苯甲苯二元物系浮阀精馏塔设计

1、吉吉林林化化工工学学院院化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 苯苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔设计甲苯二元物系浮阀精馏塔设计 2013 年年 06 月月 1111 日日 目目 录录摘摘 要要11 绪绪 论论22设计方案的选择设计方案的选择 4 4第一张第一张 塔板的工艺的计算塔板的工艺的计算661.1 主要基础物性参数661.2 精馏塔实体塔板的计算771.2.1 精馏塔物料衡算771.2.2 理论塔板数的确定771.2.3 板效率的计算10101.2.4 实际板数的确定1111第二章第二章 精馏塔主要工艺尺寸精馏塔主要工艺尺寸12122.1 精馏塔的工艺条件及有关物性参数的计

2、算12122.1.1 操作压力计算12122.1.2 液相平均表面张力计算12122.1.3 热量衡算13132.1.4 平均摩尔质量衡算15152.1.5 平均密度计算16162.2 塔体工艺尺寸的计算18182.2.1 精馏塔塔径的计算18182.2.2 精馏塔有效高度的计算19192.3 塔板工艺尺寸的计算19192.3.1 溢流装置的设计19192.3.2 浮阀布置设计20202.3.3 浮阀板流体力学验算22222.4 塔板负荷性能图25252.4.1 夜沫夹带线的绘制25252.4.2 液泛线的绘制25252.4.3 漏液线的绘制26262.4.4 液相负荷的下限线的绘制26262

3、.4.5 液相负荷的上限线的绘制27272.4.6 小结2828第三章第三章 辅助设备及选型辅助设备及选型29293.1 接管的计算29293.1.1 进料管的选择29293.1.2 回流管的选择29293.1.3 釜底出口管路的选择30303.1.4 塔顶蒸汽管30303.1.5 加料蒸汽管的选择30303.1.6 封头的设计31313.1.7 人孔的设计31313.1.8 法兰的设计31313.1.9 裙座的计算31313.2.0 塔釜设计 3131第四章第四章 塔高的设计塔高的设计32324.1 塔总高度的计算3232第五章第五章 附属设备计算附属设备计算33335.1 冷凝器的选择33

4、335.2 再沸器的选择3333总结语总结语 3535主要符号说明主要符号说明 3636参考文献参考文献 3838化工原理课程设计教师评分表化工原理课程设计教师评分表 3939摘摘 要要本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本文设计了浮阀精馏塔及其附属元件的尺寸、管线路线的铺设，并对摩尔分数为 0.45 的苯甲苯二元溶液进行精馏过程，其中塔顶使用全凝器，部分回流。按逐板计算理论板数为 15。由平均粘度得到全塔效率为 50%，从而得到了塔的精馏段实际板数为 14 块，提馏段实

5、际板数为 15。实际加料位置在第 15 块板。确定了塔的主要工艺尺寸，塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰如塔径 1.0米等。且经过液泛线，漏液线，液相负荷上限，液相负荷下限的校核，确定了操作点符合操作要求。精馏段的操作弹性为 4.77，提馏段的操作弹性为 4.27，符合操作要求。关键词： 苯 甲苯 精馏塔 浮阀 操作弹性绪绪 论论1.精馏塔概述精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。关于各种类型塔板的介绍主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔

6、板） ；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液

7、沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。 垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100-200mm 的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。 林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个

8、浮阀上布置一定数量的导向斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。 无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管，结构简单，造价低廉。2.仪器的选用筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板和大孔径筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、易结焦的物系） 。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。 筛板塔制造维修方

9、便，相同条件下生产能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%，而每板压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。饱和蒸汽产品采出塔底物料采出进料精馏框架简图第第 1 章章 设设 计计 方方 案案1.1 装置流程的确定装置流程的确定 蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具

10、有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。 蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质。 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无

11、需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。 总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。1.2 操作压力的选择操作压力的选择 蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都能采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。甲苯和苯在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。1.3 进料状

12、况的选择进料状况的选择 进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。1.4 加热方式的选择加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进

13、行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.5 回流比的选择回流比的选择 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比却最小回流比的 1.5 倍。

