化工原理(同名3238)

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1、一、精馏操作对塔设备的要求二、板式塔的类型三、精馏装置设计内容一、 概述一、精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气液两相之间的传质,而作为气液两相传质用的塔设备，首先必须能使气液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产的要求,塔设备还需具备下列各种基本要求：（1）气液处理量大;（）操作稳定，弹性大;（3)流体流动的阻力小;（4)结构简单，材料耗用小，造价和安装容易;(）耐腐蚀不易堵塞,方便操作,调节和检修;(）塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求,况且上述要求中有些也是互相矛盾的，不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系的性质和具体要求抓住主

2、要矛盾，选择适宜的塔型。二、板式塔的类型板式塔为逐级接触式的气液传质设备,根据塔板上气液接触元件的不同可分为以下几种： 泡罩塔筛板塔浮阀塔筛板塔筛板塔的主要优点有：（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价为泡罩塔的6%，为浮阀塔的0左右;(2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可以增加1015%;（3）压降较低,每板压力降比泡罩塔约低30%左右；(4）塔板效率高，比泡罩塔约高5左右；筛板塔的缺点是：(1）塔板安装的水平度较高，否则气液接触不均;（2)操作弹性较小(约）;（3）小孔筛板容易堵塞.设计良好的筛板塔仍具有足够操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用较大孔径的筛板，故近年来我国石油工业中对筛板的应

3、用日益增多.浮阀塔浮阀塔广泛应用于精馏、吸收和解吸等过程。浮阀有盘式、条式等多种。国内多采用盘式浮阀。其中F1型（1型）浮阀结构较简单，性能良好，制造方便.其阀孔直径为39mm,轻阀为g，常用于真空蒸馏中；重阀3，用于常压及加压精馏中。浮阀塔的优点是：（1)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可以增加200,而接近于筛板塔；（2)操作弹性大,一般约为9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多；（3）塔板效率高,比泡罩塔高1左右；()压降小,在常压塔中每块板的压降一般为3050 ；(5）液面梯度小; ()使用周期长.粘度稍大以及一般聚合现象的系统也能正常操作；（7）结构简单,安装容易，其制造费用约为泡

4、罩塔板的08，但约为筛板塔的12030%；三、精馏装置设计内容由化工原理课程设计要求,板式塔精馏塔装置的设计应包括以下内容：（1）设计方案的选定与说明。根据给定任务,对精馏装置的流程、操作条件，主要设备形式及材质的选取等进行简要论述；(）精馏塔的工艺计算。物料衡算、塔主要部位的压力和温度的确定；(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算.确定塔高、塔板及塔板尺寸,对塔板进行流体力学校核计算，并绘出塔的操作负荷性能图;(4）管路及其附属设备（如再沸器、预热器、冷凝器)的计算；(5）编写设计书；（6）绘制精馏装置的工艺流程图,精馏塔的工艺条件图（或设备装配图）。二、 设计方案一、流程的确定二、操作条件的

5、确定一、流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器、塔底再沸器、塔顶冷凝器、釜液产品冷却器和馏出产品冷却器.这些设备之间的相互联系构成了精馏流程。在流程中应考虑：（1）物料的贮存和运输（)参数的检测和调控 (）热能的利用（1)物料的贮存和运输在流程中还应设置原料槽、产品槽和泵。原料可以由泵直接送入塔内，也可通过高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。为使过程连续稳定地进行，产品还需用泵送入下一工序。（2）参数的检测和调控流量、压力、温度等是生产中的重要参数，必须在流程中的适当位置装设仪表，以测量这些参数.同时，实际生产过程中,物流的状态（流率、温度、压力）、加热剂和冷却剂的状态都不可避免地会有一定程

6、度的波动，因此必须在流程中设置一定的阀门(手动或自动)进行调节,以适应这种波动,保证产品达到一定的要求。（3）热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多。如何节约和合理利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，使能耗降至最低。同时合理利用精馏过程本身的热能,也是节约的重要举措。若不计进料、馏出液和釜液间的焓差,塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量,其数量相当可观。然而大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如何利用塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热，人们作了许多工作.比如用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽冷凝潜热去加热能级底

