轧无缝钢管。5.2 冷凝器塔顶温度tD=80.93 冷凝水t1=25 t2=40 则由tD=80.93 查液体比汽化热共线图得又气体流量=0.81m3/s塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量根据JB/T 4714-92 选择固定管板式管壳换热器，换热管为19mm，公称直径DN=450mm，公称压力PN=1.00MPa，管程数N=2，管子根n=220，中心排管数为16，管程流通面积为0.0194m2，换热管长度3000mm,换热面积为38.1m2。 5.3 再沸器塔底温度tw=109.21 用t1=135的蒸汽，釜液出口温度t2=112则 由tw=109.21 查液体比汽化热共线图得又气体流量 密度则取传热系数K=600W/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量根据JB/T 4714-92选择固定管板式管壳换热器，换热管为19mm，公称直径DN=450mm，公称压力PN=1.00MPa，管程数N=4，管子根数n=200，中心管数16，管程流通面积为0.0088 m2，换热管长度6000mm，换热面积为70.4 m2。5.4 泵5.4.1进料泵进料管径=45mm取进料管径规格502.5的油泵查得 时 则 取绝对粗糙度,则相对粗糙度为摩擦系数：由得在进料板上方开一个小口，其高度为0.8m进料口位置高度 h=Z提+ 0.8 =5.6+0.8=6.4m则能量耗损扬程H+h=1.14+6.4=7.54m根据化工原理第三册下版293页泵与风机可选型号为IS65-50-160，转速n为1450r/min，流量3.47L/s，扬程H为8.0m，效率为60%，轴功率为0.45Kw，电机功率0.75Kw，必须汽蚀余量为2.0m。5.4.2回流泵回流管径 取规格为452.5的油泵取管内流速 取绝对粗糙度,则相对粗糙度为摩擦系数：由解得 取回流口位置高度则能量耗损扬程 H+h= 0.1033+0.5=0.6033m根据化工原理第三册下版293页泵与风机可选型号为IS50-32-125，转速n为1450m/s，流量2.08L/s ，扬程H为4.6m，效率为55%，轴功率为0.17Kw，电机功率0.55Kw，必须汽蚀余量为2.5m。第六章 板式塔结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。6.1塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取 6.2塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。 塔底驻液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。本塔取 6.3人孔 一般每隔68层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450500mm，其伸出塔体得筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共4个，即 np=4个每个人孔直径为500mm，设置人孔处塔板间距为。6.4进料板间距考虑进口处安装防冲设施，取进料板处间距为HF=800mm。6.5 塔顶封头 的确定 椭圆形封头在化工中应用最广，它有曲面部分和直边部分组成。标准椭圆封头的长短之比为2。此塔采用标准椭圆封头，材料选用16MnR。查表可知，公称直径时，可取曲面高度，直边高度，封头厚度S=6mm。=375mm。图13标准椭圆封头6.6 裙座高度HS的确定为了制作方便,裙座为圆形,HS/D=3,HS=31.4=4.2m图14裙座结构6.7 塔高（不包括封头和裙座 ）6.7.1精馏塔有效高度 Z=+0.8=10.256.7.2实际塔高 n实际塔板数； nF进料板数 HF进料板处板间距，mnP人孔数 图15Hp设人孔处的板间距，mHD塔顶空间，mHB塔底空间，mHf-塔顶封头高度，mHs-裙座高度，m 第七章 设计结果汇总表9筛板塔的工艺设计结果汇总表项目符 号单 位计算数据备注精馏段提馏段各段平均压力PmkPa117.66各段平均温度tm87.365101.505平均流量气 相Vsm3/s0.810.814液 相Lsm3/s0.001990.00487实际塔板数N块1215板间距HTm0.350.4塔的有效高度Zm10.25塔的实际高度Hm14.40塔径Dm1.21.2实际空塔气速um/s0.760.765溢流装置堰长lWm0.720.72单溢流弓形降液管凹形受液盘平形溢流堰堰高hWm0.0470.026堰液层高度howm0.0130.024降液管的宽度Wdm0.1440.144降液管的面积Afm20.0660.066降液管底隙高度h0m0.0390.019板上清液层高度hLm0.060.05孔径d0m0.0050.005正三角形排列孔间距tm0.020.02孔数n个4533开孔面积A0m20.0890.089筛孔气速u0m/s9.749.79塔板压降hPm0.070.0655液体在降液管停留时间s11.615.42稳定系数K-1.621.83液沫夹带evkg液/kg气0.040.011液相负荷下限线Ls,minm3/s0.0006140.000614相液负荷上限线Ls,maxm3/s0.004620.00528气相最大负荷Vs