分离二硫化碳-四氯化碳筛板式精馏塔的设计.docx

河西学院化学化工学院课程设计

河 西 学 院
Hexi University

化工原理课程设计

题 目: 二硫化碳—四氯化碳混合液筛板(浮阀)精馏塔设计
学 院: 化学化工学院
专 业: 化学工程与工艺
学 号: 2014210041
姓 名: 周建武
指导教师: 王兴鹏

2016年11月26日

I

化工原理课程设计任务书
一、设计题目
二硫化碳—四氯化碳混合液筛板(浮阀)精馏塔设计
二、设计任务及操作条件
1.设计任务
生产能力（进料量） 90000 吨/年
操作周期 7200 小时/年
进料组成 40% （二硫化碳质量分率）
进料温度 20℃
塔顶产品组成 ≥98.5% （二硫化碳质量分率）
塔底产品组成 ≥98% （四氯化碳质量分率）
2.操作条件
操作压力 塔顶4 kpa（表压）
单板压降 ≦0.7kPa
冷却水温度 20℃
饱和水蒸汽压力 0.25Mpa(表压)
3.设备型式 筛板(浮阀)塔
4.厂址 珠海（压力：1atm ）
三、设计内容
1.设计方案的选择及流程说明
2.塔的工艺计算
3.主要设备工艺尺寸设计
（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定
（2）塔板的流体力学校核
（3）塔板的负荷性能图
（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定
4.辅助设备选型与计算
5.设计结果汇总
6.工艺流程图及精馏工艺条件图
7.设计评述

目 录
1概述 1
2设计方案简介 2
2.1流程的设计及说明 2
2.2已知参数 2
2.3选塔依据 3
3设计计算 4
3.1精馏流程的确定 4
3.2精馏塔的物料衡算 4
3.3塔板数的确定 5
3.3.1理论板的求法 5
3.3.2 全塔效率的求取 7
3.3.3 实际板数求取 7
4塔工艺条件及物性数据计算 8
4.1塔工艺条件及物性数据计算 8
4.1.1 操作压强的计算Pm 8
4.1.2操作温度的计算 8
4.1.3平均摩尔质量计算 8
4.1.4平均密度计算 9
4.1.5液体平均表面张力计算 10
4.1.6液相平均年黏度的计算 11
4.2精馏塔的气、液相负荷 11
4.3塔板主要工艺尺寸的计算 12
4.3.1塔径D 12
4.3.2精馏塔有效高度的计算 14
4.3.3溢流装置 14
4.3.4 塔板布置 16
4.3.5 筛孔计算及其排列 16
4.4 筛板的流体力学验算 17
4.4.1 塔板压降 17
4.4.2 液面落差 19
4.4.3 液沫夹带 19
4.4.4 漏液 19
4.4.5液泛 20
4.5 塔板负荷性能图 20
4.5.1精馏段 20
4.5.2提馏段 24
4.6精馏塔的工艺设计计算结果总表 28
5 精馏塔的的附属设备及接管尺寸 29
5.1接头管设计 29
5.2回流管管径 30
5.3塔底进气管 30
5.4加料管管径 30
5.5料液排出管管径 30
5.6 总高度计算 31
5.7热量衡算 32
5.7.1加热介质的选择 32
5.7.2冷凝剂的选择 32
5.7.3热量衡算 32
5.7.4冷凝器的选择 34
5.7.5再沸器的选择 34
5.7.6泵的选择 35
符号说明 36
参考文献 38
设计评述 38
致 谢 39

