化工原理课程设计-甲醇和水筛板精馏塔分离

设计计算

设计方案的确定

本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预加热器至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。该物系属易分离系，最小回流比，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 精馏塔的物料衡算

1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

甲醇的摩尔质量 M甲醇=32.04kg/ kmol 水的摩尔质量 M水=18.02kg/kmol

0.40.9997XF==0.273 XD==0.9947 32.04+18.0232.04+18.02

0.005XW=0.0050.995=0.002818

32.04+

18.02

2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.273×32.04+（1—0.273）×18.02=21.85kg/kmol MD=0.9947×32.04+(1—0.9947）×18.02=31.96kg/kmol MW=0.002818×32.04+(1—0.002818)×18.02=18.06kg/kmol 3、物料衡算 原料处理量：F=

210000000

3302421.85

=115.57kmol/h

总物料衡算：F=D+W 115.57=D+W

甲醇物料衡算：FXF=DXD+WXW 115.57×0.273=D×0.9947+W×0.002818 联立解得 D=31.48kmol/h w=84.09kmol/h 塔板数的确定 1、理论板数的求取 ①由 y=

x

1+(-1)x

及甲醇—水在不同温度下的汽—液平衡组成

温度 液相 气相 a 温度 液相 气相 92.9 0.0531 0.2834 7.05 81.6 0.2083 0.6273 90.3 0.0767 0.4001 8.03 80.2 0.2319 0.6485 88.9 0.0926 0.4353 7.55 78 0.2818 0.6775 86.6 0.1257 0.4831 6.5 77.8 0.2909 0.6801 85 0.1315 0.5455 7.93 76.7 0.3333 0.6918 83.2 0.1674 0.5586 6.29 76.2 0.3513 0.7347 82.3 0.1818 0.5775 6.15 73.8 0.462 0.7756 72.7 0.5292 0.7971 3.49 68 0.7701 0.8962 71.3 0.5937 0.8183 3.08 66.9 0.8741

0.9194 70 0.6849 0.8492 2.59 a 6.4 6.11 5.35 5.18 4.49 5.11 4.02 2.57 1.64

am=a1.a2.a3......a19=4.83 得到相平衡方程 y=

x4.83x

=

1+(-1)x1+3.83x

因为泡点进料，所以q=1 且Xq=XF=0.273 且q点过相平衡线 则yq=

4.83xq

=0.645=0.645

1+3.83xq

Rmin=

xDyqyqxq

Rmin1. 88=0.94 取操作回流比 R2.0

2、求精馏塔的气液相负荷

LRD1.88×31.48=59.18kmol/h V=(R+1)D =2.88×31.48=90.66kmol/h

L=L+F=59.18+115.57=174.75kmol/h V=V=90.66kmol/h

3、求操作线方程 精馏段操作线方程 yn1=提馏段操作线方程 yn1

xR

+D=0.6528Xn+0.3454 R1R1

WxL

xnW=1.927Xn-2.614×10-3

V

5、逐板计算法求理论板数

因为塔顶为全凝器 y1XD0.994 7通过相平衡方程求 X1=

y1

=0.9749

4.83-3.83y1

再通过精馏段操作线方程 y2=0.6528X1+0.3454=0.9818 ，如此反复得

当X6

yn+1=1.927Xn-12.614×10-3计算.如此反

可得到进料板位置 N=6

F

总理论板数 NT=12 2、实际板层数的求取

5

=8.3≈9 0.66

提馏段实际板层数：N提=≈10（不包括再沸器）

0.6

精馏段实际板层数：N精=

精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算 1、 操作压力计算

塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3KPa 每层塔板压力降 P=0.7KPa

进料板压力 PF=105.3+0.7×9=111.6KPa 塔底压力 Pw=PF+0.7×10=118.6KPa

105.3+111.6

=108.45KPa

2111.6+120

=115.1KPa 提馏段平均压力 Pm′=

2

精馏段平均压力 Pm=

2、 操作温度计算（内插法得）

根据甲醇-水的气-液平衡组成表，再通过内插法得： 塔顶温度 tD=64.79℃ 进料板温度 tF=78.3℃ 塔釜温度 tw=99.6℃

tD+tF64.79+78.3

==71.54℃ 22

tF+tW78.3+99.6

==88.95℃ 提馏段平均温度 tm′=22

精馏段平均温度 tm=3、 平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算

由XD=y1=0.9947 通过相平衡方程求得 X1=0.9749

MVDM=y1M甲+（1-y1）M水=0.9947×32.04+(1-0.9947) ×18.02=31.97Kg/Kmol MLOM=X1M甲+（1-X1）M水=0.9749×32.04+(1-0.9749) ×18.02=31.69 Kg/Kmol 进料板平均摩尔质量计算

