苯甲苯连续精馏浮阀塔专业课程设计.doc

设计任务书
设计题目：
苯－甲苯持续精馏浮阀塔设计
设计条件：
常压：
解决量：　
进料构成：　
馏出液构成：
釜液构成： （以上均为摩尔分率）
塔顶全凝器： 　 泡点回流
回流比：
加料状态：
单板压降：

设 计 要 求 ：
(1) 完毕该精馏塔工艺设计（涉及物料衡算、热量衡算、筛板塔设计算）。
(2) 画出带控制点工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。
(3) 写出该精馏塔设计阐明书，涉及设计成果汇总和设计评价。

目录
摘 要 1
绪 论 2
设计方案选取和论证 3
第一章 塔板工艺计算 4
1.1基本物性数据 4
1.2精馏塔全塔物料衡算 4
1.2.1已知条件 4
1.2.2物料衡算 5
1.2.3平衡线方程拟定 5
1.2.4求精馏塔气液相负荷 6
1.2.5操作线方程 6
1.2.6用逐板法算理论板数 6
1.2.7实际板数求取 7
1.3精馏塔工艺条件及关于物性数据计算 8
1.3.1进料温度计算 8
1.3.2操作压力计算 8
1.3.3平均摩尔质量计算 8
1.3.4平均密度计算 9
1.3.5液体平均表面张力计算 10
1.3.6液体平均粘度计算 10
1.4 精馏塔工艺尺寸计算 10
1.4.1塔径计算 10
1.4.2精馏塔有效高度计算 11
1.5 塔板重要工艺尺寸计算 12
1.5.1溢流装置计算 12
1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 13
1.7塔板流体力学验算 14
1.7.1计算气相通过浮阀塔板静压头降hf 14
1.7.2计算降液管中清夜层高度Hd 15
1.7.3计算雾沫夹带量eV 15
1.8塔板负荷性能图 16
1.8.1雾沫夹带线 16
1.8.2液泛线 17
1.8.3 液相负荷上限线 18
1.8.4漏液线 18
1.8.5液相负荷下限线 18
1.9小结 19
第二章 热量衡算 20
2.1有关介质选取 20
2.1.1加热介质选取 20
2.1.2冷凝剂 20
2.2热量衡算 20
第三章 辅助设备 23
3.1冷凝器选型 23
3.1.1计算冷却水流量 23
3.1.2冷凝器计算与选型 23
3.2冷凝器核算 24
3.2.1管程对流传热系数α1 24
3.2.2计算壳程流体对流传热系数α0 25
3.2.3污垢热阻 26
3.2.4核算传热面积 26
3.2.5核算压力降 26
第四章 塔附件设计 29
4.1接管 29
4.1.1进料管 29
4.1.2回流管 29
4.1.3塔底出料管 29
4.1.4塔顶蒸气出料管 30
4.1.5塔底进气管 30
4.2筒体与封头 30
4.2.1筒体 30
4.2.2封头 30
4.3除沫器 31
4.4裙座 31
4.5人孔 31
4.6塔总体高度设计 32
4.6.1塔顶部空间高度 32
4.6.2塔底部空间高度 32
4.6.3塔立体高度 32
设计成果汇总 33
结束语 34
参照文献 35
重要符号阐明 36
附 录 38

摘 要
化工生产常需进行二元液相混合物分离以达到提纯或回收有用组分目，精馏是运用液体混合物中各组分挥发度不同并借助于多次某些汽化和多次某些冷凝达到轻重组分分离目办法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型操作特性，对选取、设计和分析分离过程中各种参数是非常重要。
塔设备是化工、炼油生产中最重要设备类型之一。本次设计浮阀塔是化工生产中重要气液传质设备。此设计针对二元物系精馏问题进行分析、选用、计算、核算、绘图等，是较完整精馏设计过程，该设计办法被工程技术人员广泛采用。
本设计书对苯和甲苯分离设备─浮阀精馏塔做了较详细论述，重要涉及：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等附图。
采用浮阀精馏塔，塔高13.11米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为25。算得全塔效率为0.534。塔顶使用全凝器，某些回流。精馏段实际板数为13，提馏段实际板数为12。实际加料位置在第13块板(从上往下数)，操作弹性为3.43。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带流体力学验算，均在安全操作范畴内。
塔附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用140℃饱和蒸汽加热，用15℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。