14、第一章第一章 塔板的工艺塔板的工艺的计算的计算1.1 主要基础物性参数表 11 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强苯 ac6h678.1180.1288.54833.2甲苯 bc6h5ch392.13110.6318.574107.7 表 12 液相密度 kg/m3温度8090100110120a815803.9792.5780.3768.9b810800.2790.3780.3770.0 表 13 表面张力 mn/m温度8090100110120a21.2720.0618.8517.6616.49b21.6920.5919.9418.4117.31表 14 粘度 lmpa

15、温度8090100110120a0.3080.2790.2550.2330.215b0.3110.2860.2640.2540.228 表 15 汽化热 kj/kg温度8090100110120a394.1386.9379.3371.5363.2b379.9373.8367.6361.2354.61.2 精馏塔实际塔板的计算1.2.1 精馏塔物料衡算加料量：f=125kmol/h 原料组成:xf=0.45 塔顶组成：xd=0.98 塔底组成:xw=0.03 总物料衡算 d+w=125 轻组分(苯)物料衡算 125 0.45=0.98d+0.03w 联立两式可解得 d=55.26kmol/h w

16、=69.74kmol/h平均相对分子质量:=78.110.45+92.141-0.45=85.82kmol fm=78.110.9892.14（1-0.98）=78.39kmol dm=78.110.03+92.141-0.03)=91.12kmolwm故质量流量：= d=4331.83hddm =w=6354.71hwwm =f=10686.54hffm质量分率：=dx9765. 014.92211.789811.7898 =wx0255. 014.929711.78311.783 =,fx45 78.110.409545 78.1155 理论塔板数的确定 1.最小回流

17、比及操作回流比的计算 (1)相对挥发度的计算 查表 3-21 得常压下苯-甲苯气液平衡组成与温度关系如下表：利用表中数据由插值法可求得 tf,td,tw 得: td =80.480.21 80.6680.6699979897dt xf=0.45 时 得 tf =92.69 xw =0.03 时 得 tw=108.792.相对挥发度m的计算苯甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即：lg=a- 式中：t：物系温度，单位： .：饱和蒸汽压/kpa，0pbtc0pa,b,c,antoine 常数，见如下表 1-2：表 1-2组分abc苯(a)6.0321206.35220.24甲苯(b)6.07813

18、43.94219.58即：苯-甲苯的安托因方程分别为：oaob1206.35lg6.032220.241343.94lg6.078219.58ptpt对于塔顶：，则：80.4dtoa1206.35lg6.032104.7180.4220.241343.94lg6.07839.62880.41219.58oaoobbppkpappkpa104.722.64239.628oaobpap顶同理塔底：，则：w109.18toa1206.35lg6.032232.273108.79220.241343.94lg6.07896.605108.79219.58oaoobbppkpappkpa 232.273

19、2.40496.605oaobpap底相对挥发度2.642 2.4042.52maaa顶底从而得到相平衡方程:x= (1)(1)2.52 1.52yyyy3.最小回流比的计算最小回流比的确定：min111.3711ddffxxrxx操作回流比 r=1.5rmin=2.05 4.精馏塔的气、液相负荷精馏段 ：l=rd=2.0555.26=113.28kmol/hv=(r+1)d=(2.05+1)55.26=168.54kmol/h提馏段： 113.28+0.99125=237.03kmol/hqfll168.54-0.01125=167.29 kmol/hfqvv) 1(5.操作线方程的计算精馏

20、段操作线方程为： 提馏段操作线方程32. 067. 0111xrxxrrydnn为： 012. 042. 11nwnnxvwxxvly6.精馏塔理论塔板的确定 由于塔顶是全凝器所以有10.98dyx1110.95112.52 1.52yxy由精馏段操作线方程 y=0.67x+0.32 得 y2=0.9682由平衡线方程可得8987. 052. 152. 2222yyx同理可算出如下值：y3=0.9221;x3=0.8245y4=0.8724;x4=0.7323y5=0.8106;x5=0.6294y6=0.7414;x6=0.5326y7=0.6768;x7=0.4538y8=0.6240;x