通过逐板计算得进料板yF=0.5603，再通过相平衡方程得XF=0.2087 MVFM= yFM甲+（1-yF）M水=0.5603×32.04+（1-0.5603）×18.02=25.87Kg/Kmol MLFM=XFM甲+（1-XF）M水=0.2087×32.04+（1-0.2087×18.02）=20.95Kg/Kmol

塔釜平均摩尔质量的计算

由Xw=0.002818 查平衡曲线得 yw=0.01346

MVWM=ywM甲+（1-yw）M水=0.01346×32.04+（1-0.01346）×18.02=18.21Kg/Kmol MLWM=XWX甲+（1-XW）M水=0.002818×32.04+（1-0.002818）×18.02=18.06Kg/Kmol 精馏段平均摩尔质量

(MVDM+MVFM)31.97+25.87

==28.92Kg/Kmol

22

(MLDM+MLFM)31.69+20.95

==26.32Kg/Kmol MLM=

22

MVM=

提馏段平均摩尔质量

(MVDM+MVFM)25.87+18.21

==22.04Kg/Kmol

22

(MLFM+MLWM)20.95+18.06

==19.50Kg/Kmol MLM′=

22

MVM′=

4、平均密度计算

⑴气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算 即 精馏段 VM=

PmMvm108.4528.92

==1.094 Kg/m RTm8.314(71.54+273.15)

115.122.04

=0.8427

8.314(88.95+273.15)

PmMvm =提馏段vm′=

RTm

⑵液相平均密度计算

液相平均密度按下式计算 即

1ai

=ρLmρi

塔顶液相平均密度的计算 由tD=64.79℃ 查手册得 甲=747.168Kg/m 水=980.613Kg/m

LPM=ωDωw

+ρ甲ρ水

1

=

1

0.9970.003

+

746.168980.613

=747.7Kg/m

进料板液相平均密度计算 由tF=78.3℃ 查手册得 甲=735.53 Kg/m 水=972.82 Kg/m 进料板液相的质量分率

aA=

xFM甲0.208732.04

==0.3192

xFM甲+(1-xF)M水0.208732.04+0.791318.02

LFM=

11

==881.9Kg/m

αA1-αA0.31920.6808++

ρ甲ρ水735.53972.82

提馏段液相平均密度计算 由tw=99.6℃ 查手册得 甲=716.36Kg/m 水=958.176 Kg/m LWM=

11

==957.06Kg/m

ww++ρ甲ρ水716.36958.676

LDMLFM747.7881.91

814.8 Kg/m 22

LFMLWM881.91+957.06

919.48Kg/m 提馏段液相平均密度LM′=

22

精馏段液相平均密度为LM=5、液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算 即 LM=Xii

塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=64.79℃查手册得甲=18.31mN/m 水=65.29Mn/m LOM=XD甲+（1-XD）水=0.9947×18.31+0.0053×65.29=18.56mN/m

进料板液相平均表面张力的计算 由tF=78.3℃ 查手册得 甲=17.0647mN/m 水=62.889mN/m LFM=XF甲+（1-XF）水=0.2087×17.0647+0.7913×62.889=53.32mN/m

塔釜液相平均表面张力的计算 由tw=99.6℃ 查手册得 甲=14.93mN/m 水=58.9mN/m LWM=Xw甲+(1-Xw)水=0.002818×14.93+（1-0.2087）×62.889=53.32mN/m