核心词：苯__甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备构造

绪 论
化工生产中常需进行液体混合物分离以达到提纯或回收有用组分目。互溶液体混合物分离有各种办法，蒸馏及精馏是其中最惯用一种。蒸馏是分离均相混合物单元操作之一，精馏是最惯用蒸馏方式，是构成化工生产过程重要单元操作。为实现高纯度分离已成为蒸馏办法能否广泛应用核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏核心是回流，精馏操作实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝导致液体回流。
咱们工科大学生应具备较高综合能力、解决实际生产问题能力和创新能力。课程设计是一次让咱们接触并理解实际生产大好机会，咱们应充分运用这样机会去认真去对待。而新颖设计思想、科学设计办法和先进设计作品是咱们所应坚持努力方向和追求目的。
浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造以便及其性能上长处，诸多场合已取代了泡罩塔盘。此类塔盘塔盘板开有阀孔，安顿了能在恰当范畴内上下浮动阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间流通面积能随气体负荷变动而自动调节，因而在较宽气体负荷范畴内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，解决能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺陷是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不也许会很高，由于会产生严重雾沫夹带，这就限制了生产能力进一步提高。
具备代表性浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。

设计方案选取和论证
1 设计流程
本设计任务为分离苯__甲苯混合物。对于二元混合物分离，采用持续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一某些回流至塔内，别的某些经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

持续精馏塔流程流程图 持续精馏流程附图
图1-1 流程图
2 设计思路
在本次设计中，咱们进行是苯和甲苯二元物系精馏分离，简朴蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分某些增浓，如何运用两组分挥发度差别实现高纯度分离，是精馏塔基本原理。事实上，蒸馏装置涉及精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为持续蒸馏和间歇蒸馏，咱们这次所用就是浮阀式持续精馏塔。蒸馏是物料在塔内多次某些汽化与多次某些冷凝所实现分离。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中冷却介质将余热带走。在此过程中，热能运用率很低，有时后可以考虑将余热再运用，在此就不论述。要保持塔稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。
塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同设立。在这里准备用全凝器，由于可以精确控制回流比。本次设计是在常压下操作。 由于这次设计采用间接加热，因此需要再沸器。回流比是精馏操作重要工艺条件。选取原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要依照实际需要选定回流比。
塔板工艺计算

流体力学验算

塔负荷性能图

全塔热量衡算

塔附属设备计算

图1-2 设计思路流程图

1、本设计采用持续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=2.0Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。
在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板基本上发展起来，它吸取了两者长处，其突出长处是可以依照气体流量自行调节开度，这样就可以避免过多漏液。此外还具备构造简朴，造价低，制造以便，塔板开孔率大，生产能力大等长处。浮阀塔始终成为化工生中重要传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出新型浮阀进一步加强了流体导向作用和气体分散作用，使气液两相流动接触更加有效，可明显提高操作弹性和效率。
从苯—甲苯有关物性中可看出它们可近似地看作抱负物系。并且浮阀与塔盘板之间流通面积能随气体负荷变动而自动调节，因而在较宽气体负荷范畴内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。
第一章 塔板工艺设计
1.1基本物性数据
表1-1 苯、甲苯粘度
温度℃
0
20
40
60
80
100
120
苯

