化工原理课程设计-筛板塔的设计

化工原理课程设计题 目：筛板塔的设计 教 学 院：化学与材料工程学院 专 业：化学工程与工艺(生物化工方向) 学 号： 学生姓名： 指导教师： 2011 年 6 月 1 日 目录课程设计任务书1设计条件2绪论31 主要塔设备的工艺计算61.1 精馏塔全塔物料衡算61.1.1 设计已知条件及符号意义61.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量61.1.3 物料衡算式为：61.2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算61.2.1 温度71.2.2 密度71.2.3 混合液体表面张力91.2.4 混合物黏度101.2.5 相对挥发度101.3 精馏塔理论塔板及有关数据计算101.3.1 精馏段操作数据计算121.3.2 提馏段操作数据计算121.4 塔径的初步设计131.4.1 精馏段塔径计算131.4.2 提馏段塔径计算：141.5 塔体主要尺寸的计算及布置141.6 塔板主要工艺尺寸的计算及布置151.6.1 溢流装置计算161.6.2 塔板分布171.6.3 塔板的流体力学验算182 塔板负荷性能图212.1 漏液线212.1.1 精馏段漏液线方程212.1.2 提馏段漏液线方程212.2 液沫夹带线212.2.1精馏段液沫夹带方程212.2.2 提馏段液沫夹带方程222.3 液相负荷下限线222.4 液相负荷上限线222.5 液泛线232.5.1 精馏段液泛线方程232.5.2 提馏段液泛线方程232.6 作图校核242.6.1 精馏段筛板负荷曲线图242.6.2 提馏段筛板负荷曲线图253 筛板塔的工艺设计计算结果总表264 主要附属设备的设计274.1 冷凝器的选择274.2 再沸器的选择284.3 馏出液冷却器的选择284.3.1 计算流体热负荷284.3.2 计算所需传热面积294.3.3 初选换热器295 塔体结构及次要附属设备的设计305.1 接管的尺寸及选择305.1.1 进料管305.1.2 塔顶蒸汽出口管305.1.3 回流管管径305.1.4 塔釜出料液管305.1.5 塔底至再沸器的接管管径315.1.7 法兰的选择315.2 筒体与封头315.2.1 筒体315.2.2 封头315.2.3 支座的设计325.2.4 除沫器设计325.2.5 手孔326 设计心得33参考文献34课程设计任务书20102011 学年第2学期学生姓名： 专业班级：化学工程与工艺（生物化工方向）2008(1)指导教师： 工作部门： 化工教研室 一、课程设计题目：筛板塔的设计二、课程设计内容（含技术指标）1. 工艺条件与数据原料液量2000t/a，含乙醇45%（质量分数，下同），水55%；馏出液含乙醇94%，残液含乙醇1.8%；泡点进料；加料方式：贮槽 加料泵 高位槽 精馏塔。乙醇-水物系平衡曲线按下式计算：y=x/1+(-1)x其中：=0.8938x-1.0632 x0.3 =1.1213(x+0.2)-1.5236 x0.32. 操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点，回流比自选；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm（绝对压力）；冷却水进口温度30，出口温度为45；设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。3. 设计内容 物料衡算、热量衡算； 塔板数、塔径计算； 溢流装置、塔盘设计； 流体力学计算、负荷性能图。三、进度安排15月19日：分配任务；25月19日-5月25日：查询资料、初步设计；35月26日-6月01日：设计计算，完成报告。四、基本要求1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，塔结构简图。设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。2. 图纸1套：包括工艺流程图(3号图纸)和精馏塔装配总图(1号图纸)。 教研室主任签名：年 月 日设计条件1、课程设计题目：筛板塔的设计2、课程设计内容（含技术指标）2.1 工艺条件与数据原料液量2000t/a，含乙醇45%（质量分数，下同），水55%；馏出液含乙醇94%，残液含乙醇1.8%；泡点进料；加料方式：贮槽 加料泵 高位槽 精馏塔。乙醇-水物系平衡曲线按下式计算：y=x/1+(-1)x其中：=0.8938x-1.0632 x0.3 =1.1213(x+0.2)-1.5236 x0.32.2 操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点，回流比自选；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm（绝对压力）；冷却水进口温度30，出口温度为45；设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。绪论化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。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。