LLFM18.5653.32

35.94mN/m

22

LFMLW53.3258.78

56.05mN/m 提馏段液相平均表面张力为LM′=

22

精馏段液相平均表面张力为LM=6、液体平均粘度计算

液相平均粘度以下式计算，即lgLM=Xilgi

塔顶液相平均粘度计算 由tD=64.79℃查手册得甲=0.3289mpa.s 水=0.4479mpa.s

lgLDM=XDlg甲+（1-XD）lg水=0.9947g（0.3289）+（1-0.9947）lg（0.4479）= —0.4825

LDM=0.3292mpa.s

进料板液相平均粘度计算 由tF=78.3℃查手册得甲=0.28193mpa.s 水=0.37084mpa.s

lgLFM=XFlg甲+（1-XF）lg水=0.2087lg(0.28193)+(1-0.2087)lg(0.37084)=—0.4557

LFM=0.35mpa.s

由tw=99.6℃ 查手册得甲=0.226mpa.s 水=0.289mpa.s

lgLWM=Xwlg甲+(1-Xw)lg水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818)lg(0.289)=-0.5394

LWM=0.2888mpa.s

LDM+LFM0.32920.35

0.3397mpa.s 22

LFMLW0.28880.35

0.3194mpa.s 提馏段液相平均黏度为LM′=

22

精馏段液相平均黏度为LM=精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1、 塔径的计算

精馏段的气液相体积流率为 Vs=

VMvm90.6628.92

==0.6657 m/s

3600ρvm36001.094

LMlm59.1826.32

==0.000531 m/s

3600ρlm3600814.8

Ls=

提馏段的气液相体积流率为

VMvm90.6622.04

==0.6586m/s Vs′=

3600ρvm36000.8427LMlm174.7519.50

==1.029×10-3 Ls′=

3600ρlm3600919.48

精馏段 umax

=图的横坐标

式中C由C20求取，C20可通过查图（P129页）筛板塔的泛点关联 取板间距HT=0.35m（通过筛板塔的的泛点关联图）（书P129 图10-42）得到C20=0.068 C=C20（

dL0.235.94 0.2

）=0.068×()=0.07646 2020

最大空塔气速umax

=m/s 取安全系数为0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.8×2.085=1.668m/s

m 按标准塔径圆整后 D=0.8m（据书P129 表10-1）

==0.5024m² 44Vs0.6657==1.325m/s 实际空塔气速 u=

AT0.5024

u实1.325

==0.63(安全系数在允许范围内，符合设计要求) umax2.085

塔截面积为AT=提馏段同理查阅得C

20

D²3.140.8²

1.02910

30.6586查表得 HT=0.35m C20′=0.07 C′=C20′(

=0.05161

L0.256.050.2)=0.07()=0.08602 2020

Umax′=C

=2.84m/s

同上取安全系数0.8 u′=0.8 Umax′=0.8×2.84=2.272m/s D′

=

圆整取D′=0.8m 同上AT′=0.5024㎡ 实际空塔气速u′=

Vs0.6586

1.313 AT0.5024

1.313

=0.46（符合安全系数范围，设计合理）

Umax2.84

=

2、精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（9-1）×0.35=2.8m 提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（10-1）×0.35=3.15m 在加料板上设一人孔，其高度为0.7m

故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.7=2.8+3.15+0.7=6.65m 塔板主要工艺尺寸的计算 1、溢流装置计算

因塔径D=0.8，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 ⑴堰长lw 取lw=0.6D=0.48m ⑵溢流堰高度hw 由hw=hL—how