7、一些的物料。操作条件的确定(1)操作压力(）进料状态（3)加热方式与加热剂（）冷却剂与出口温度（)操作压力精馏可在常压、加压、减压下进行.确定操作压力主要是根据处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低、常压下为气态的物料必须在加压下进行精馏。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用,或可以使用较便宜的冷却剂,减少冷凝、冷却费用。在相同塔径下,适当提高操作压力还可提高塔的处理能力,但增加塔压，也提高了再沸器的温度并且相对挥发度也有所下降。对于热敏性和高沸点物料常用减压精馏.降低操作压力，组分的相对挥发度增大,有利于分离.减压操作降低了平衡温度，这样可以利用较低

8、温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增加和塔顶蒸汽冷凝温度的降低，且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用.(2)进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系.进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，泡点进料时,精馏段与提馏段的塔径相同,在设计上和制造上也比较方便。()加热方式与加热剂蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热,设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物基本上是水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液），便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用

9、压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管,不须安置庞大的传热面.这样,操作费用和设备费用均可节省一些。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下,塔底残液中易挥发组分的浓度应较低,因而塔板数稍有增加。但对有些物系（如酒精与水的二元混合液），当残液的浓度稀释时,溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用040.(表压）.饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可

10、通过压力调节。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉,因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油.当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾,温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利.（4）冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低,可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂.如果能用常温水作冷却剂，是最经济的.水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定.冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小

11、,传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定,但一般不宜超过5，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。三、工艺设计一、物料衡算与操作线方程通过全塔物料衡算,可以求出精馏产品的流量,组成和进料流量,组成之间的关系。1。 常规塔2。 直接蒸汽加热二、理论塔板数的求取对塔内物系符合恒摩尔系流假定，精馏塔理论塔板数可通过逐板计算法、图解法、吉利兰关联图简捷法求取.但无论哪种方式，首先应知道系统的平衡关系（平衡数据或关系式）,确定回流比，找出操作线方程。1。相平衡关系2. 回流比的选择与确定.理论塔板的确定相平衡关系（1)y-图查取在操作压力下的气相摩尔分率y和相对

12、应的液相摩尔分率x,检验yx图。常用的数据从有关数据手册中查取.（2)相对挥发度当溶液为理想溶液,气相可作理想气体时(-0）饱和蒸气压可直接由手册查取，或由Antoin方程计算.饱和蒸气压数据和Antoi常数可从有关数据手册中查取。若溶液为非理想溶液，汽相份可看作理想气体时（1）压力，温度和浓度对活度系数的数值都有影响，但压强的影响很小,一般可以忽略。温度对活度系数的影响可按下面的经验公式估算，即（322)式中常数对不同的物系不同组成，其值不同，可用一组已知数据求取。后面将介绍如何计算。当相对挥发度随组或变化不大时,其平均值可由下式计算：（3-）汽液两相平衡关系：(3-4)回流比的选择与确定选

13、择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经验值为：R=(112） （3-25）-最小回流比。对理想体系,可由解析法或作图法求得，对非理想体系,只能用作图法,详见化工原理教材。对特殊物系与场合，则应根据实际需要选定回流比。在进行课程设计时,也可参考同类生产中的R经验值选定。必要时可选若干个值，利用吉利兰图求出对应理论板数N,作出-R曲线或N（R+）-曲线，从中找出适宜操作回流比R,从而确定最佳R值。理论塔板的确定（1） 逐板计算法化工原理教科书中已详细讨论.总分离物系的相对挥发度较小,或分离要求高,操作线和平衡线比较接近，此时用图解法不易得到准确的结果，应该用逐板计算法

14、进行计算。在此种种情况应特别注意相平衡数据的精度，数据的微小偏差也会造成很大的误差。逐板计算法计算繁琐,但如果采用计算机是极为方便的。(2）直角梯级图解法（M.T图解法）将逐板计算过程在y-x相平衡图上，分别用平衡曲线和操作线代替平衡方程和操作线议程，用图解法代替逐步计算法，则大大简化求解理论板的过程，但准确性差些,一般二元精馏中常采用此法。课件流览课件下载课件大小:78K图解法求理论板层数(3）简捷法 利用吉利兰图求理论塔板数,十分简便，但准确度较差，读法一般用于多组分精馏流程方案的比较,精馏塔设计不用此法.对于非恒摩尔物系，应采用焓-浓图进行图解求取理论板数。三、塔主要部位的压力和温度塔主

