化工原理毕业设计

1、精选优质文档-倾情为你奉上前言精馏是分离液体混合物最常用的一种操作，在化工、炼油的工业中广泛应用。塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备，主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔。传统的设计中，蒸馏过程多选用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。近年来，随着塔设备设计水平的提高及新型塔构件的出现，这种传统已逐渐打破。对于一个具体的分离过程，设计中选用何种塔型，应根据生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构制造及造价等要求，并结合维修等因素综合考虑。生产能力而言，单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔；对于分

2、离效率，一般情况下，填料塔具有较高的分离效率，在减压、常压和低压（压力小于0.3MPa）操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔；压力将方面，通常填料塔的压降高于板式塔的五倍左右；操作弹性方面，一般来说，填料塔可根据实际情况需要确定操作弹性，而板式塔一般操作弹性较小；对于结构、制造机造价方面，一般来说，填料塔的结构较板式塔的简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造价通常高于板式塔。由以上综合考虑，本设计采用板式塔作为水和乙醇的精馏塔。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，气相组成呈

3、阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。目录第1章 设计任务书1.1、任务1.1.1、设计题目乙醇水筛板精馏塔工艺设计1.1.2、设计条件常压操作，P1 atm（绝压）。料液初温2025原料来至上游的粗馏塔，为9596的饱和蒸气。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90。塔顶产品为浓度95%（质量分率）的药用乙醇，产量为3000吨/年。塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于1(质量分率)。 塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。操作回流比R=(1.12.0) 。1.1.3、设计任务完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。画出带控制点的工艺流程示意图，t

4、-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。第2章 设计方案确定及工艺流程说明2.1、操作条件的确定2.1.1、操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和高压蒸馏。一般，除热敏性物系外，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，都应采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点较高的物系则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的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。由于乙醇和水体系对温度的依耐性不强，常压下为

5、液态，为降低塔的操作费用，操作压力选择常压。其中塔顶压力为1.01325Pa，。2.1.2、进料状态的选择蒸馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液态（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少塔釜的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或者是结焦，则应采用气态进料。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔德操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。2.1.3、加热

6、方式的选择精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，宜春市轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这是只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。2.1.4、热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此，热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。2.1.5、回流比的选择回流比是精馏操作的重

7、要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同内生产的经验值选定。2.2、确定设计方案的原则板式塔的类型很多，但其设计原则基本相同。一般来说，板式塔的设计步骤大致如下：根据设计任务和工艺要求，确定设计方案；根据设计任务和工艺要求，选择塔板类型；确定塔径、塔高等工艺尺寸；进行塔板的设计，包括溢流装置的设计、塔板的布置、升气道（泡罩、筛孔或浮阀等）的设计及排列；进行流体力学验算；绘制塔板的负荷性能图；根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理想，可对某些参数进行调整，重复上述设计过程，一直到满意为止。2.3、工艺流程的说明图2.1原料经上游的粗

8、馏塔出来，经管道直接送入下游精馏塔，即我们所设计的塔。精馏塔塔顶蒸汽经全凝器全部冷凝，然后经过分配器（属于冷凝器的部分），一部分馏出液在泡点状态下作为回流液回到精馏塔，一部分作为产品流出。由于塔顶产品仍比较热，所以经过冷却器冷却。在塔釜，釜液经再沸器直接蒸汽加热，为精馏段提供物料。塔釜出来的产品经水泵全部送出。第3章 筛板式精馏塔的工艺设计3.1、精馏塔的工艺计算3.1.1、乙醇和水的汽液平衡组成不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如表3-1所示：表3-1 不同温度下乙醇水的汽液平衡组成摩尔分率x%摩尔分率y%温度t摩尔分率x%摩尔分率y%温度t0.00.010025.055.182.30.56.

9、598.430.057.581.71.011.097.135.059.581.22.017.594.940.061.480.73.023.193.545.063.580.24.027.391.850.065.779.95.031.091.055.067.879.16.034.089.560.069.878.87.036.788.565.072.578.78.039.287.770.075.578.59,041.586.975.078.578.410.043.086.480.082.078.312.046.085.585.085.578.214.048.284.889.489.478.216.0

10、50.084.190.089.878.318.051.383.695.094.278.320.052.583.2100.0100.078.3由表21中的数据作出相平衡曲线，见图3.1，及温度组成曲线，见图3.2。图3.1 相平衡曲线图3.2 温度组成曲线相对挥发度： 由计算可得表3-2表3-2t/707580859095100531.65663.54809.55983.961184.701418.281689.04233.66289.23355.25434.12526.05634.17760.062.2752.2942.2792.2672.2522.2362.222=2.26塔顶和塔釜温度的确