0.638
0.485
0.381
0.308
0.255
0.215
甲苯
0.758
0.58
0.459
0.373
0.311
0.264
0.228
表1-2 苯、甲苯密度
温度℃
0
20
40
60
80
100
120
苯
--
877.4
857.3
836.6
815.0
792.5
767.9
甲苯
885.6
867.0
848.2
829.3
810.0
790.3
770.0
表1-3 苯、甲苯表面张力
温度℃
0
20
40
60
80
100
120
苯
31.60
28.80
26.25
23.74
21.27
18.85
16.49
甲苯
30.89
28.54
26.22
23.94
21.69
19.49
17.34
表1-4 苯、甲苯摩尔定比热容
温度℃
0
50
100
150
苯
72.7
89.7
104.8
118.1
甲苯
93.3
113.3
131.0
146.6
表1-5 苯、甲苯汽化潜热
温度℃
20
40
60
80
100
120
苯
431.1
420.0
407.7
394.1
379.3
363.2
甲苯
412.7
402.1
391.0
379.4
367.1
354.2

1.2物料衡算
1.2.1塔物料衡算
（1）苯摩尔质量：
甲苯摩尔质量：=
（2）原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量：

（3）物料衡算
总物料衡算：
即 …………………………………………（1）
易挥发组分物料衡算：
即 …………………………………（2）

塔物料衡算
总物料衡算：D+W=100
苯物料衡算：0.98D+0.02W=0.45100
解得： D= W=
1.2.2平衡线方程拟定
由文献[1]中苯与甲苯汽-液平衡构成可以找出算出。如
表1-6 苯—甲苯（101.3kPa）t-x-y相平衡数据
苯摩尔分数

温度℃
苯摩尔分数

温度℃
液相
气相
液相
气相
0.0
0.0
110.6
0.592
0.789
89.4
0.088
0.212
106.1
0.700
0.853
86.8
0.200
0.370
102.2
0.803
0.914
84.4
0.300
0.500
98.6
0.903
0.957
82.3
0.397
0.618
95.2
0.950
0.979
81.2
0.489
0.710
92.1
1.00
1.00
80.2
===
同理可算出其他

2.35
2.33
2.46
2.56
2.58
2.49
2.61
2.39
2.45
从而推出
因此平衡线方程
由于q=0.96即

取操作回流比。
1.2.4求精馏塔气液相负荷

1.2.5操作线方程
精馏段操作线方程为：

提馏段操作线方程为：
1.2.6用逐板法算理论板数

同理可算出如下值：

因此总理论板数为13块（涉及再沸器），第7块板上进料。
1.2.7实际板数求取
由苯与甲苯不同温度下平衡构成作出其二元液相图。由图可知相应温度为塔底温度，查得为℃。
由它们安托因方程[2]

假设一种泡点t,代入上式检查，可知只有℃时，算出，因此塔顶温度为℃。这样，平均塔温为℃℃。由经验式[3]
式中，μ—相对挥发度；
—加料液体平均粘度；
及μ为塔顶及塔底平均温度时数值。
在℃苯粘度：厘泊。 甲苯粘度：厘泊。
加料液体平均粘度：厘泊
。
精馏段实际板层数
提馏段实际板层数

1.3精馏塔工艺条件及关于物性数据计算
1.3.1进料温度计算
依式=0.49（）
查苯—甲苯气液平衡数据，由内插法求得
： ℃
℃
℃
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
1.3.2 操作压强
塔顶压强 =101.3kPa
取每层塔板压降ΔP=0.7kPa，进料板压强： =101.3+13×0.7=110.4kPa
塔底压强：=101.3+25×0.7=118.8 kPa
精馏段平均操作压力：
提馏段平均操作压力：
1.3.3平均摩尔质量计算
塔顶： XD=Y1=0.98，X1=0.951

进料板：YF=，XF=

塔釜： XW=0.0187，YW=

精馏段平均摩尔质量：

提馏段平均摩尔质量：

1.3.4平均密度计算
(1) 气相平均密度计算
抱负气体状态方程计算，即
精馏段气相密度：
提留段气相密度：
(2) 液相平均密度计算
由式 求相应液相密度。
当时,用内插法求得下列数据