21、8=0.3971x所以第八块为进料板，以下交替使用提留操作线方程与相平衡方程 y9=0.5519;x9=0.3283 y10=0.4542;x10=0.2482y11=0.3404;x11=0.1700 y12=0.2294;x12=0.1057y13=0.1381;x13=0.0598y14=0.0729;x14=0.0303y15=0.0311;x15=0.0126800mm，故采用分块塔板，查表的分为三块。边缘安定区宽度的确定取 ws=ws=0.10m wc=0.050m浮阀数目，阀孔排列及塔板布置预选取发空功能因子 f0=12精馏段：0101127.07/2.88vfum s每层塔板上

22、的浮阀数目22000.6710.785 (0.039)7.074svnd u个 222a2arcsin180pxx rxrr鼓泡面积 其中 r=d/2wc=1.0/20.05=0.45m x=d/2（wd+ws）=1.0/20.151=0.349m 222120.34920.3490.450.349)0.45sin)1800.450.3779ppaam（）（）提馏段：0101126.7937/3.12vfum s22000.567700.785 (0.039)6.79374svnd u个2.3.3 浮阀板流体力学验算气体通过浮阀塔板的静压头降 hhhhlcf干板压降 hc 1.825173.1

23、5.9/2.88ocum s因为,1oocuu 22117.072.885.345.340.04922 9.81807.4196ovcluhmg板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降选充气因数 0=0.5=0.50.06=0.03mlh0lh液体表面张力造成的静压头降对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时一般可以忽略。h所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.049+0.03=0.079mhhhhlcf换算成单板压降 pf=hfg=0.079807.41969.81=625.742pa700 lpa提馏段：干板压降 hc 11.825273.15.63/3.12ocum s因为,22oo

24、cuu 22225.633.125.345.340.034522 9.81780.964ovcluhmg板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降选充气因数 0=0.5=0.50.06=0.03mlh0lh液体表面张力造成的静压头降对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时一般可以忽略。h所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.0345+0.03=0.0645mhhhhlcf换算成单板压降 pf=hfg=0.0645780.9649.81=494.15pa700 lpa1) 降液管液面高度的计算 单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度 hp1=0.084m 1液体通过降液管的静压头降dh因不设进口

25、堰，所以可用式20153. 0hllhwsd式中00.001404 ,0.7 ,0.025swlm lm hmm20.0014040.1530.00098480.7 0.025dhm 板上液层高度：hl=0.079m,hd1=0.079+0.0009848+0.06=0.14m取=0.5，已选定 ht=0.40m,hw=0.049m ()0.5(0.400.049)0.2245twhhm从而可知，符合防止液泛的要求。)(wtdhhh（2）提馏段： 单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度 hp2=0.0645m 1液体通过降液管的静压头降dh因不设进口堰，所以可用式20153. 0hllhwsd式

26、中00.0033 ,0.7 ,0.02773swlm lm hmm20.00330.1530.0044220.7 0.02773dhm 板上液层高度：hl=0.07m,10.0790.0044220.060.14340.5,0.40 ,0.0412dtwhmhm hm取已选定 ()0.5 (0.400.0412)0.2206twhhm从而可知，符合防止液泛的要求)(wtdhhh2) 液沫夹带量计算ve判断液沫夹带量是否在小于 10%的合理范围内，是通过计算泛点率 f1来完成ve的。泛点%10036. 11pflsglgsakczlvf塔板上液体流程长度21 2 0.1510.698lzdwdm

27、 塔板上液流面积m220.7582 0.07380.6374ptfaaa 苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 k 值，k=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数 cf=0.127,将以上数值 分别代入上式，得泛点率 f1为12.880.61.36 0.001404 0.698807.41962.88100%45.63%1 0.128 0.6374f为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于 80%，所以雾沫夹带量能满足0.1kg(液)/kg(干气体)ve的要求。提馏段：取系数 k=1.0,泛点负荷系数 cf=0.131由以23.120

28、.5671.36 0.0033 0.698780.41963.12100%46.76%1 0.131 0.6374f上计算可知，符合要求根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径和各项工艺尺寸是合适的。2.4 塔板负荷性能图2.4.1 液沫夹带线的绘制液沫夹带线上线时，ev=0.10kg 液/kg 干气，泛点是 80%.则有 = 1f%80%10036. 1pflsvlvsakczlv（1）精馏段： 2.881.36 0.698807.41962.880.81.0 0.128 0.6374ssvl整理可得：1.09 15.87ssvl（2）提馏段：3.121.36 0.698780.9