u

2.84Lh

E()²/3 1000lw

2.840.0005313600

1.03()²/3=7.35mm 取E=1.03 how=

10000.48

选用平直堰，堰上液层高度how=

how′=

2.840.0010293600

1.03()²/3=11.31mm 10000.48

取板上清液高度为hL=60mm hw=60-7,35=0.05265m hw′=60-11.31=0.04869m ⑶弓形降液管宽度wd和截面积Af 由

lwAfwd

=0.6 查图（P127页 弓形降液管的宽度与面积图）得=0.052 =0.1 DATD

所以Af=0.052AT=0.052×0.5024=0.02612㎡

Wd=0.1D=0.1×0.8=0.08m

所以依式计算液体在降液管中的停留时间

3600AfHT36000.026120.35

==17.217s > 3~5s（故设计合理） Lh0.0005313600

3600AfHT36000.026120.35

==8.884s >3~5s(故设计合理) 提馏段：′=

Lh0.0010293600

精馏段：=⑷降液管低隙高度h。

Lh

u。=0.08m/s

3600lwu。

36000.000531

=0.01383m>0.006m 精馏：h。=

36000.480.0836000.001029

=0.02679m>0.006m 提馏：h。′=

36000.480.08

h。.=

故降液管设计合理，选用凹形受液盘hw=52.65mm hw′=48.69mm 2、塔板布置 ⑴塔板的分块

因D≥800mm,故塔板采用分块式，塔板查表可知分为3块 ⑵边缘区宽度确定

取Ws=Ws′=0.04m wc=0.03m ⑶开孔区面积计算 A=2

（x=

R²x

sinˉ） 180R

D0.8

-0.08-0.04=0.28m —(wd+ws)=

22D0.8

-0.03=0.37m R=—wc=

22

3.140.37²0.28

sin¯故A=2（

）=0.3703㎡

1800.37

⑷筛孔计算及其排列

选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d。=4.5mm

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t=3.1d。=3,1×4.5=13.95mm 筛孔数目n为 n=

1.155A1.1550.3703

==2198个 t²(13.9510¯³²)d。212）=0.907×（）=9.44% t3.1

开孔率=0.907（

气体通过阀孔的气速 精馏段 u。=

Vs0.6657==19.04m/s 0.09440.3703

Vs0.6586

==18.84m/s 0.09440.3703

提馏段 u。′=

(七)塔板的流体力学验算 1、塔板压降

⑴干板阻力hc计算：（由①hc=0.051(

d。4.5

==1.5查资料附表图3-14干筛孔的流量系数有C。=0.82） 3

u。ρV19.041.094

)=0.051()²=0.0369m液柱 c。ρL0.82814.8u。ρV18.840.8427

)=0.051()²=0.0242m液柱 c。ρL0.82919.48

②hc′=0.051(

⑵气体通过液层的阻力hl及hl′ ①ua=

Vs0.6657==1.3977m/s

ATAf0.5024-0.02612

F。= ua

Kg½/(s.m)½ 查资料附表图3-15充气系数关联图，由F。=1.4619 得=0.59 hc=hL=（hw+how）=0.59×（0.05265+0.00735）=0.0354m液柱 ②ua=

Vs0.6527

==1.371m/s

ATAf0.5024-0.02612

F。= ua



1.371Kg½/(s.m)½

查资料附表图3-15充气系数关联图，由F0=1.258得′=0.62

hc′=hL=（hw′+how′）=0.62(0.04869+0.01131)=0.0372m液柱

⑶液体表面张力的阻力h及h计算 h=

4L435.9410¯³

==3.9910¯³m=0.00399m液柱 Lgd。814.89.810.0045

4L'456.0510¯³

==5.5110¯³m=0.00551m液柱 L'gd。919.489.810.0045

h=

气体通过每层塔板的液柱高度hp及hp′计算 hp=hc+hl+hσ=0.0369+0.0354+0.00399=0.07629m液柱

ˊ+hˊl+hσˊ=0.0242+0.0372+0.00551=0.0669m液柱 hp′=hc

气体通过每层塔板的压降Pp及Pp′计算

Pp =hpρcg=0.07629814.89.81=609Pa

对于筛板塔，液面落差很小，且本方案的塔径和液流量均不大，故可忽略页面落差影响。 3、液沫夹带

液沫夹带量ev及ev′计算

按经验，一般hf=2.5hc=2.5×0.06=0.15m ev=

5.7610ˉ6(ua)3.2=5.7610ˉ6(1.3977)3.2

35.94100.35-0.15σLHThf

5.7610ˉ6(ua΄)3.2=5.7610ˉ6(1.371)3.2 56.05100.35-0.15σL΄HThf

=0.07986Kg液/Kg气

ev′=

=0.0489 Kg液/Kg气

故在本设计中液沫夹带量ev及ev′在允许范围内 4、漏液

，min）由下式计算

对筛板塔，漏液气速u。，min（u。

①

u。，min=4.4C0.81m/s

实际孔速u。=19.04m/s>u。，min

稳定系数K=

u。19.04

==2.02>1.5

u。,min9.435

②

u。，min4.4C0.82m/s

，min 实际孔速u。′=18.73>u。

稳定系数K′=5、液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd及Hd′应服从下式 Hd≤（HT+hw） [取0.5]；Hd′≤（HT′+hw′） （HT+hw）=0.5×（0.35+0.03882）=0.19441m液柱 （HT′+hw′）=0.5×（0.35+0.04869）=0.199 m液柱 而Hd=hp+hL+hd；Hd′= hp′+hL′+hd′