III

二硫化碳-四氯化碳精馏分离板式塔设计
周建武
摘要：本设计中采用筛板塔分离二硫化碳-四氯化碳，通过图解法计算得出理论板数为12块，回流比为2.66，算出塔板效率为0.526，实际板数为24块，进料位置为第17块板，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.6米，总高度为15.55米，每层筛孔数目为5130。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。绘制物料流程图和主体设备条件图。
关键词：，二硫化碳，四氯化碳，精馏，筛板塔
1概述
蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。
板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。筛板塔板简称筛板，结构持点为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(孔径为3—8mm)和大孔径筛板(孔径为10—25mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。
在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。
应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降．故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。
2设计方案简介
2.1流程的设计及说明
图1 板式精馏塔的工艺流程简图
工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。
2.2已知参数
主要基础数据:
表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质
项目
分子量M
沸点（℃）
密度
二硫化碳
四氯化碳
76
154
46.5
76.8
1.260
1.595
表2 液体的表面张力 (单位:mN/m)
温度℃
46.72
55.3
74.8
二硫化碳
28.35
27.4
24.28
四氯化碳
22.57
21.8
19.33
表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据
温度t
℃
液相中二硫化碳的摩尔分率x
气相中二硫化碳的摩尔分率y
76.8
0.00
0.00
74.9
0.0296
0.0823
73.1
0.0615
0.1555
70.3
0.1106
0.266
68.6
0.1435
0.3325
63.8
0.258
0.495
59.3
0.3908
0.634
55.3
0.5318
0.747
52.3
0.663
0.829
50.4
0.7574
0.879
48.5
0.8604
0.932
46.5
1
1
2.3选塔依据
工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。对于一个具体的分离过程，通常按以下五项标准进行综合评价：
（1） 通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高；
（2） 塔板效率高；
（3） 塔板压降低；
（4） 操作弹性大；
（5） 结构简单，制造成本低。
而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：
（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉。
（2）气体压降小、板上液面落差也较小。
（3）塔板效率较高， 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔。
因此对于苯和甲苯物系，有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜。
3设计计算
3.1精馏流程的确定
二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。
3.2精馏塔的物料衡算
（1）原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数
二硫化碳的摩尔质量 MA=76 kg/kmol
四氯化碳的摩尔质量 MB=154 kg/kmol

（2）原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量

（3）物料衡算
总物料衡算
F=D+W
易挥发组分物料衡算
0.9925D×0.03971W=0.5746F
联立以上三式可得：
F=114.53kmol/h
D=63.09 kmol/h
W=51.44 kmol/h
3.3塔板数的确定
3.3.1理论板的求法
用图解法求理论板
根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x图,见图2所示
图2 图解法求理论板层数
（1）最小回流比及操作回流比R
已知数据如下：操作条件下二硫化碳的汽化热为360.3KJ/Kg，四氯化碳的汽化热为30.5 KJ/Kg。
原料液的汽化热： =0.5746×360.376+（1-0.5746）30.5154=17723.8 kJ/kmol
由汽液平衡相图查的进料组成=0.5746时溶液的泡点为62.7°C。
所以平均温度==41.35°C
由附录查的在41.35°C下的二硫化碳-四氯化碳的比热容为0.9275 kJ/（kmol°C）
所以 q= = =1.24
= =5.17
在从点e作斜率为5.17的直线，即得q线。q线与精馏段操作线交于点d。
由图可知 =0.66， =0.78
即可求得 ⇒
操作回流比一般为最小回流比的1.5倍，即R=1.5=2.66
L=RD=2.6663.09=167.82 kmol/h
所以
精馏段方程：
提馏段方程：
（2）根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡组成与温度的关系数据表，用内插法求全塔温度：
塔顶温度：
进料温度：
塔釜温度：
在上图中作图解得
层（不包括塔釜），其中精馏段为8层，提馏段为4层.且第9层为进料板位置。
3.3.2 全塔效率的求取
（《化工原理课程设计》33页式（3-34））
—全塔总效率；
—塔底塔顶平均温度下的相对挥发度；
—液体平均粘度；
由相平衡关系式及点（0.66，0.78）得=1.83
（2）液体平均粘度的计算
液相平均粘度依下式计算，即；
塔顶液相平均粘度的计算，由查得：
； ；
；
进料板液相平均粘度的计算：由利用内插法求得：
； ；
；
塔釜液相平均粘度的计算： 由利用内插法求得：
；

液体的平均黏度；

3.3.3 实际板数求取
精馏段:（取整为16）
提馏段: （取整为8 ）
总实际板层数：N=24
4塔工艺条件及物性数据计算
4.1塔工艺条件及物性数据计算
4.1.1 操作压强的计算Pm
塔顶压强 =4+101.3=105.3kPa
取每层塔板压降△P=0.7kPa 则：
进料板压强：=105.3+160.7=116.5kPa
塔釜压强： =105.3+240.7=122.1kPa
精馏段平均压力
精馏段平均压力
4.1.2操作温度的计算
近似取塔顶温度为46.72℃,进料温度为53.3℃,塔釜温度为74.87℃
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
4.1.3平均摩尔质量计算
塔顶摩尔质量的计算查平衡曲线得：
进料摩尔质量的计算由平衡曲线查得：
塔釜摩尔质量的计算由平衡曲线得：

精馏段平均摩尔质量：

提馏段平均摩尔质量：

4.1.4平均密度计算
气相平均密度计算
由理想气体状态方程式计算，
精馏段的平均气相密度即

提馏段的平均气相密度即

表4 不同温度下CS2-CCl4的密度列表
温度°C
46.72
53.3
74.84
二硫化碳的液体密度Kg/m^3
四氯化碳的液体密度Kg/m^3
1224
1543
1213
1530
1178
1486
（X为摩尔分率）
塔顶部分 依下式：
；其中 ，
即
②进料板处：由加料板液相组成：由得=0.6；