29、640 0.131 0.6374ssvl整理得：1.06 15.07ssvl2.4.2 液泛线的绘制当降液管中泡沫总高度=（ht+）时将出现液沫dhwh ()ptwldcdhhhhhhhllh +h +h +由此确定液泛线()twhh222300036002.845.340.153121000vsswlwwullhgl hl（）而式中阀孔气速 u0与体积流量有如下关系。即ndvus2004对于精馏段：222422.8880.22455.340.1533.140.03971 807.41969.8ssswvll l 2232236002.840.15310.50.049100

30、00.840.840.026ssll（）解得液泛方程 22231.123700.689.4sssvll对于提馏段： 22443.1280.22065.343.140.03970780.96409.8sv 2232236002.840.1531 0.50.04120.70.0277310000.7ssll（）解得液泛方程22231.01192606.328.145sssvll2.4.3 漏液线的绘制精馏段计算 取动能因数 f=5 110min223min00min5()2.946/2.883.14()()0.03971 2.9460.2497m /s0.644vsfum svdnu提馏段计算21

31、0min223min00min5()2.8307/3.123.14()()0.03970 2.83070.2366m /s0.56744vsfum svdnu因此不会产生漏液现象 m3/s2.4.4 液相负荷的下限线的绘制对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m 作为最小液体符合标准owh=0.006owhwsllemin3600100084. 223式中 e=1 323min0.006 10000.70.000597/2.84 13600slms2.4.5 液相负荷的上限线的绘制液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3-5 秒，液体在降液管中停留时间为 slhatstf53以 t=5

32、s 座为液体在降液管中停留时间的下限 3max0.738 0.400.005904/55ftsahlms00.811.21.400.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007系列1系列2系列3系列4系列5系列6 图表 1 00.811.200.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007系列1系列2系列3系列4系列5系列6图表 2 2.4.6 小结1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点 p 在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。2. 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板

33、的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得精馏段气相负荷上限 vsmax=1.05 m3/s,气相负荷下限 vsmin=0.22 m3/s，所以可得maxmin1.054.770.22vsvs精馏段气相负荷上限 vsmax=1.00475 m3/s,气相负荷下限 vsmin=0.28 m3/s，所以可得maxmin0.944.270.22vsvs塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。第三章第三章 辅助设备及选型辅助设备及选型3.1 接管的计算与选择3.1.1 进料管的选择进料的质量流率： hkgmfglfm

34、f/9 .1106613.85130进料的体积流率： hkggllfmff/83.13则进料管的直径可由以下公式计算： fffuld36004式中：为料液在进液管内的流速，且取=1.6m/sfufu则mmdf3 .556 . 114. 3360083.134同时设置两个进料管不同时间内进料，且每个进料管的进料量均为： hkglf/85. 53.1.2 回流管的选择冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高。 即回流管设计如下：回流管的质量流率： hkgmdgldmd/636.452880.7847.57 2144.1482.633/814.4280ddld

35、mglkg h回流管直径依下式计算： ddduld36004式中：为液料在回流管内的流速，且取=1.6m/sdududd=35.07mm 3.1.3 釜底出口管路的选择釜底料液的质量流量hkgmwgw/4516.665272.9153.72釜底料液的体积流量= wlhkgglwmw/51. 85168.7814516.6652釜底出口管直径依下式计算： wwwuld36004式中：为液料在釜底出口管内的流速，且取=1.6m/sduwu 38.436 . 114. 3360051. 84wd3.1.4 塔顶蒸汽管从塔顶至冷凝器的蒸汽管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会

36、影响塔的真空度。即塔顶蒸汽管设计如下：塔顶蒸汽管直径依下式计算： tstuvd4式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=20m/s；tutu 近似取为精馏段的体积流率，且=0.6。svsvsm /3 4 0.60.1955195.53.14 20tdmmm3.1.5 加料蒸汽管的选择加料蒸汽管直径依下式计算： 4svdu式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=23m/s；uu 4 0.67760.1772177.23.14 23dmmm3.1.6 封头的设计封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径 d=1000mm，可查得曲面高 hl=250mm,直边高度 h0=4