对于进料板：用内插法求得下列数据

对于塔底：

精馏段平均密度：
提馏段平均密度：
1.3.5液体平均表面张力计算
液体表面张力σM
=
由查手册得

由℃ 查手册得

由查手册得

精馏段平均表面张力：
提馏段平均表面张力：
1.3.6液体平均粘度计算
塔顶液相平均黏度计算
由℃ 查表得：

进料板液相平均黏度计算
由℃ 查表得：

同理可得
由℃ 查表得：

同理可得

1.4 精馏塔工艺尺寸计算
1.4.1塔径计算
精馏段气液相体积流率为
精馏段

提馏段

（1）精馏段塔径计算，由
（由式）
由课程手册108页图5-1查图横坐标为

选板间距，取板上液层高度 =0.06m ，
故
觉得横坐标查图5-1得到

取安全系数为，则空塔速度为

塔径
按原则塔径圆整为
（2）提馏段塔径计算
其中查图，图横坐标为

取板间距 板上液层高度
则
查图5-1得到

取安全系数为，则空塔速度为

塔径
按原则塔径圆整为
依照上述精馏段和提馏段塔径计算，可知全塔塔径为
塔截面积为
如下计算将以精馏段为例进行计算：
实际空塔气速为
1.4.2精馏塔有效高度计算
精馏段有效高度为

提馏段有效高度为

在进料板上方开一人孔，其高度为。
故精馏塔有效高度为

1.5 塔板重要工艺尺寸计算
1.5.1溢流装置计算
因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。
各项计算如下：
（1）溢流堰长
取堰长为0.66D，即
（2）溢流堰堰高hw

查1－10[1]图得，取E=1.0，则

取板上清液层高度
故
（3）降液管宽度Wd和降液管面积
由，查图得
故

计算液体在降液管中停留时间

故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度h0
取液体通过降液管底隙流速为0.11m/s依式1－56计算降液管底隙高度h0，即：

故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度
1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置
（1）塔板分块
本设计塔径为，因，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。
（2）边沿区宽度拟定
取 。
（3）开孔区面积计算

其中：

故
（4）浮阀数计算及其排列
预先选用阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，
即
每层塔板上浮阀个数为

浮阀排列，考虑到各分块支承与衔接要占去一某些鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下阀孔气速为

阀孔动能因数为

因此阀孔动能因子变化不大，仍在9~12合理范畴内，故此阀孔实排数合用。

此开孔率在5%~15%范畴内，符合规定。因此这样开孔是合理。
1.7塔板流体力学验算
1.7.1计算气相通过浮阀塔板静压头降
每层塔板静压头降可按式计算。
(1)计算干板静压头降
由式可计算临界阀孔气速，即

，可用算干板静压头降，即

(2)计算塔板上含气液层静压头降
由于所分离苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 因此依式

(3)计算液体表面张力所导致静压头降
由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，因此可忽视不计。这样，气流经一层，浮阀塔板静压头降为

换算成单板压降(设计容许值)
1.7.2降液管中清夜层高度
式
(1)计算气相通过一层塔板静压头降
前已计算
(2)计算溢流堰（外堰）高度
前已计算
(3)液体通过降液管静压头降
因不设进口堰，因此可用式
式中
m
(4)塔板上液面落差
由于浮阀塔板上液面落差很小，因此可忽视。
(5)堰上液流高度
前已求出
这样
为了防止液泛，按式：，取校正系数，选定板间距,

从而可知，符合防止液泛规定。
(6) 液体在降液管内停留时间校核
应保证液体早降液管内停留时间不不大于3~5 s,才干使得液体所夹带气体释出。本设计
>5 s
可见，所夹带气体可以释出。
1.7.3计算雾沫夹带量
（1）雾沫夹带量
判断雾沫夹带量与否在不大于10%合理范畴内，是通过计算泛点率来完毕。泛点率计算时间可用式：
和
塔板上液体流程长度

塔板上液流面积

苯和甲苯混合液可按正常物系解决，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,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为