15、要部位压力和温度是求取塔板数和进行塔板设计的重要依据.在设计任务书中给定的操作压力通常是指塔顶压力。由于塔板压降,从塔顶到塔底压力逐渐增加，温度也相应的变化(由物料组成变化和压力变化两个因素同时作用的结果)，因而沿塔物性和气相负荷也随之而变。特别是真空操作的精馏塔，设计时务必注意这一点，由于沿塔压力分布与塔板的结构形式、汽液负荷、汽液特性等多种因素有关,很难直接计算，一般是先假设，再校核，经多次试差后才能确定。对于常压或加压操作的精馏塔,如单板压降不是很大,在工艺计算时可假定全塔各处压力相等。这样简化处理误差不大,却给工艺计算带来很大方便。若单板压降校大，则要先分别计算塔顶、进料板、塔底的压强

16、,然后再用试差法计算各处的温度。1理想体系2。非理想体系理想体系（1） 塔顶压强和塔顶温度塔顶压强: （2）塔顶温度 ,要根据下述公式进行试差：（3-2）式中、可由Antne 方程计算:（32)（2）塔底压强和塔底温度塔底压强:(3-29）塔底温度可用与求塔顶温度 通，同样的方法进行试差求得。（3）进料板的压强和温度进料板压强：（3-30）进料板温度 ：(331)非理想体系对非理想体系，塔顶、塔底的压强的求法与理想体系相同，但塔底、塔顶温度的计算则要用修正的拉乌儿定律:（332）压力、温度和浓度对活度系数的数值都有影响，但压强的影响很小，一般可以忽略。温度对活度的影响可按下面的经验公式估算，即

17、（3-3)式中常数对不同物系、不同组成，其值不同，可用一组已知数据求取。求取得步骤如下:（1） 按已知的液相组成或在常压-x-y相图上查出温度 及气相组成；（2） Antoin方程分别计算出温度的饱和蒸气压、 ；（3） 用修正的拉乌儿定律计算活度系数;（3-34)（335）（4） 对组分A及B的常数分别用及表示，于是(3-6）（33) (5）溶液浓度为的活度系数可表示如下:（338）(39）由式(332)，（334），(335)及Atnie方程即可求出已知液相组成的塔板温度.其步骤如下：（1） 设一温度t；（）用Antoni方程计算t下A,组分的饱和蒸气压;(） 用（b),(c)两式计算出及；

18、(） 用(a）式校验原设温度是否正确，若不能满足误差要求，应重设温度t，重复（2）到（4)的计算。四、实际塔板数的确定。 塔板总效率的估计（3-4)塔板效率的影响因素很多，目前尚无精确的计算方法，只能通过实验测定。工业测定值通常在0。07之间。在没有可靠数据来源时，可采用奥康内尔（Oconell）关联图。 2。 实际塔板数及实际加料板位置对常规塔，设塔釜为一块理论板,则：（3-41）（32）由于在计算中引用了诸多简化假设，与实际情况有一定偏差。由此，在设计中可在的上下各设一个加料口，待开车调试时再确定最佳实际加料位置。-奥康内尔(Ocnnl)关联图精馏塔全塔效率关联图图中曲线可以近似表示为:必

19、须注意此关联曲线的适用范围是:（1） ;（2)液体在板上的流程长度0mm时,应乘以修正系数,即:（-1)（)液层压降 气体通过板上液层压降由下式计算:（4-1）充气系数,反映板上液层的充气程度,其值由下图查取。图中横坐标 为气相动能因数.(43)-按有效流通截面计算的气速，m/s。对单流型塔板:（1） 充气系数查取图（3）克服表面张力压降 气体通过板上液层，为克服液体的表面张力，要消耗部分能量，这部分能量很小，通常可以忽略。也可按下式计算:（41)气体通过塔板的压降值应低于设计允许值。浮阀塔气体通过塔板的压降应包括:通过阀孔的压降，又称干板压降;通过板上液层的压降;克服板上液体表面张力压降.即