11、定:由t-x-y图可知: 塔顶温度t= 77.36，塔底温度t= 98.37，平均温度=3.1.2、物料衡算与操作线方程原料液中：设 乙醇（A）; 水（B）查附表得: =46.07 =18.02= = 2原料来至上游的粗馏塔,取为95.5的饱和蒸汽,由表21得:内差法求得： =0.1569根据产量和所定工作时间，即年产3000吨95%乙醇，每天24小时连续正常工作，则D=，由 F = D + WF=D+W得 F=44.32（kmol/h）， W=35.91（kmol/h），由表3-1乙醇-水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时（入塔时温度为90）的气液相组成为： 由 F= L + G 和 F =

12、 L + G 得 L = 29.59（kmol/h），q = L /F = 0.668则：q线方程为 y = = -2.01x +0.473回流比和理论塔板的确定：在附图1上做出q线方程得到交点（）,即（0.643，0.714）R= 取R= 1.6 R=2.83根据理论板数的捷算法有=0.28图3.3 吉利兰关联图由吉利兰关联图得：=0.41又 =12.9 代入上试得N=22.6块 N23块所以理论塔板数 NT =23（块）（包括塔釜）或根据相平衡曲线图以作图法（参见图1）求得总理论塔板数 NT =19（块）（包括塔釜），第13块板进料。图3.4 理论板数图操作方程的确定：精馏塔的气液相负荷：

13、精馏段：=(R+1)D=(2.83+1)40.45=154.92（kmol/h）， =RD=2.83×40.45 =114.47（kmol/h），提馏段：=V (1-q)F=154.92 (1- 0.632)×212.67 =76.66（kmol/h）， =LqF = 114.47 + 0.632×212.67=248.88（kmol/h），则精馏段操作线方程： =0.7389xn 0.2158 提馏段操作线方程：yn+1 = xn + xw =xn ×0.00012 =2.112xn 0.0001 板效率及实际塔板数的确定： （1）求已知：t= 78.

14、25 ，t= 99.97则全塔平均温度 ： =(C)表3-3乙醇在不同温度下的粘度8 t/20406080100/mpa.s1.150.8140.6010.4950.361表3-4水在不同温度下的粘度8 t/20406080100/mpa.s1.00500.65600.46880.35650.2838由表用内差法求89.1 下的粘度= 0.4340mpas ，=0.3198 mpas则=（1）=0.1573×0.4340（10.1573）×0.3198 =0.3378 mpas =2.27×0.3378=0.7667（2）求板效率ET由L=0.7809，由化工原理

15、(下)164页图10-20查得 ET=52%，偏低；实际工作ET有所提高,因此取ET =70%.（3）求实际板数由 得精馏段实际板数： =15.716（块）提馏段实际板数： =8.69（块）全塔板数： N=25块在计算理论板数时，我们用了捷算法和作图法两种方法，经过比较可见，捷算法虽然比较接近实际板数，但无法确定进料位置，实际上不常使用。所以用作图法相对实用。3.2、精馏段物料衡算3.2.1、物料衡算操作压强 ： P = 101.325 kpa温度 t ： t=78.25C t=90C t=99.97C t=定性组成：(1)塔顶 y= X= 0.8265 x=0.825(2)进料 y=0.33

16、00 x=0.0567平均分子量 查附表8知:塔顶：=0.07+(1-0.8265)18.02=41.20（） =0.82546.07+(1-0.825)18.02=41.16（）进料: =0.07+(1-0.3300)18.02=27.27（） =0.07+(1-0.0567)18.02=19.61 （）平均分子量=34.24（） =30.38()平均密度 由书： 1/=a/+a/ 塔顶：在78.25下：=736.9() =972.9()=0.9241/736.9+0.0759/972.9 则 =714.3()进料：在进料温度90下：=729.9),=972.9() a =2= 则 =925

17、.54) 即精馏段的平均液相密度=(714.3+925.54)/2=819.92() 平均气相密度=1.17()液体表面张力 ： 塔顶: 查8中图表求得在78.25下：（物化手册） ()进料: 在90.0下： ()则 =(+)/2=(25.71+60.30)/2=43.0()液体平均粘度：塔顶: 查书8 （物化手册）中图表求得在78.25下：=0.504 =0.364=0.82650.504+0.17350.364=0.480 ()进料: 在90.0下： =0.428 =0.3165=0.05670.428+0.94330.3165=0.3228 ()3.2.2、气液负荷的计算由已知条件 =1