及
为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%如下。从以上计算成果可知，其泛点率都低于80%，因此雾沫夹带量能满足规定。
（2）严重漏液校核
当阀孔动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，可见不会发生严重漏液。
1.8精馏段塔板负荷性能图
1.8.1雾沫夹带上限线
对于苯—甲苯物系和已设计出塔板构造，雾沫夹带线可依照雾沫夹带量上限值所相应泛点率 (亦为上限值),运用式
和便可作出此线。由于塔径较大，因此取泛点率，依上式有

整顿后得
即 即为负荷性能图中线(1)
此式便为雾沫夹带上限线方程，相应一条直线。因此在操作范畴内任取两个值便可依式算出相应。运用两点拟定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带上限线。
0.001 0.003 0.005 0.007
2.221 2.173 2.125 2.077
1.8.2液泛线
由式，，
联立。即

式中， ，板上液层静压头降
从式知，表达板上液层高度，。因此板上
液体表面张力所导致静压头和液面落差可忽视
液体通过降液管静压头降可用式
则

式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系
式中各参数已知或已计算出，即
；；代入上式。
整顿后便可得与关系，即
此式即为液泛线方程表达式。在操作范畴内任取若干值，依
0.001 0.003 0.005 0.007
3.007 2.83 2.60 2.261
用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中(2)。
1.8.3 液相负荷上限线
为了使降液管中液体所夹带气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应不大于3～5s。因此对液体流量须有一种限制，其最大流量必要保证满足上述条件。
由式可知，液体在降液管内最短停留时间为3～5秒。取为液体在降液管中停留时间下限，所相应则为液体最大流量,即液相负荷上限，于是可得所得到液相上限线是一条与气相负荷性能无关竖直线，即负荷性能图中线(3)。
1.8.4气体负荷下限线（漏液线）
对于F1型重阀，因<5时，会发生严重漏液，故取计算相应气相流量

1.8.5液相负荷下限线
取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关竖直线。
、代入值则可求出为

上式后得
按上式作出液相负荷下限线是一条与气相流量无关竖直线，见图中线(5).
所负荷性能图如下：

1.9小结
1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定气相和液相流量所得到操作点P在适当操作区适中位置，阐明塔板设计合理。
2. 由于液泛线在雾沫夹带线上方，因此塔板气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。
3. 按固定液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限 =1.58 m3/s,气相负荷下限 ≤0.46 m3/s，因此可得

塔板这一操作弹性在合理范畴(3～5)之内，由此也可表白塔板设计是合理。

第二章 热量衡算
2.1有关介质选取
2.1.1加热介质选取
选用饱和水蒸气，温度140℃,工程大气压为3.69。
因素：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不适当太高。
2.1.2冷凝剂
选冷却水，温度20℃，温升15℃。
因素：冷却水以便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选取15℃。
2.2蒸发潜热衡算
表2—1苯—甲苯蒸发潜热与临界温度
物质
沸点0C
蒸发潜热KJ/Kg
临界温度TC/K
苯
80.1
394
288.5
甲苯
110.63
363
318.57

2.2.1 塔顶热量

其中

则： 0C
苯：

蒸发潜热
甲苯：

蒸发潜热

2.2.2 塔底热量

其中

则： 0C
苯：

蒸发潜热
甲苯：

蒸发潜热

2.3焓值衡算
由前面计算过程及成果可知：塔顶温度℃，塔底温度℃，进料温度℃。
℃下： Cp1=99.14/ Cp2=124.36/
/
℃下：/ /

℃下：

(1)0℃时塔顶气体上升焓QV
塔顶以0℃为基准。

(2)回流液焓
注：此为泡点回流，据t-x-y图查得此时构成下泡点tD,用内插法求得回流液构成下tD’，
tD’=80.5℃。得到此温度下：CP1=99.14/ CP2=124.36/