20、（42)(1）阀孔压降阀孔压降 板上所有浮阀刚好全部开启时，气体通过阀孔的气速称为临界气速,以表示。实验结果表明,对型重阀，由下式求较合理：阀全开前（）（2)阀全开后(）(-30）计算时,先将上二式联立,解出临界孔速，得：（1） 实际阀孔气速（按式46计算）若,则按式(4-0）计算；若,则按式（429)计算。(2）板上液层压降板上液层压降气体通过板上液层高度的压降可由下面经验公式计算：（432)-充气因数,反映板上液层充气程度。液相为水溶液时，=0。 ;为油时0.20.35 ；为碳氢化合物时,=。40.5 。（)克服表面张力压降克服表面张力压降气体克服板上液体表面张力压降可由下式计算:=（43

21、3）-值通常很小，常可忽略不计。一般讲，浮阀塔的压降比筛板塔大,对常压和加压塔，每层浮阀塔板压降为275m水柱,减压塔约为20m水柱。2、液沫夹带量筛板塔液沫夹带量指气体通过塔板液层时所夹带的液滴的量,以k液kg汽表示.过大，表示液相返混严重,降低塔板效率,严重时发生液沫夹带液泛。因此,设计时应加以控制，一般，控制 0。1kg液/kg汽. 计算液沫夹带的方法很多，现推荐Hun的经验式：（4-6)式中:; 浮阀塔液沫夹带是指板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象。应使每千克上升气体夹带到上一层塔板的液体量不超过0.1g,即01k液/kg汽。影响液沫夹带的因素很多，主要是空塔气速和塔板间距.对浮阀

22、塔，通常是用空塔气速与发生液泛时的空塔气速之比作为液沫夹带量大小的指标，该值称泛点百分率，或泛点率，以 表示，为：（4-3）根据经验,若泛点率控制在下列范围内，可保证0.1kg液/k汽大塔 8直径0.9塔 0减压塔 1。2（4-19）若稳定系数偏低，可适当减小塔板的开孔率或降低堰高来调整。浮阀塔当上升气速减小到气体通过阀孔的动压不足以阻止板上液体经阀孔流下时，便出现泄漏现象,正常操作时,塔的泄漏量不应大于液体流量的1,经验证明，当阀孔的动能因数达6时，泄漏量接近0%,故取=56作为控制泄漏量的操作下限,此时阀孔气速以 表示，称为漏液点气速。实际阀孔气速与漏液点气速之比，称稳定性系数K,一般应使

23、：1.52(4-7)4、溢流液泛校核筛板塔为防止降液管液泛，降液管内液层的高度应低于上块塔板溢流堰顶.通过能量衡算，可得降液管内清液层高度的表达式：（420）+若塔板不设进口堰时,可按下式计算:(42）为防止降液管发生溢流液泛,对降液管内清液层高度提出了限制：（2)式中-考虑降液管内充气及操作安全的校正系数.对一般物系,取=0.5 ；对易起泡物系，取=0。30.4 ；对不起泡物系，取0607.浮阀塔为使液体能由上一层塔板稳定的流入下一层塔板,降液管内必须维持有一定高度的液柱,但应低于上块塔板溢流堰顶。降液管内清液层的高度可用下式求取:（438)前面已经介绍过和的计算.若塔板下设进口堰,可按下式

24、计算:(39）为防止降液管发生溢流液泛，降液管内液层的高度应满足以下关系：（4-40)-降液管内液体充气程度的校正系数。对一般物系：=0.5；易起泡物系：0。0；不起泡物系：=0。30。5、液体在降液管中停留时间筛板塔为使溢流液中所夹带的气体有足够的时间解脱出来,不致发生过量的气泡夹带，对液体在降液管中的停留时间提出了最低限制:5秒 (42)浮阀塔为使溢流液中所夹带的气体有足够时间解脱出来,不致发生因过量的气泡末带而引起的溢流液泛，液体在降液管中的停留时间不能少于秒，即：5秒 （-1）十、塔板负荷性能图液相负荷下限线筛板塔当液相负荷太小时,在塔板上难以建立一定高度的液层。因此,对液相负荷提出了

25、下限限制。一般令堰上液层高度mm时相应的液相负荷作为下限值。（4-24）令=0。006m,由式可（424）求出即为，i 。浮阀塔塔板上应有一定得液层高度，以便气、液两相在板上接触传质。塔板上的夜层高度最低不能小于6mm,以此来确定液线负荷下限。由式：（4)当=mm 时的液相流量即为液相负荷的下限。漏液线筛板塔漏液线又称气相负荷下限线。它是由漏液点气速关联式求得：（4-7)或 (4-18）由式： (4-27)或式：(4-8）与式： (426）可作出开始漏液时的关系曲线。浮阀塔漏液相又称气线负荷下限线。利用式:（4-2）当阀孔气相动能因数时5,求出阀孔气速,再由阀孔总面积,求出气相负荷 。该线为一