ƒ塔釜处液相组成：由得,

故精馏段平均液相密度：

提馏段的平均液相密度：

4.1.5液体平均表面张力计算
表5 不同温度下CS2-CCl4的表面张力
温度°C
46.72
53.3
74.84
二硫化碳
四氯化碳
28.35
22.57
27.4
21.8
24.28
19.33
液相平均表面张力依计算
塔顶液相平均表面张力的计算

同理 进料板液相平均表面张力

塔底液相平均表面张力

精馏段液相平均表面张力为

提馏段液相平均表面张力为

4.1.6液相平均年黏度的计算
液相平均粘度依计算
表6 不同温度下CS_2-CCl_4的黏度
温度°C
46.72
53.3
74.84
二硫化碳的液体黏度μmPa•s
四氯化碳的液体黏度μmPa•s
0.308
0.684
0.297
0.635
0.263
0.492
塔顶液相平均表面张力的计算

进料板液相平均表面张力的计算

塔釜液相平均表面张力的计算

精馏段液相平均表面粘度为

提馏段液相平均表面粘度为

4.2精馏塔的气、液相负荷
精馏段

提馏段

4.3塔板主要工艺尺寸的计算
4.3.1塔径D
① 精馏段的气、液相体积流率为
选板间距HT=0.45m,取板上液层高度HL=0.05m
HT-hL=0.45-0.05=0. 4
由
式中C由计算，其中的C20由图3查取

图3 史密斯关联图
查取图的横坐标为
查得

取安全系数为0.7，则空塔气速为

故：
按标准塔径圆整后为
塔截面积为
则空塔气速为：
②提馏段的气、液相体积流率为
选板间距HT=0.45m,取板上液层高度HL=0.05m

由
式中C由计算，其中的C20由图3查取
查取图的横坐标为
查得

取安全系数为0.7，则空塔气速为

故：
按标准塔径圆整后为
塔截面积为
则空塔气速为：
将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.6m。
4.3.2精馏塔有效高度的计算
精馏塔有效高度为

提馏段有效高度为

在进料板上方开一人孔，其高为0.8m，一般每6-8层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3-4层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600m。根据此塔人孔设3个。故：精馏塔有效高度

4.3.3溢流装置
采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。
（1）堰长
取
（2）溢流堰高度
由, 查手册知：近似取E为1依下式得堰上液高度： how=

塔板上清液层高度
故
（3）弓形降液管宽度与降液管面积
由图4，

查表，

图4 弓形降液管的参数
故
依式验算液体在降液管中停留时间，即

故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度
取 = 0.1m/s
则
故降液管底隙高度设计合理
所以取
4.3.4 塔板布置
（1）塔板的分块
因，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。
（2）边缘区宽度确定
取
（3）开孔区面积计算

4.3.5 筛孔计算及其排列
本题所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔板直径5。
筛孔板按正三角形排列，取(过小易使气流互相干扰，过大则鼓泡不均匀，其一般在3-5之间)，
筛孔数目n为
个
开孔率为
（在5%-15%范围内）
气体通过阀孔的气速为

4.4 筛板的流体力学验算
4.4.1 塔板压降
（1）干板阻力计算
干板阻力 由式
由 ，查图6，

图5 干筛孔的流量系数
得
故 液柱
液柱
（2）气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力由式 计算，

查图7，

图6 充气系数关联图
得 ，
液柱
液柱
（3）液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力
液柱
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度
液柱
液柱
气体通过每层塔板的压降为 < 0.7kPa(设计允许)< 0.7kPa(设计允许)
4.4.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
4.4.3 液沫夹带
=
=2.5hL=
kg液/kg气<0.1kg液/kg气
故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
4.4.4 漏液
对筛塔板，漏液点气速