精馏过程在能量剂的驱动下（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。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约23）。蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、实际塔板数、工艺参数的选定泡点进料、泡点回流、设备的结构设计和工艺尺寸的计算，塔高、辅助设备的选型、工艺流程图、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是否合理，各种接管尺寸是否合理，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定、弹性大当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并且塔设备应保证能长期连续操作。（3）流体流动的阻力小即流体通过塔设备的压力降小这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易这可以减少基建过程中的投资费用。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔筛板塔是很早出现的一种板式塔它的结构简单，塔盘造价较低，安装、维修都较容易从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20 25mm），导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔直径为3 8mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为2.5 5近年来有大孔径（10 25mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便。（2）生产能力大，比浮阀塔高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。本设计是乙醇和水混合液加热至泡点后送入精馏塔分离。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余进入冷却器冷却作为塔顶产品送至贮槽。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，釜残液经过再沸器，循环使用蒸汽，具体简易流程图见图0-1。图0-1 筛板塔工艺流程图1 主要塔设备的工艺计算1.1 精馏塔全塔物料衡算1.1.1 设计已知条件及符号意义 F：原料液流量 （kmol/h） XF ：原料组成（摩尔分数）D：塔顶产品流量 （kmol/h） XD ：塔顶组成（摩尔分数）W：塔底残液流量 （kmol/h） XW ：塔底组成（摩尔分数）乙醇的摩尔质量MA =46 kg/kmol 水的摩尔质量MB =18 kg/kmol已知：XF = 24.3% XD =86.0% XW =0.7% 生产能力为2000t/a.1.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF =0.24346+（1-0.243）18=29.23kg/kmolMD =0.8646+（1-0.86）18=42.08 kg/kmolMW =0.00746+（1-0.007）18=18.196kg/kmol1.1.3 物料衡算式为：原料乙醇组成：XF=24.3%塔顶组成： XD =86.0%塔底组成： XW=0.7%原料液量；F =物料衡算式：F =D+W 联立代入求解；D =2.55，W =1.2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算表1-1常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系1（组成均为摩尔组成）温度 液相组成 气相组成 /% /%温度 液相组成 气相组成 /% /%温度 液相组成 气相组成 /% /%100 0 095.5 1.90 17.0089.0 7.21 38.9186.7 9.66 43.7585.3 12.38 47.0484.1 16.61 50.8982.7 23.37 54.4582.3 26.08 55.8081.5 32.73 59.2680.7 39.65 61.2279.8 50.97 65.6479.7 51.98 65.9979.3 57.32 68.4178.74 67.63 73.8578.41 74.72 78.1578.15 89.43 89.431.2.1 温度利用表中数据用内插法求得：= =82.56： =78.21 ：= =98.34精馏段平均温度 =80.39提馏段平均温度 =90.451.2.2 密度已知：混合液密度 （为质量分率） 混合气密度（为平均相对分子质量）（1） 精馏段汽、液相组成（平均温度为80.39）液相组成： =43.54%气相组成： =61.98%=460.4354+18 (1-0.4354)=30.19kg/kmol=460.6198+18 (1-0.6198)=35.35kg/kmol（2） 