26、水平线。-过量液沫夹带线筛板塔过量液沫夹带线又称为气相负荷上限线。在生产中，控制。k液kg气能保持塔的正常操作.若令=0。1时，可能发生过量液沫夹带.由式： (416) 而 (4-24）令=0.1，由式（4)和式(4-16）可以作出关系曲线.浮阀塔过量液沫夹带线又称气相上限线，它是以气相中所夹带的液沫的允许最高含量计得出的一条曲线。再浮阀塔中,当=0.1kg液/k气 时,对应的泛点率为80%。由式:（43）设=8 ，假设若干个，求出对应的，表示过量液沫夹带引起液泛的气、液相负荷的关系曲线.-溢流液泛线-筛板塔溢流液泛线即对降液管内的液体最高高度提出了限制。不发生溢流液泛的条件是：(422）而

27、(420）由式： （410)确定，由式： (421)确定，而,由式：（-4）确定，令:可求出关系曲线,该线即为发生溢流液泛时的气、液负荷曲线。浮阀塔降液管内液层高度达到上一层塔板的溢流堰板时,将发生溢流液泛。因此对降液管中的液层高度作了限制。由式:（-40)令由式：（4-38)很小可忽略。即:由式:()(429)或式：(）（43)表示.由式：（9）表示，=+，由式:（424)表示。由以上各式,可以求出发生溢流液泛式的气、液负荷关系，在负荷性能图上。液相负荷上限线筛板塔液相负荷太大时，溢流液体中所夹带的气体来不及解脱而带至下层塔板，使板效率降低，因此对液体在降液管中的最少停留时间作出限制，一般令

28、停留时间不能少于5秒钟。由:求得液相负荷上限线。浮阀塔为了使溢流管中的液体所夹带的气体又充分的时间解脱出来，液体在溢流管中的停留时间不能少于5秒,由式：秒（1)令5秒，求出即为液相负荷上限值。三、 塔的结构一、板式塔的总体结构塔的外壳多用钢板焊接,如外壳采用铸铁铸造,则往往以每层塔板为一节,然后用法兰连接。板式塔除内部装有板、降液管及各种物料的进出口外，还有很多附属装置，如除沫器、人（手）孔、基座，有时外部还有扶梯或平台.此外,在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈.为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。如右图为一板式塔的总体结构图。一般说来,各层塔板的结构是相同的,只有最高一层和进料层的结构

29、有所不同。最高一层塔板与塔顶的距离常大于一般塔板间距,以便能良好的出沫。最第一层塔板到塔底的距离较大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有1015mn的停留时间，使塔底液体不致流空.塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸气，塔底与再沸器间有管路连接，有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽加热,则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽.另外，进料板的板间距也比一般间距大。二、塔体总高计算1、塔顶空间 塔顶空间是供安装捕沫器及开人孔的需要，同时，为了减少塔顶出口气体中液体夹带，一般取1。2。5m，以利液滴的自由沉降。2、塔体总高度(不包括裙座）由下式决定式中-塔顶空

30、间，m；-塔底空间,；塔板间距，m;开有人孔的塔板间距，m；-进料段高度,m；N-实际板数，S-人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）.3、人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定.对处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔。对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450m。、塔底空间 塔底空间的容量视具体情况而定。当进料有15分钟缓冲时间的容量时,塔底产品的停留时间可取3分钟，否则需有1分钟的储量，以保证塔底料液不致排完。塔底产品量大时,塔底容量可取小些，停留时间可取35分钟。对易结焦的物料.停留时间应短些，一般取1.5分钟.三、塔板

31、结构1。整块式塔板结构 1、整块式塔板结构一般塔径从30090mm时,采用整块式塔板。小塔的塔板均做成整块式的，相应地，塔体则分成若干段塔节，塔节与塔节之间用法兰连接。每个塔节中安装若干块叠置起来的塔板.塔板与塔板之间用一段管子支承,并保持所需要的板间距。塔节内的板数与塔径和板间距有关.如以塔径Dg=600700m的塔节为例，对应于不同的板间距,塔节内安装的板板数NF塔板与下法兰端面的距离以及塔节高度L如下表所示:,mm,mm，mm3006802035015020448035.分块式塔板结构 2、分块式塔板结构当塔径8m时，人已经可以进入塔内安装检修塔板,塔板可分成数块通过人孔送入塔向,装到焊