板上不设进口堰hd=0.153(u。)²=0.1530.08²=0.001m液柱 hd′=hd=0.001m液柱

Hd=hp+hL+hd=0.07629+0.06+0.001=0.13729m液柱

（八）塔板负荷性能图 1.漏液线 由

u。18.84

==1.8>1.5 u。,min10.55

u0,min4.4cu0,min

VS,minA0

2/3

hLhwh0w

2.84Lh

howE

1000lw

LhLS

得

Vs,min4.4c0A4.40.820.0944

VS,min

同理可得Vs,min4.4c0A

4.40.820.0944

VS,min在操作范围内，任取几个LS(Ls)值，依上式计算出VS(VS)值，计算结果列于下表：

3

Ls（Ls′），m/s 0.0005

0.0010 0.349 0.336

0.0015 0.357 0.338

0.0020 0.364 0.340

Vs，m/s Vs′，m/s

3

3

0.340 0.334

由上表数字即可作出漏液线① 2、液沫夹带线

以ev=0.1㎏液/㎏气为限，求Vs-Ls关系如下

5.7106uaevHhLTf由

VSVS

ua2.0997VS

ATAf0.50240.026122.843600LShow1.03

10000.48hf2.5hL2.5hwhow

2/3

3.2

1.1208LS2/3

2.50.038821.1208LS2/30.090752.802LS2/3

HThf0.2592.802LS2/3

2.0997Vs5.7106

ev

35.941030.25922.802LS2/3

整理得VS0.92459.994LS2/3

3.2

0.1

2.0997Vs5.710同理可计算出ev2/335.941030.25922.802LS

6

2/3

整理得VS0.936811.50LS

3.2

0.1

在操作范围内，任取几个Ls（Ls′）值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表：

m3/s 0.0005 Ls（Ls′），

Vs，m/s Vs′，m/s

33

0.0010 0.825 0.822

0.0015 0.793 0.786

0.0020 0.766 0.754

0.862 0.864

由上表得出液沫夹带线②

3、液相负荷下限线

对于平直堰，取液上液层高度how=0.006m，作为最小液体负荷标准，由下式得

2.843600LShowE

1000lw

取E=1，则

2/3

0.006

LS,min

0.0061000

2.84

3/2

0.48

4.094104m3/s

3600

同理，Ls,min4.09410m/s

4

3

据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图③

4、液相负荷上限图

以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得



AfHT

4 LS

Ls,max

故

LS,max

0.026120.35

2.2855103m3/s

44

2.2855103m3/s



AfHT

据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图④ 5、液泛线

令Hd(HThw)

Hdhphlhd,hphchlh,hLhwhow

由联立得HT(1)hw(1)howhchd+h

忽略h,将how与Ls，hd与Ls，hc与v的关系式带入上式，并整理得

Vs2=bcLS2dLs2/3

a0.051v0.0511.094

()0.0833

(A0C0)2L(10.09440.37030.82)2814.80.1530.153

3.47210322

(lwho)(0.480.01383)

36002/336002/3

)2.841031.03(10.59)()1.782lw0.48

bHT(1)hw0.50.35(0.50.591)0.038820.1327

式中，

c

d2.84103E(1)(

故0.0833VS20.13273.472103LS21.782LS2/3

VS21.5941680.67LS214.14LS2/3

同理得0.057Vs2=0.1204-925.26LS21.82Ls2/3Vs22.1116232.6LS231.93Ls2/3

在操作范围内，任取几个LS(Ls)值，依上式计算出VS(VS)值，计算结果列于下表

LS(Ls),m3

0.0005 1.221 1.380

0.0010 1.186 1.332

0.0015 1.145 1.286

0.0020 1.095 1.240

VS,m3/s VS,m3/s

由上表数据即可作出液泛线（5）

换热器的设计

1、冷凝器的选择

有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500~1500kcal/(㎡.h.℃) 本设计取k=600w/(㎡.℃) 出料温度：64.6℃（饱和气）→（饱和液）64.6℃ 冷却水温度：30℃→40℃

逆流操作：t1=34.6℃ t2=24.6℃

Δt1-Δt234.6℃-24.6℃

==28.97℃ 1lnlnΔt224.6

Q

传热面积：A=在此温度下，查化工原理附录得甲=1200KJ/Kg，水=2378

KΔtm

tm=KJ/Kg

Q==ρvVs[xDγ甲+（1-xD）γ水]