=m/s
实际孔速
稳定系数为
故在本设计中无明显漏液。
4.4.5液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从（+）
二硫化碳-四氯化碳物系属一般物系，取=0.5，则
m
而 =++
板上不设进口堰，可有
==m液柱
m液柱
即0.1738<0.225
故在本设计中不会发生液泛现象
4.5 塔板负荷性能图
4.5.1精馏段
(1)漏液线
由 =4.4
=
=
=E
得 =
=
整理得=
在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果列如表6
表6 漏夜线
Ls,m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.01
Vs,m3/s
0.5225
0.5475
0.5745
0.6564
由上表数据即可作出漏液线1。
(2)液沫夹带线
以=0.1kg液/kg气为限，求—关系如下：
由 =
==
=2.5hL=2.5（hw+how)
=0.0552
=
故=0.138+
-=0.32-
=
整理得 =
在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如表7
表7 液沫夹带
Ls,m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.01
Vs,m3/s
3.98
3.82
3.65
3.0671
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
(3)液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度=0.01m作为最小液体负荷标准，由公式得
=
取E=1，则 =
据此可作出与液体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
(4)液相负荷上限线
以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，
==5
故 ==
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。
(5)液泛线
令 =（+）
由 =++；=++；=；=+
联立得 +（--1）=（+1）+++
忽略，将与，与，与的关系式代入上式，整理得 =
=
=
=
=
将有关的数据代入，
得 =0.0224
=0.1665
=152.45
=1.07
故
或
在操作范围内，任取几个值，计算出VS值计算结果如表8
表8 液泛线
Ls,m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.01
Vs,m3/s
7.14
6.81
6.4
4.598
由上表数据即可作出液泛线5
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，见图8

图7 筛板塔的负荷性能图
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制
精馏段操作弹性
4.5.2提馏段
(1)漏液线
由 =4.4
=
=
=E
得 =
=
整理得=
在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果列如表9
表9 漏夜线
Ls,m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.01
Vs,m3/s
0.6401
0.6559
0.6735
0.7288
由上表数据即可作出漏液线1。
(2)液沫夹带线
以=0.1kg液/kg气为限，求—关系如下：
由 =
==
=2.5hL=2.5（hw+how)
=0.0552
=
故=0.138+
-=0.32-
=
整理得 =
在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如表10
表10 液沫夹带线
Ls,m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.01
Vs,m3/s
3.77
3.63
3.46
2.9
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
(3)液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度=0.01m作为最小液体负荷标准，由公式得
=
取E=1，则 =
据此可作出与液体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
(4)液相负荷上限线
以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，
==5
故 ==
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。
(5)液泛线
令 =（+）
由 =++；=++；=；=+
联立得 +（--1）=（+1）+++
忽略，将与，与，与的关系式代入上式，整理得 =
=
=
=
=
将有关的数据代入，
得 =0.029
=0.1665
=152.45
=1.07
故
或
在操作范围内，任取几个值，计算出VS值计算结果如表11
表11 液泛线
Ls,m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.01
Vs,m3/s
5.51
5.24
4.93
3.502
由上表数据即可作出液泛线5
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，见图9

图8 筛板塔的负荷性能图
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制
提馏段操作弹性
4.6精馏塔的工艺设计计算结果总表
表12 精馏塔的工艺设计计算结果
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
各段平均压强

106.55
114.25
各段平均温度

50
64.09
平均流量
气相

1.61
1.74
液相

0.0032
0.0069
实际塔板数
Ｎ
块
16
8
板间距

0.45
0.45
塔的有效高度

6.75
3.15
塔径

1.6
1.6
空塔气速

1.097
1.03
塔板溢流形式

单流型
单流型

溢流装置
溢流管型式

弓形
弓形
堰长

0.96
0.96
堰高

0.0552
0.0552
溢流堰宽度

0.192
0.192
管底与受液盘距离

0.033
0.033
板上清液层高度

0.03572
0.03572
孔径

5.0
5.0
孔间距

24
24
孔数

个
5130
5130
开孔面积

0.0686
0.06121
筛孔气速

15.99
17.39
塔板压降

0.6689
0.68809
液体在降液管中停留时间

15.539
15.539
降液管内清液层高度

0.1738
0.1738

雾沫夹带

0.01086

0.01086
负荷上限

雾沫夹带控制
雾沫夹带控制
负荷下限

漏液控制
漏液控制
气相最大负荷

0.00995
0.00995
气相最小负荷

0.00176
0.00176
操作弹性

6.31
4.52
5 精馏塔的的附属设备及接管尺寸
5.1接头管设计
接管尺寸
接管尺由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表得
塔顶蒸气出口管径取u=15m/s,

根据工艺标准，将其圆整到D=0.40m。选取规格的热轧无缝钢管。
5.2回流管管径
取u=1.4m/s,

根据工艺标准，将其圆整到D=0.06m。，选取规格663.5的热轧无缝钢管。
5.3塔底进气管
塔底进气管 直管进气 u=15m/s,
根据工艺标准，将其圆整到D=0.40m。选取规格3997.5的热轧无缝钢管。
5.4加料管管径

取u=1.5m/s,

根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m，选取规格的热轧无缝钢管。
5.5料液排出管管径

取u=1.5m/s,

根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。选取规格的热轧无缝钢管。
表13 管型选取
管型
进料管
回流管
塔底出料管
塔顶蒸汽出料管
塔底蒸汽进气管
规格