提馏段汽、液相组成（平均温度为90.45）液相组成： =6.03%气相组成： =34.02%=460.0603+18(1-0.0603)=19.69kg/kmol=460.3402+18(1-0.3402)=27.53kg/kmol表1-2不同温度下甲醇和水的密度2温度/温度/ 80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3（3）求在平均温度下的乙醇和水的密度 =80.39 则=734.61kg/=972.05kg/ =90.45 kg/ =964.99kg/(4) 分别求取精馏段和提馏段的汽液相密度根据公式 求得：精馏段： =800.48 kg/ =1.22 kg/提馏段：=921.68kg/ =0.923 kg/1.2.3 混合液体表面张力表1-3乙醇-水不同温度下的表面张力3温度708090100乙醇(mN/m)1817.1516.215.2水(mN/m)64.362.660.758.8（1）塔顶混合液体表面张力已知：塔顶温度tD =78.21 根据试差法计算乙醇表面张力 =17.30mN/m水的表面张力 =62.30mN/m=0.8617.30+62.30(1-0.86)=23.60mN/m（2）进料板混合液体表面张力已知：进料板温度tf =82.56 根据试差法计算乙醇表面张力 =16.90mN/m水的表面张力 =59.29 mN/m=0.24316.96+59.29(1-0.243)=48.99 mN/m精馏段的表面张力：=（23.60+48.99）/2=36.30mN/m（3）塔底混合液体表面张力已知：塔底温度tW =98.34 乙醇表面张力 =15.22 mN/m水的表面张力 =59.12mN/m=0.00715.22+59.12(1-0.007)=58.81 mN/m提馏段的表面张力：= (48.99+58.81) /2=53.90 mN/m1.2.4 混合物黏度（1）精馏段混合黏度已知： =80.34 =43.54% 查文献得：=0.432 =0.348精馏段混合黏度：=.0.4320.4354+0.348（1-0.4354）=0.3846（2）提馏段混合黏度已知： =90.45 =6.03%查文献得：=0.368 =0.312提馏段混合黏度：=0.3680.0603+0.312（1-0.0603）=0.31541.2.5 相对挥发度根据公式求解精馏段和提留段的相对挥发度精馏段：已知：=0.4354 =1- =0.6198 =1- 解得：=2.114 提馏段：已知：=0.0603 =0.3402 解得：1.3 精馏塔理论塔板及有关数据计算采用解析法计算最小回流比由于在下操作线与q线的交点坐标为（，），最小回流比可由下式求得： =（取平均值）又由于是泡点进料，则q=1，即= 取操作回流比R=2=1.28理论塔板数的计算采用简捷法利用全回流操作推导出的芬斯克公式求最小理论板层数=式中-全塔平均相对挥发度，可取精馏段和提馏段相对挥发度的平均值，即=-全回流最少理论板层数（不包括塔釜）则代入计算得=3.2根据在亨利兰图上查得再将N换为,即可求得理论塔板数 (不包括再沸器)即则=6.2块依上即可求得精馏段所需最小理论板数（不包括再沸器）=2.9再次利用亨利兰图求出精馏段所需理论板层数查得，则=3.7块板效率可用奥康尔关联式精馏段=块8块提馏段=则全塔N=8+7=15块，加料板为第8块1.3.1 精馏段操作数据计算 L=RD=1.282.55=3.264 kmol/h V=(R+1)D=2.282.55=5.814 kmol/h 精馏段操作线方程 =0.561x+0.337 汽液相质量流量： 体积流量： 1.3.2 提馏段操作数据计算 =L+F= 3.264+9.21=12.474 kmol/h =V=5.814 kmol/h 提留段操作线方程 汽液相质量流量： 体积流量： 1.4 塔径的初步设计1.4.1 精馏段塔径计算由u =(安全系数) 取安全系数u=0.7 因为 （式中C可由史密斯关联图查得）横坐标 初选板间距，取板上液层高度，故=0.30-0.05=0.25查Smith关联图得C20=0.05；故按标准,塔径圆整为0.3m。横截面积实际空塔气速1.4.2 提馏段塔径计算：初选板间距，取板上液层高度，故查Smith关联图得C20=0.052； 可取安全系数为0.7，则故按标准,塔径圆整为0.3m横截面积实际空塔气速1.5 塔体主要尺寸的计算及布置（1）塔顶空间高度的作用是安装塔板和安装人孔的需要，也使气体的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体的液滴夹带，必要时可节省破沫装置。塔顶空间高度一般取1.01.5m，因此塔直径小，取1.0m。（2） 塔板间距 在初估塔径的计算过程中，已初选塔板间距为0.30m。（3） 进料段空间高度进料段空间高度取决于进料口结构型式和物料状态，一般要比大，有时要大一倍，为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲设施。如防冲板、入口堰、缓冲管等，应保证这些设施的安装在本设计中取1.5=0.45m。 （4）塔底空间高度 塔底空间高度具有中间贮槽的作用，塔釜液最好能在塔底有1015min的储量，以保证塔底料液不致排完。 塔底产量D =6.66kmol/h,取10min的储量；则塔底空间体积 即塔底空间高度取为0.3m。 （5）塔体总高度 塔体总有效高度（不包括支座）由下式计算 H =+（N-2-S）+S=1.0+（15-2-3）0.30+0.45+0.3+30.45=6.1m 塔顶空间高度，m； 塔板间距，m； 进料段空间高度，m； 开有手孔的塔板间距，m；塔底空间高度，m；N 实际塔板数S 手孔数目（不包括塔底和塔顶空间的手孔）1.6 塔板主要工艺尺寸的计算及布置采用单溢流,弓形降液凹形受液管，平形受液盘1.6.1 溢流装置计算（1） 溢流堰高度的计算单溢流取堰长为0.7D，即 0.7 0.30.21 m溢流堰高度 选用平直堰，堰上液层高度由，其中E取1.0。所以应采用齿形堰采用公式所以溢流层已超过齿顶，并采用式计算采用试差法，得时，所以（2）降液管的宽度与降液管的面积由查弓形降液管的宽度与面积图得,故由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（5s，符合要求）（5s，符合要求）（3）降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速精馏段：提馏段：因0.0460.021,故h满足要求1.6.2 塔板分布由于塔直径D 300mm，采用整块式塔板。（1）取边缘区宽度 ,安定区宽度，（2）鼓泡区面积 其中（3）筛孔数的计算及其排列 乙醇水混合溶液为无腐蚀性液体，可选厚度为3mm的碳钢板，取筛空的孔径为5mm，按正三角形排列，取，故孔中心距 由表得w=5500塔板上的筛孔数为n=个塔板上开孔区的开孔率取（在515%范围）精馏段气速提馏段气速1.6.3 塔板的流体力学验算1.6.3.1塔板压降 (1)干板压降相当的液柱高度，查干筛孔的流量系数图11得，C0=0.772 精馏段干板压降： =提留段干板压降： =（2）、气体通过每层塔板总压降 根据公式进行计算 精馏段：提留段： 查表12得：精馏段： 气相压降 单板压降提馏段： 气相压降 单板压降1.6.3.2 液面落差筛板塔液面落差很小，本设计中塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响 1.6.3.3 液沫夹带要求符合0.1kg(液)/kg(气)的要求 公式精馏段：提留段：液沫夹带量在范围内，故符合设计要求。 1.6.3.4 漏液精馏段 ：漏液点气速=7.36m/s 实际气速11.92 7.36稳定性系数提留段 ：漏液点气速=8.1m/s 实际气速12.54 8.1稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 1.6.3.5 液泛为防止塔内发生液泛现象，降液管中清液层高度应服从 且精馏段：取 =0.7（0.30+0.041）=0.2387m 不设进口堰 液柱 提馏段：取，则=0.7（0.30+0.041）=0.2387m 液柱 成立，故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。2 塔板负荷性能图2.1 漏液线 将，代入漏液点气速式，由漏液点气速，求取方程。2.1.1 精馏段漏液线方程 2.1.2 提馏段漏液线方程 2.2 液沫夹带线已知 以0.1为界限求取式中2.2.1精馏段液沫夹带方程故 取雾沫夹带极限值为2.2.2 提馏段液沫夹带方程故 取雾沫夹带极限值为0.1kg液/kg气2.3 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准根据公式进行整理 整理得液相负荷上限线在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。2.4 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限 根据公式整理得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷上限线。2.5 液泛线已知公式 令 将上面几个式子联立得 忽略最后一项，将其他关系式代入2.5.1 精馏段液泛线方程整理得2.5.2 提馏段液泛线方程整理得2.6 作图校核根据数据，分别将精馏段和提馏段的五条线绘制到坐标纸上，将精馏段和提馏段的工作点绘制到图纸上，结果证明设计符合实际生产。2.6.1 精馏段筛板负荷曲线图 精馏段筛板负荷曲线图如图2-1000.0010.0020.0030.0040.005物沫夹带线液泛线液相上限线液相下限线漏液线操作线0.40.50.30.20.10.60.70.8V L 图2-1精馏段筛板负荷曲线图精馏段 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液相负荷下限线。操作弹性 2.6.2 提馏段筛板负荷曲线图提馏段筛板负荷曲线图如图2-1000.0010.0020.0030.0040.005物沫夹带线液泛线液相上限线液相下限线漏液线操作线0.40.50.30.20.10.60.70.8V L 图2-1提馏段筛板负荷曲线图提馏段 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。