37、0mm，内表面积 1.2096，容积 v=0.16232m3m3.1.7 人孔的设计人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔 6-8 块板开设一个孔，本塔分别在第 8、14、21块板处（从上往下数）开设一个人孔，即可。在设置人孔处，每个人孔直径为450mm，板间距为 800mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。3.1.8 法兰由于近似常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，带颈平焊钢管法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。进料管接管法兰：dn15pn105hg2

38、0592-97回流管接管法兰：dn15pn105hg20592-97塔底出料管法兰：dn20pn105hg20592-97塔顶蒸汽管法兰：dn150pn105hg20592-97塔釜蒸汽进气法兰：dn150pn105hg20592-973.1.9 裙座塔底采用圆筒形桾座支撑。由于均作内径，故桾座壁厚取 16800mmmm基础环内径：dbi=(1400+2*16)-(0.20.4)*1000=1032mm基础环外径：db0=(1400+2*16)-(0.20.4)*1000=1832mm 圆整：dbi=1200mm,dbo=2000mm;基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm，考虑到再沸器，桾座

39、高度取，地角螺栓直径取3m30m3.2.0 塔釜设计塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔板到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间为 5min.装料系统 0.5h=（tl60-r）/+0.6=(50.004260-0.142)/1.130+0.6=1.5mta第四章第四章 塔高的计算塔高的计算4.1 塔总高度的计算h=(n-np-2)ht+hf+nphp+hb+h1+h2实际塔板数 n=29 人孔 np=3塔板间距 ht=0.40 进料板处间距 hf=0.8m人孔处板间距 hp=0.8 桾座高度 h2=3m封头高度 h1=0.35m所以总高度：h=(29-3-2)0.4+0.8+2.4+0.35+1

40、.5+3=17.65 第五章第五章 附属设备计算附属设备计算即即代代 入入已已得得数数据据可可得得 h h= =1 14 4. .9 98 8m m 第第五五章章 附附属属设设备备设设计计5.1 冷凝器的选择有机蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为 500-1500kcal/().m2h本设计取）=2926kj/()hm/kcal7002（k.m2h出料液温度：80.4（饱和气）80.4（饱和液）冷却水温度：2035逆流操作：12121260.4,45.460.445.452.5460.4lnln45.4mttttttt 传热面积：根据全塔热量衡算，得q2373930.671kj/h 2

41、2373930.67115.442926 52.54qamk t设备型号：1416500ig5.2 再沸器的选择选用 120饱和水蒸气加热，传热系数取。22926 /()kjmh c料液温度：80.4100,水蒸汽温度 120120逆流操作： 201t 239.6t12122039.628.6920lnln39.6mttttt换热面积：根据全塔热量恒算，得 q3967705.675kj/h23967705.67547.262926 28.69bmqamk t 设计结果汇总表：项目内容数值或说明备注塔径 d/m10 板间距 ht/m0.40塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速 u/(m/s

42、)0.632堰长(lw)0.7板上液层高度 hw/m0.06降液管底隙高度 h0/m0.026浮阀数 n/个84等腰三角形叉排阀孔气速 u0/(m/s)7.09临界阀孔气速 u0c(m/s)5.9阀孔动能因数 f012孔心距 t/m0.075同一横排的孔心距排间距 h/m0.065相邻两横排中心线距离单板压降 p/pa0.7液体在降液管内停留时间/s5降液管内清液层高度 hd/m0.155泛点率(%)37.74气相负荷上限 vsmax/(m3/s)1.2394雾沫夹带控制气相负荷下限 vsmin/(m3/s)0.2963漏液控制操作弹性4.183总结语总结语经过这段时间的查阅文献、计算数据和上

43、机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。首先我要再这里十分感谢我的指导教师刘保雷老师以及帮助过我的同学们，在你们的帮助下使我对化工原理单元操作有了更深刻的认识，使我通过自己动手动脑的设计过程对工程师有了新的体验。也更一步憧憬那样的工作。非常感谢你们。课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的

44、方向。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。 感谢您的阅读。 主要符号说明主要符号说明号号说说明明 主要符号说明主要符号说明主要符号说明符号意义si组分的量kmol组分的量kmol组分的量kmol塔顶产品流率kmol/s总板效率