18、54.92 =114.47 得 ： =1.26 ()=()3.3、塔和塔板主要工艺尺寸计算3.3.1、塔板横截面的布置计算塔径D的计算：参考化工原理表10-1，取板间距H=0.45m 0.06mH-=0.45-0.06=0.39m 两相流动参数计算如下： = =（）（）=0.0252参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：C=0.085=u=2.619()本物系不易起泡，取泛点百分率为80%，可求出设计气速=0.82.619=2.095（）根据塔设备系列化规格，将圆整到D=1m 作为初选塔径，因此 重新校核流速u实际泛点百分率为 ：塔板详细设计 ：选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓

19、形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。 (1)溢流装置取堰长=0.7D=0.7×1=0.7m，选择平流溢流堰出口堰高 ，已取=0.06=2.84×E由 =4.32/0.72.5=10.54 查化工原理下图10-48得：E=1.03=2.84××1.03(4.32/0.7)2/3=0.0098m =0.06-0.0098=0.0502m取0.06是符合的。hL=hW+hOW=0.06+0.0098=0.0698m修正后hL对un影响不大,顾塔径计算不用修正。(2) 降液管宽度Wd

20、与降液管面积Af 由/D=0.7查化工原理下图10-40得: =0.149×1=0.149m (3) 降液管底隙高度ho 因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度=0.07m/s。 过小，取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定区宽度W=0.07m，取边缘区宽度W=0.05m （5）筛板数与开孔率 初取， 呈正三角形排列 = 依下式计算塔板上的开孔率=10.1% 则每层塔板上的开孔面积为： =3.3.2、筛板能校塔流体力学校核板压降的校核 ： 气体通过筛板压降相当的液柱高度：(1)干板压降相当的液柱高度 取板厚，,查化工原理下图10-45得：Co=0.74（2

21、）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl按面积（AT-2Af）计算的气体速度 相应的气体动能因子 查化工原理下图10-46得：=0.58 液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度= 板压降 本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。液沫夹带量的校核 ： 通常限制液沫夹带量不超过10%,以上计算知道FLV=0.0252泛点百分率为0.8，从化工原理下册图10-47查得=0.11，。用另一方法计算： 0.01538<0.1Kg液/Kg气，同样得到：液沫夹带量不超过10%故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。溢流液泛条件的校核：溢流管中的当量清液高度可由式 计液体沿筛板流动时，阻力损失很小,

22、其液面落差可忽略不计，即 。已知: 故降液管内的当量清液高度： 乙醇-水混合液不易起泡,取=0.6,则降液管内泡沫层高度：故不会产生溢流液泛。液体在降液管内停留时间的校核 ： 降液管内的停留时间 >5s故不会产生严重的气泡夹带。漏液点的校核 ： 漏液点的孔速为： = =8.22(m/s)筛孔气速：= 塔板稳定系数 ：表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。3.4、塔板负荷性能图注：以下计算常用得,E 经验计算，取E=1.0，则=2/33.4.1 、过量液沫夹带线依下式计算: =3.2 式中： = =(h+h)=令 =0.1kg液/kg气由 =

23、42.5310 H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表3-5中： 表3-50.0020.0040.0060.0081.6481.5361.4431.359依表中数据在作出过量液沫夹带线（1）(参见图3-1) 2.4.2、溢流液泛线由式 和 联立求解。=（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+ =+ 0.0333 =0.153（）=（）= 则： +0.0335+0.05+0.8462+195.2整理得： =3.765-22.777L-3325.38L 取若干值依(2-18)式计算值，见表2-4，作出液泛线（3）(参见3-1图)

24、表3-600020004000600081.841.771.701.6252.4.3、液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒。则 =（）在=处作出垂线得液相负荷上限线(4)，可知在图上它为与气体流量 V无关的垂直线。(参见图3-1）2.4.4、漏液线（气相负荷下限线）由 h=h+h=0.05+0.8462，u=代入下式求漏液点气速式： u=4.4C =4.40.74将=0.0476 代入上式并整理得：V=0.1550 据上式，取若干个值计算相应值，见表2-5，作漏液线（2）(参见图3-1) 表3-70.0020.0040.0060.0080.4010.4220.4390.4542.4.5、液