399*7.5
399*7.5
5.6 总高度计算
筒体与封头
（1）筒体
操作压力P=1atm公称直径 dg=1300mm查得筒体壁厚为6mm，所用材质为
（2）封头
封头分为椭圆形封头，蝶形封头几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径Dg=1300mm查得

（3）裙座
塔底常采用裙座支撑，由于裙座内径>800mm,裙座厚取16mm。

（4）人孔
一般隔6-8塔板设一个人孔，取人孔直径为500mm，其伸出塔体的筒体长为220mm，人孔中心距操作平台800-1200mm，设人孔的板间距为800mm，共21块板，可设4个人孔。
（5）塔总体高度的设计
塔的顶部空间
②塔的顶部空间高度是指塔的第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为800mm，塔顶部空间高度为1200mm。
ƒ塔的底部空间

„塔的总体高度

5.7热量衡算
5.7.1加热介质的选择
选用饱和水蒸气，温度140℃，工程大气压力3.69atm
原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸汽冷凝放热值大，而水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜太高。
5.7.2冷凝剂的选择
选冷却水，温度25℃，温升10℃
原因：冷却水方便易得，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，综合考虑选择10℃
5.7.3热量衡算
由汽液平衡数据
时：

时：

时：

当时，

塔顶以0℃为基准，则0℃上升热量

塔顶馏出液热量:

回流液热量：

进料热量 ：

塔底残液热量：

冷凝器消耗的热量:

再沸器提供的热量 （全塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为10%，则塔釜热损失
再沸器实际热负荷

计算得：
5.7.4冷凝器的选择
有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数范围500-1500
本设计取k=1000 =4180J
出料液温度：53.3℃（饱和气）→53.3℃（饱和液），冷却水温度取20℃→35℃，
逆流操作：,

传热面积：根据全塔热量衡算得，
.
取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04A=64.92
表14 换热器列管
公称直径/
管程数
排管数
管程流通面积/
换热面积A/
换热管长度L/
700
4
542
0.0239
190.9
6000
5.7.5再沸器的选择
选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926kJ/()
料液温度53.3℃→74.87℃，水蒸汽温度120℃→120℃，
逆流操作： ,

传热面积：根据全塔热量衡算得，
取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04A=38.94
表15 再沸器
公称直径/
管程数
排管数
管程流通面积/
换热面积A/
换热管长度L/
400
4
146
0.0065
51.4
6000
5.7.6泵的选择
以进料泵为例，由上面设计可知其流速为：
设泵在地面上，忽略其它因素，料液面至加料孔的高度h=0.45(16-2)+0.8+1.6+2=10.3m ,主加料管长20m.90O标准弯头两个，截止阀两个，则有关管件的局部阻力系数分别是：
90O标准弯头： ζ=0.75
截止阀： ζ=6.0
则总的局部阻力系数为：=0.75+62=13.5
由上面设计可知：进料液密度为：,黏度为σLF=25.02mN/m
则：（湍流）
取管壁绝对粗糙度ε=0.3mm，ε/d=0.0041，查莫狄图可得摩擦因数λ=0.031
则：
在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为：

流量
所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的
查泵性能表, 油泵型号为 : 50Y-60B
表16 泵的参数
型号
50Y-60B
流量m3/h
16.0
扬程m
38
功率Kw
机
5.5
轴
2.93
转速
2950
效率
35%
泵壳许用压力Kgf/cm3
16/26
结构
单级
因所选压头大于管路压头，故应采用阀门调节，阀门调节多消耗的压头为：

故多消耗的轴功率为：

符号说明
英文字母

43

Aa---- 塔板的开孔区面积，m2
Af---- 降液管的截面积, m2
Ao---- 筛孔区面积, m2
AT----塔的截面积 m2
△P----气体通过每层筛板的压降
C----负荷因子 无因次
t----筛孔的中心距
C20----表面张力为20mN/m的负荷因子
do----筛孔直径
uo----液体通过降液管底隙的速度
D----塔径 m
Wc----边缘无效区宽度
ev----液沫夹带量 kg液/kg气
Wd----弓形降液管的宽度
ET----总板效率
Ws----破沫区宽度
R----回流比
Rmin----最小回流比
M----平均摩尔质量 kg/kmol
tm----平均温度 ℃
g----重力加速度 9.81m/s2
Z----板式塔的有效高度
Fo----筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)
hl----进口堰与降液管间的水平距离 m
τ----液体在降液管内停留时间
hc----与干板压降相当的液柱高度 m
μ