注：回流液构成与塔顶构成相似。

(3)塔顶馏出液焓
因馏出口与回流口构成同样，因此

(4)冷凝器消耗焓
QC=QV-QR-QD
=4623530.45-689985.50-279618.89
=3653925.96KJ/h
(5)进料口焓
℃下：CP1=103.70 CP2=129.71

因此

(6)塔底残液焓

(7)再沸器(全塔范畴内列衡算式)
塔釜热损失为10%，则=0.9
设再沸器损失能量Q损=0.1QB，QB+QF=QC+QW+Q损+QD
加热器实际热负荷
0.9QB=QC+QW+QD-QF
=3653925.96+656335.07+279618.89-921799.72
=3668080.20
QB=3668080.20/0.9=4075644.72KJ/h
项目
进料
冷凝器
塔顶馏出液
塔底残液
再沸器
平均比热

119.59
—
101.16
132.17
—
热量
921799.72
3653925.96
279618.89
656336.07
4075644.72

第三章 辅助设备
3.1冷凝器选型
本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器
因素：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔冷凝器，普通选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节约面积，减少材料费用。
取进口（冷却水）温度为t1=20℃(夏季)
冷却水可来自松花江，冷却水出口温度普通不超过40℃，否则易结垢，取出口温度t2=35℃。
泡点回流温度tD’=80.5℃.tD=81.25℃
被冷凝气体平均温度，冷凝水平均温度。在此前提下，
表3-1 各自相应有关物性数据
项目
种类
Cp(KJ/(kg˙K))
ρ/(kg/m3)
μ/Pa˙s
λ/W˙m-1K-1
混合气体
1.277
2.80
9.07710-6
0.13
冷却后混合液体
1.880
813.2
0.30610-3
0.125
冷凝水
4.176103
996.3
0.845310-3
0.6293
3.1.1计算冷却水流量

3.1.2冷凝器计算与选型
冷凝器选取列管式，逆流方式。

K=550℃)=2302KJ/℃)

按双管程计时，初步选定换热器，其详细参数见表3-2：

壳径/mm

600

管子尺寸

φ25mm2.5mm

公称压力/Mpa

25

管长

3m

公称传热面积/m2

44.9m2

管子总数

198

管程数

2

管子排列方式

正方形斜转45°

壳程数

1

折流挡板形式

圆缺形
3.2冷凝器核算
3.2.1管程对流传热系数α1
该型号换热器总管数为136根，由于双管程，因此管程截面积A1为

这样，管内冷却水实际流速

对流传热系数

对流传热系数

3.2.2计算壳程流体对流传热系数

取换热列管中心距t=32mm。
流体通过管间最大截面积，壳程流通截面积A为

壳程中蒸汽流速

由于流体被冷却，因此取
，
于是壳程流体对流传热系数为

3.2.3污垢热阻
管程与壳程污垢热阻分别取Rsi=0.00017/(m2˙K)/w,Rso=0.00034/(m2˙K)/w

在初选换热器型号时规定传热过程总系数为，通过核算，该型号换热器在规定流动条件所能提供总传热系数为481，故所选换热器是适当。总传热系数裕度为
3.2.4核算传热面积
按核算后所得总传热系数K0值计算，则完毕传热任务所需传热面积为

而该型号换热器实际传热面积A为

从传热面积核算中也可知，所选换热器是可用。换热面积裕度为

3.2.5核算压力降
由于管程和壳程均有压力降规定，因此要对管程和壳程压力进行核算。
(1)计算管程压力降
管程压力降计算通式为

式中，壳程数Ns=1,管程数Np=2。

可知管程流体呈湍流状态。
取管壁粗糙ε=0.1mm,相对粗糙度，查λ-Re关联图可知摩檫因数λ=0.035。因此

于 是
(2)计算壳程压力降
由于壳程流体状况较复杂，因此计算壳程流体压力降表达式诸多，计算成果都差不多。现用埃索法来计算壳程压降。即

式中ΔP1─流体横过管束压力降Pa；
ΔP2─流体通过折流挡板缺口压力降；
Fs─壳程压力降垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体可取1.0；
Ns─壳程数。
而