25、相下限线取平顶堰堰上液层高度=6，作为液相负荷下限条件，低于此下限，则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=2.8410E（） 0.006=2.84101.01（）整理得： 在图上处作垂线（5）即为液相下限线。2.4.6 、操作线 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与线(1)的交点对应气相负荷为Vs,man，与气相负荷下限线(4)的交点对应气相负荷为Vs,min.可知：精馏段的操作弹性=图3.53.5、提馏段物性衡算3.5.1、物料衡算操作压强 P = 101.325kPa温度 t t=78.25C t=90.0C t=99.97C t=定性组成：(1)塔斧 =0.0012 =0.

26、OOO12(2)进料 y=0.3300 x=0.0567平均分子量 查附表8知:塔斧：=0.07+(1-0.0012)18.02=18.05（） =0.07+(1-0.0012)18.02=18.02（） 进料: =0.07+(1-0.3300)18.02=27.28（） =0.07+(1-0.0567)18.02=19.602（） 平均分子量=22.66（） =18.82()平均密度 ： 由式：1/=a/+a/ 塔斧：在99.97下：=714.4() =958.4()=0.0003/714.9+0.9997/958.4 则=958.3()进料:在进料温度90.0下：=729.9() =972

27、.9() a = 则=931.6() 即提馏段的平均液相密度=(958.3+931.6)/2=944.9() 平均气相密度=()液体表面张力 ： 塔釜: 查图表8求得在99.97下： =58.91()进料: 在90.0下： ()则 =(+)/2=(58.86+58.33)/2=58.59()液体平均粘度：塔釜: 查化学化工物性数据手册图表求得在99.97下：=0.361 =0.282=0.00120.325+0.99880.282=0.2839 ()进料: 在90.0下： =0.428 =0.3165=0.05670.428+0.94340.3165=0.323()= (+)/2 = (0.2

28、82+0.323)/2 =0.303()2.5.2、气液负荷的计算由已知条件=76.66 =248.88 得 =()=()3.6 、塔和塔板主要工艺尺寸计算3.6.1 、塔板横截面的布置计算塔径D的计算：参考化工原理下表10-1，取板间距H=0.3m 0.06mH-=0.3-0.06=0.24m 两相流动参数计算如下： = =（）（）=0.08 参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：C=0.06 =u=2.64()本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速=0.82.64=2.112()由精馏段知，将取到D=1m 作为初选塔径，因此 ，重新校核流速u实际泛点百分率为 塔板详细设

29、计： 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。4(1)溢流装置取堰长=0.7D=0.7×1=0.7m，选择平流溢流堰出口堰高 ，已取=0.06=2.84×E由 =5.04/0.72.5=12.29查化工原理下图10-48得：E=1.022=2.84××1.022(5.04/0.7)=0.0208m =0.06-0.0103=0.032m取0.05是符合的。=0.05+0.0103=0.0603m修正后hL对un影响不大，顾塔径计算不用修正

30、。(2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af 由/D=0.7查化工原理下图10-40得: =0.149×1=0.149m (3) 降液管底隙高度 因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度=0.07m/s。 过小，取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定区宽度W=0.07m, 取边缘区宽度W=0.05m (5) 筛板数与开孔率 初取， 呈正三角形排列 = 依下式计算塔板上的开孔率=5.67% 则每层塔板上的开孔面积为： = =2126孔3.6.2 、筛板能校塔流体力学校核板压降的校核 气体通过筛板压降相当的液柱高度： (1)干板压降相当的液柱高度 取板厚，查化工原理

31、下图10-45得: Co=0.74m/s Hc=0.051=液柱(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 相应的气体动能因子 查化工原理下图10-46得：=0.72 液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度= 板压降 本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。液沫夹带量的校核 0.0135 Kg液/Kg气<0.1Kg液/Kg气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。溢流液泛条件的校核溢流管中的当量清液高度可由式 计液体沿筛板流动时,阻力损失很小,其液面落差可忽略不计,即 。已知: hf=0.0598, ，故降液管内的当量清液高度： 乙醇-水混合液不易起泡,取=0.6,则降液管内泡沫层

32、高度：故不会产生溢流液泛。液体在降液管内停留时间的校核 降液管内的停留时间 >5s故不会产生严重的气泡夹带。漏液点的校核 漏液点的孔速为： = 筛孔气速 = 塔板稳定系数 表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。 3.7 、塔板负荷性能图注:以下计算常用得,E 经验计算,取 E=1.0 ， 则=2/3 3.7.1 、过量液沫夹带线依下式计算: =3.2 式中： =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由= 58.5910, H=0.3代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表3-8中： 表3-80.