=1.094×0.6657×[0.9947×1220+（1-0.9947）×2378]

=0.7303×1226 =895.35KJ/s A=

895.3510³

=51.5

m²

2、再沸器的选择

选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=600w/(㎡.℃) 料液温度：99.6℃→100℃ 热流体温度：120℃→120℃ 逆流操作：t1´=20℃ t2´=20.4℃ tm´=

Δt1´-Δt2 20-20.4

==20.2℃ 1lnlnΔt2´20.4

同上´=v´Vs´=0.8427×0.6586=0.555Kg/s

´=xw甲+（1-xw）水 查表知此温度下甲=1100KJ/Kg 水=2400 KJ/Kg ´=0.002818×1100+（1-0.002818）×2400=2396 KJ/Kg

´=´´=2396×0.555=1329.8KJ/s A´=

Q´1329.810³

==109.72

m²

（十）馏塔接管尺寸计算 1、接管

①进料管的结构类型很多，本设计采用直管进料管，管径计算如下：

取uF=1.6m/s 25℃进料，此温度下甲=786.9Kg/m3 水=996.95 Kg/m3 （查化工原理（上）附录） LP=

11

==944.34Kg/m³

xF1-xF0.20871-0.2087++ρ甲ρ水786.9996.95

Vs=

F115.57

==0.000743m³/s

3600ρLP3600944.34

m=24mm 查标准系列 取32×3

②回流管 采用直管回流管 取uR=1.6m/s

DR

m 查表取89×4

③塔釜出料管 取uw=1.6m/s

Dw

m=29mm 查表取38×3

④塔顶蒸气出料筒 直管出气，取出口气速u=20m/s

m=206mm 查表取273×8

⑤塔釜进气管 采用直管 取气速u=23m/s

m=191mm 查表取273×8 ⑥法兰

本设计常压操作，采用 进料管接管法兰

2、筒体与封头 ①筒体

壁厚选6mm，所用材质为A3

②封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=800mm,曲面高度200mm，直边高度25mm，内表面积0.757㎡，容积0.08m，选取风同样DN800×6。（选自《常用化工单元设备设计》附表1（A）椭圆封头尺寸与质量（JB/T4729-94）） ③除沫器

当空塔气速较大带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器，丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。 设计气速选取：Rv=

evLM0.0489174.7518.06

==0.168Kg液.Kg/Kg气.h.m²，系数ρL919.48

K=0.107

，u=0.107

除沫器直径：D④吊柱

m 塔径D=800mm，可选用吊柱250Kg，S=600mm，L=3150mm，H=900mm，材料用A3 ⑤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，所用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16mm

（800216）0.310 532mm基础环内径：Dbi （800216）0.310 1132mm基础环外径：Dbo 圆整：Dbi=1600mm，Db。=2200mm；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm； 考虑到再沸器，裙座高度取3m（H2=3m），此角螺栓直径取M30

④人孔

人孔是安装和检修人员进出塔的惟一通道，人孔的位置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大且人孔设备过少会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求 塔中共19块板，设置2个人孔，第6块和第7块板之间设一块，第12块和第13块板之间设一块，每个孔直径为450mm，人孔处的板间距取700mm，塔顶和塔釜各设一人孔，裙座上再开2个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部与塔内壁修平，其边缘倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面及垫片用材与塔的接管法兰相同。 ⑤进料段

进料板设置在第5块板和第7块板之间，高度为700mm 3、塔总体高度设计 ①塔的顶部空间高度

塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度设1200mm ②塔的底部空间高度

塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min H=

tLs60Pv51.02910¯³60-+(0.5~0.7)=+0.6=0.88m

AT0.5024

Rv=

evLM0.0489174.7518.06==0.168Kg液.Kg/Kg气.h.m² ρL919.48

③塔体高度

H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+npHp+HD+Hβ+H2

=(19-1-2-1)0.35+10.35+20.7+1.2+0.88+3=11.08

H—塔高，m；Hp—没人孔处的板间距，m；n—实际塔板数；HT—板间距，m；H2—裙座高度，m；HF—进料板处板间距，m；np—人孔数；Hβ—塔底空间高度，m；HD—塔顶空间高度。