操作弹性3 筛板塔的工艺设计计算结果总表项目符 号单 位计 算 数 据 精馏段提馏段各段平均温度tm80.3990.45平均流量气相Vsm3/s0.04560.048液相Lsm3/h0.1240.2786实际塔板数N块87板间距HTm0.30塔的有效高度Zm6.1塔径Dm0.3空塔气速um/s0.676塔板液流形式单溢流溢流装置溢流管形式弓形堰长lwm0.21堰高hwm0.041溢流堰宽度Wdm0.1984管底与受液盘距离hom0.0260.019板上清夜层高度hLm0.0550.055孔径domm5孔间距tmm15孔数n个209开孔面积m20.038筛孔气速uom/s0.92塔板压降kPa0.3630.417液体在降液管中停留时间s56.8325.98降液管内清夜层高度Hdm0.11950.1123雾沫夹带Evkg液/kg气0.01360.0108气相负荷上限1.5482.29 气相负荷下限0.7830.953操作弹性2.122304 主要附属设备的设计4.1 冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计时所选用的总体传热系数一般在 500-1500之间，本设计去K=700。出料温度：（饱和气）冷却水温度：30-45逆流操作：=78.21-45=33.21 =78.21-30=48.21 传热面积 已知塔顶质量流量为244.65kg/h查表得乙醇在此温度下的汽化热 带入公式中进行计算选取设备型号13： F400VI-2.5-15.64.2 再沸器的选择 选用120的饱和水蒸气加热，设计时所选用的总体传热系数为K=700kcal/m2.h料液温度：热流体温度：120 -120逆流操作：=20 =21.66 传热面积 已知塔底质量流量为226.98 kg/h查表得乙醇在此温度下的汽化热 带入公式中进行计算选取设备型号：G600VI-2.5-94.54.3 馏出液冷却器的选择表4-1平均温度下的物理数据14kg/m3mPasCp kJ/(kg)W/(m)乙醇7750.5962.730.162冷凝水9940.7254.080.626 采用浮头式换热器，循环冷却水冷却，冷却水走管内，馏出液走壳层，冷却水由30-45，馏出液由78.21454.3.1 计算流体热负荷 已知：馏出液平均温度： 水的平均温度： 流入冷却器的质量流量D=107.304kg/h 传热量 W 冷却水用量 4.3.2 计算所需传热面积计算逆流平均温差： 假定冷却器为单壳层，,可查的温差修正系数=0.93 因此可得, 假定总传热系数K=300W/m2/则所需的传热面积由于 不必考虑热补偿。4.3.3 初选换热器根据传热面积数据初选系列浮头式换热器规格如下：F400VI-2.5-15.6壳径D 400mm公称面积S 15.6m2管程数Np 6管数n 76管子直径 252.0mm管子排列方法 正方形旋转45度排列实际传热面积 35.18 m25 塔体结构及次要附属设备的设计5.1 接管的尺寸及选择5.1.1 进料管 进料管的类型很多，有直进料管、弯进料管、本设计采用直进料管，管径计算如下：取 m/s m3/s mm 查标准系列选取 5.1.2 塔顶蒸汽出口管 常压操作直管出气， 蒸气流速 1220m/s. 取 m/s =56mm 查标准系列选取 5.1.3 回流管管径 采用直管自回流，取 0.20.5 m/s。取m/s =12mm 查标准系列选取 5.1.4 塔釜出料液管为节省物料采用循环式再沸器取m/s mm 查标准系列选取 5.1.5 塔底至再沸器的接管管径取 查标准系列选取 5.1.6 再沸器返塔连接管管径 取 查标准系列选取 5.1.7 法兰的选择 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。（1） 进料管接管法兰：（2） 塔顶蒸汽出料管接管法兰：（3） 回流管接管法：（4） 塔釜出料管接管法兰：（5） 塔底至再沸器接管法兰：（6） 塔釜进气管接管法兰：5.2 筒体与封头5.2.1 筒体（1）塔径为300 mm ,璧厚选4mm ,所用材质为 Q235A.（2）塔顶空间高度取HD=1.0m。（3）塔底空间高度，为由塔底第一块塔板到塔底封头接线的距离。 流量较小取t=10min，HB =0.3m5.2.2 封头15 封头分椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=300mm查得曲面高度h1=75mm、直边高度 h2=25mm,内表面积=0.121m2,容积=0.005m3 ，厚度4mm因此选用 封头型号为（D3004，JB/T4729-94）5.2.3 支座的设计16 本塔采用耳式支座，耳式支座由底板、筋板和垫板组成，本塔支座采用A1型号5.2.4 除沫器设计 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，工艺过程中不允许出塔气速夹带雾滴，因此设置除雾器。本设计空塔气速1.5m/s，所以可以不设除沫器。5.2.5 手孔对于直径小于800mm的塔，采用手孔，在处理清洁物料时每隔3-5块板设置一个手孔，选用圆形手孔，规格为D150mm。6 设计心得 课程设计是一个综合性和实践性较强的学习环节，是理论联系联系实际的桥梁，是使我们体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基础知识的初次尝试。通过课程设计，要求我们能综合运用本课程和前修课程的基础知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求我们要了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和