33、0020.0040.0060.0080.890.770.660.57依表中数据在作出过量液沫夹带线（1）。3.7.2、溢流液泛线由式 和 联立求解。=（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+0.00506 =+ 0.0411 (2) 0.153（）=（）= 则： + 0.0411+0.0497+0.8462+ 整理得： =1.144-5.86-1885.06 任取几个值(2-18)式计算值，见表3-9，作出液泛线（3）表3-900020004000600081.0210.9830.93960.8883.7.3、液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒。则 =0.00546（）在=0.0

34、0546处作出垂线得液相负荷上限线(4)，可知在图上它为与气体流量 无关的垂直线。(参见图3.5)3.7.4、漏液线（气相负荷下限线）由 h=h+h=0.0497+0.8462 ，u=代入下式求漏液点气速式： u=4.4C =4.40.74将=0.0267 代入上式并整理得：=0.0869 据上式，取若干个值计算相应值,见表3-10，作漏液线（2）。 表3-100.0020.0040.0060.0080.2780.2940.3070.3183.7.5、液相下限线取平顶堰堰上液层高度=6，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=2.8410E（） 0.006=2.

35、84101.01（）整理得： 在图上处作垂线（5）即为液相下限线。3.7.6、 操作线 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与线(1)的交点对应气相负荷为,与气相负荷下限线(4)的交点对应气相负荷为可知：精馏段的操作弹性=图3.63.8、塔高的确定及塔的其它工艺条件板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。 3.8.1、塔高的设计计算3.8.1.1、塔高的确定塔高

36、主要由下列部分组成：塔顶空间，塔底空间,有效塔高塔顶封头高度及群座高度，即: =+塔顶空间的确定塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的距离。其距离取远高于板间距的值，本设计计算中精馏段板间距为0.45m，提馏段板间距为0.3m。实际塔板数为25（不包括塔釜），且第17块进料。根据经验取塔顶空间=1.1m，（塔顶封头0.25米）。塔底空间的确定塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由塔底贮液取停留时间和塔底液面到最下层塔板间距（一般要有1-2m）决定。本塔设计取 则 =设计中取Hb=1500mm有效塔高的确定=(=(16-1)0.45+9×0.3=9.45m其中：为实际塔板数； 为板间

37、距。塔顶封头HF的确定=(1/4)D=0.25m裙座高度HS的确定为了制作方便,裙座为圆形,HS/D=1.75,HS=1.75×1=1.75m人孔高度Hr 本精馏塔中设计了3个人孔，孔径均为400mm.最后算得：=+Hr=1.1+1.5+9.45+0.25+1.75+3×0.4=15.25m（全塔图见附图）3.8.1.2、塔板结构的确定塔板按结构特点，大致分为整块式和分块式两类。塔径为300-900mm时，一般采用整块式；塔径超过800-900mm时，由于钢度，安装，检修等要求将塔板分成数块。本设计采用分块式，将塔板分为三块。（本设计筛板板面及其工艺尺寸图可参见附图）第4张

38、 精馏塔的附属设备及选型4.1、辅助设备的选型本精馏塔选用直接蒸汽加热，其附属设备主要有原料预热器、蒸汽冷凝器、产品冷凝器、连接管、泵等。列管换热器具有结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等优点，被广泛应用与化工生产中，特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛，而且设计数据和资料较为完善，技术上比较成熟。因此,以下的冷凝器、再沸器、原料预热器都采用列管换热器。4.1.1、 直接蒸汽加热本设计中，水为难挥发组分，采用直接蒸汽加热方式，以提高传热效果，并节省再沸器。热量衡算在tw=99.97时，=36.513KJ/Kmol =40.600 KJ/Kmol KJ/Km

39、olKJ/h设热损为5%，则： KJ/h加热蒸汽消耗量：Kmol/h4.1.2、冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔顶蒸汽在壳程冷凝，冷却水在管程流动，以提高传热系数和便于排出凝液。热量衡算 已知: 在78.25时： rA=38.72KJ/mol rB=41.61 KJ/mol KJ/mol泡点回流，则塔顶蒸汽效出的热量=154.9239.22=6.07610冷却水出口温度不宜超过50否则会使溶于水中的无机盐析出，破坏效果。在30时，KJ/Kg·K-1 设冷却水进口温度为20，出口温度为40，则水的冷却用量为：=设传热方式为逆流传热选型 查书取=1000=换热器面积： A=30.55m查书