式中F─管子排列办法对压力降校正系数，对正三角形排列F=0.5,对正方形斜转45°F=0.正方形排列F=0.3;
f0─壳程流体摩檫系数，当Re>500(Re)-0.228;
nc─横过管束中心线管子数，对正方形排列(式中n为换热器总管数)；
NB─折流挡板数；
n─折流挡板间距，m;
u0─按壳程流通截面积A0计算流速，而A0=h(D-nCd0);
D─壳径，m;
d0─换热管外径，m。
本题中，管子排列方式对压力影响校正因数Fs=1.15,壳层数Ns=1。管子为正方形斜转45°排列，管子排列办法对压力降校正系数F=0.4.
横过管束中心线管子数
取折流挡板数
壳程流通截面
由于蒸汽冷凝后变成液体，因此这时涉及到有关物性数据得带入液态时数据。

于是 Pa
Pa
因此
通过以上压力降核算可知管程和壳程压力降都不大于所规定30kPa,因此所选冷凝器是适当。

第四章 塔附件设计
4.1接管
4.1.1进料管
进料管构造类型诸多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：
取，

4.1.2回流管
采用直管回流管，取。
，

4.1.3塔底出料管
取，直管出料

4.1.4塔顶蒸气出料管
直管出气，取出口气速。

4.1.5塔底进气管
采用直管取气速，则

4.2筒体与封头
4.2.1筒体

壁厚选6mm，所用材质为A3
4.2.2封头
封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本样封设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1400mm，可查得曲面高,直边高度，内表面积，容积。选用封头，JB1154-73。
4.3除沫器
在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴状况下，设立除沫器，以减少液体夹带损失，保证气体纯度，保证后续设备正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具备比表面积大、质量轻、空隙大及使用以便等长处。
设计气速选用：

除沫器直径
选用不锈钢除沫器 类型：原则型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）；丝网尺寸：圆丝φ0.23。
4.4裙座
塔底惯用裙座支撑，裙座构造性能好，连接处产生局部阻力小，因此它是塔设备重要支座形式，为了制作以便，普通采用圆筒形。由于裙座内径,故裙座壁厚取16mm。
基本环内径：

基本环外径：

经圆整后裙座取，；基本环厚度考虑到腐蚀余量去1.2m；考虑到再沸器，裙座高度取2.2m，地脚螺栓直径取M22。
4.5人孔
人孔是安装或检修人员进出塔唯一通道，人孔设立应便于人进出任何一层塔板。由于设立人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体弯曲度难以达到规定，普通每隔10~20块板才设一种孔，本塔中共25块板，需设立2个人孔，每个人孔直径为450mm，板间距为600mm,裙座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔进一步塔内部应与塔内壁修平，其边沿需倒棱和磨圆，人孔法兰密封面形状及垫片用材，普通与塔接管法兰相似，本设计也是如此。
4.6塔总体高度设计
4.6.1塔顶部空间高度
塔顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头直线距离，取除沫器到第一块板距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。
4.6.2塔底部空间高度
塔底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线距离，釜液停留时间取5min。

=
4.6.3塔立体高度

设计成果汇总

浮阀塔工艺设计计算成果汇总表
项目内容
数值或阐明
备注
塔径 D/m
1.40

板间距HT/m
0.45

塔板形式
单溢流弓形降液管
分块式塔板
空塔气速U/(m/s)
0.840

堰长(lw)
0.792

板上液层高度hW/m
0.06

降液管底隙高度h0/m
0.03

浮阀数N/个
129
等腰三角形叉排
阀孔气速U0/(m/s)
6.16

临界阀孔气速U0c(m/s)
5.97

阀孔动能因数F0
10.30

孔心距t/m
0.075
同一横排孔心距
排间距h/m
0.065
相邻两横排中心线距离
单板压降ΔP/Pa
504

液体在降液管内停留时间τ/s
15.4

降液管内清液层高度