32、死在塔体内壁的塔板固定件上，这就是分块式塔板结构。其塔体不必分成若干塔节。在分块式塔板中，当塔径为800240m时可采用单流塔板。塔径在0002400mm以上可采用双流塔板。塔板分成数块,靠近塔壁的两块是弓形板，其余是矩形板。为了检修方便，矩形板中的一块板作为通道板。塔板划分块数与塔径大小有关，按下表选取.不管塔板分为多少块,中间必有一块通道板.分块式塔板数目塔径（mm)8001201400160018020022002400分块数目3456四、 接管结构1、进料管（包括回流管）当塔径00mm，人可进塔检修，且物料清净不宜聚合的情况,一般采用左图所示的简单的进料管,其尺寸见下表。当塔径800m

33、m时，人不能进塔检修,为了便于检修，进料管应采用带外套管的可拆结构。采用右图所示的简单的进料管,其尺寸见下表。进料管距塔板的高度和管长L，由工艺决定.2、出料管当塔支座直径小于800mm时,塔底出料管一般采用左图所示结构。先焊弯段在封头上，再焊支座在封头上,最后焊法兰短接管在弯管上.当塔支座直径大于0mm时，进料管可采用右图所示的结构。在出料管上，焊有三块支承扁钢，以便将出料管活嵌在引出管通道里。为了便于安装，出料口外形尺寸,应小于支座直径,引出管通道直径应大于出料管法兰外径。3、进气管当气体分布要求不高时,用左图所示结构的进气管,当塔径较大、进气要求均匀时，可用右图所示结构的进气管，管上开有

34、三排出气小孔。管径及出气小孔的数量，由工艺条件决定。当蒸汽是直接加热釜液时，蒸汽进入管安装的液面以下，管上小孔是朝下方或斜下方。而一般进气管应安装在液面以上,小孔朝上方或斜上方。五、 附属设备一、全凝器的计算及选型1、回流冷凝器的选型ACdEAB整体式将冷凝器与精馏塔作成一体.这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀,缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时,需较大位差,须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高.该型式常用于减压精馏或传热面较小场合C自流式将冷凝器装在塔顶附近的台架上,靠改变台架的高度来获得所需的位差。DE强制循环式当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价

35、和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液.需指出的是,在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。2、回流冷凝器的工艺计算 回流冷凝器的工艺计算内容包括：（)按工艺要求决定冷凝器的热负荷,选择冷却剂、冷却剂进出口温度并计算冷却剂用量。（）初估设备尺寸,由平均温度 和经验的总传热系数K，计算所需要的传热面积，并由此标准型号的冷凝器或自行设计。()复核传热面积，对已选型或自行设计的设备计算实际的传热系数K和实际所需传热面积。（)决定安装尺寸，估计各管线长度及阻力损失,已决定冷凝器底部与回流液入口的高度差 .详细计算可参

36、照化工原理（上)教科书。二、再沸器的计算及选型精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器.ABCDEF1、 釜式式再沸器（）卧式再沸器A,壳方为釜液沸腾,管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化.蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板,作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留10分钟，以分离液体中的气泡.为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有30m高的分离空间，对于大设备,取再沸器壳径为管束直径的。3倍。（2)是夹套式再沸器B，液面上方必须留有蒸发空间，一般

37、液面维持在容积的%左右。夹套式再沸器,常用于传热面较小或间歇精馏中.2、热虹吸式再沸器C 它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。者重型式再沸器汽化率不大于4，否则传热不良。、强制循环再沸器对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式在沸，因流速大、停留时间短,便于控制和调节液体循环量.原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。三、接管尺寸的计算1. 接管直径（1）塔顶蒸气出口管径(6-1）蒸气出口管中的允许气速应不产生过大的压降，其值可参照表45。表6 蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝对)常压006060,(/s)1220350（）回流液管径 冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流,一般为0.2.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取15.5m/s。则回流液管径为： (62）(3) 进料管径()釜液排除管径 釜液流出的速度=0.51。 ,m/s。（3）(5