40、可选G500-25-35型列管式换热器,主要设计参数如下:A=35m，管长L=3000，管程数4，公称直径DN=500mm，碳钢管。4.1.3、馏出液冷却器热量衡算 =126.78KJ/Kmol·K-1Q=mct=Dct=40.45126.78(78.25-25)=2.选型 查书取=700=设热损为5%，则： KJ/h换热器面积： A=m查书可选G273-25-4型列管式换热器,主要设计参数如下：A=6m，管长L=1500，管程数1,公称直径DN=273mm，碳钢管。4.1.4、釜液冷却器设将馏出液冷却到25/，求得平均温度=62.5下：KJ/Kg·K-1 KJ/Kg

41、83;K-1 Q=mct=Wct=172.2275.21(99.97-25)=9.71105选型 查书取=1000=设热损为5%,则： KJ/h换热器面积： A=m查书可选G159-25-1型列管式换热器,主要设计参数如下:A=1m，管长L=1500，管程数1,公称直径DN=159mm，。表4-1换热器规格汇总表换热器换热面积（m）管长(m)管程数公称直径(mm)管规格管数原料预热器G400-16-10101500440086冷凝器G500-25-353530004500152馏出液冷却器G273-25-441500127338釜液冷却器G159-25-1115001159134.2、塔的主要

42、接管尺寸的选取接管尺寸由管内蒸气、液体速度及体积流量决定。本塔的接管均采用YB231-64热扎无缝钢管5。4.2.1、塔顶蒸气管路近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率,则塔顶蒸汽直径选管： 选取 u=4.2.2、塔顶冷凝水管路 设冷凝水进口温度为20 ,出口温度为40。则在平均温度30下：冷凝水管直径选管：选取 u=4.2.3、塔顶液相回流管路已知回流液体流率为， 则回流管直径选管： 选取 u=4.2.4、加料管路=212.67 ，30下： 得：选管： 选取 u=4.2.5、塔釜残液流出管已知釜液体积流率 ，在99.97下： 得：釜液出口管直径，选管： 选取 u=4.2.6、冷却水出口管路在

43、（20+40）/2=30下：，由得： 选管： 选取 u=4.2.7、塔顶馏出液管路选管： 选取 u=表4-2接口管路汇总表项目尺寸或型号（热扎无缝钢管）Di(mm)塔顶蒸汽管260塔顶冷凝水管路162 塔顶馏出液管27回流管 40加料管 45釜液排出管 35冷却水出口管 334.3、输送泵的选取泵的分类泵按作用与液体的原理一般分为叶片式和容积式, 本设计使用的离心泵在化工厂是很常见的，其性能普遍适用于一般的液体输送。因此本设计选用离心泵输送各液体。选泵原则根据介质物性,已经确定的流量,扬程,再从化工原理下册附表中选择泵的具体型号，察看性能参数（包括流量、扬程或压差、效率、允许吸上高度或允许其容

44、度）。 4.3.1、釜液泵的选型 釜液流量为：从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高<8.5m。查表选取冷却泵 ,如下表4-3所示：表4-3型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kW轴功率电机功率 IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.554.3.2、 馏出液冷却水泵的选型 馏出液冷却水流量为：从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高<8.5m.查表选取冷却泵 ,如下表4-4所示：表4-4型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kW轴功率电机功率 IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.55第5章 设计结果概

45、要及汇总表5.1全塔工艺设计结果总汇设计内容及符号单位精馏段理论塔板数NT块23实际塔板数N块25理论板效率E%52实际取塔板效率E%70液体流量Ls0.0012气体流量Vs1.258定性温度0C84.1定性压力PKPa101.325板间距HT0.45塔径D1空塔气速2.10塔板溢流形式单溢流-溢流管形式弓型-堰长0.7堰高0.05降液管宽度0.153降液管面积0.0688边缘区宽度0.05安定区宽度0.07鼓泡区面积0.469筛孔数n个2428孔径d05.0孔间距t15塔板开孔率%10.1总开孔面积A00.0481塞孔气速26.46板压降m液柱0.132降液管低隙高度h00.04堰上液层高度h9.8降液管停留时间12.07降液管内清液层高度H0.1919降液管内