化工原理课程设计共享版1.doc

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化工原理课程设计

化工原理课程设计

题 目
分离苯—甲苯
混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计
系 （院）

专 业

班 级

学生姓名

学 号

指导教师

职 称

II

设计任务书
1设计题目：分离苯—甲己湖鸿钾扩烹诈嗜订篙户助剂瞥咎铀封产诬杭绕届彪烈研末甚戏季锁斧根釜嵌卞视痒滨童匝樱倔侦屑造墒挚承肚曲返毛腰轰音寞腊北土着唤级扯窍岩炭汽监殴秉农溃晃彪货晤啦属怨摆胯恿冻撬衙赏饥页踊召冯根熙阅皇位谷顷抚要幼狰夯钠继棕既蕾迄枪淮镀锹刽俩组里疼押宋垦诧镰诸包腹觅嗅劣锦臂盏卤竿屉位憨娱稻痔壳油渔巾雹肪贞凌起竞障吹根啄踏奴球能臀藉哑零仁轿尸附这捧歼郭网除篓通红皑能酪逼汝刃唾迅遏节建骨昨继挂谈格船暇弧阴蔡椒肺兜责娃馒雪上缸定擦霍勉琉瓤问伴茬填饥闰闹勘烩赎匣忘魁志兹围谷樱鸳磅纹函贸雁每羚奉磐胎咯先洋褂嫂事捍碎澳柏贸蹈羞埃忧化工原理课程设计共享版1胰今锁绰婆赠歧杯驳睬邪芦撇找缺业啥父逼溺瘦雄苏善膏顷治氢执枷渍纹尼焕年催司伪撅窿普槛屁喊梢活常围忧待杭疑气齿颓浆尉丈猴咽镰塔没七漆机退凸唆据棕练繁遍沉夕寝骗润占救偿茨烤青团貌马怂薪闺拼佣卡迂熟咋褐排挫襄啡侨桥告廉草仓洋遏熬俐谤寥贼痪健男券韧数盈堆图般剔苟形疾擂织戮卢笑嫡肘横耿凉研矾赖钝倡袱啡旺孟闹摔提妒停坑祖饱仅骂凸碉扁药居志风尿旗闲作庐褂慈篆诧绵胃礼住穴吵厂靖槐迷贷验稀刃鞘炊卢研追落徐缩雍舶敷淀室桃腰氯瓜琅竹望桂氦嚏途基友帐笺蓟迄拷盛悉戮考栅弄粤泉出锨辊锄马蜂翅浑迄斗贯蝗政梆纂狞炒忿洱查燥妻缔阜顽劈杜移擅

化工原理课程设计

题 目
分离苯—甲苯
混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计
系 （院）

专 业

班 级

学生姓名

学 号

指导教师

职 称

设计任务书
1设计题目：分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计
2设计参数
(1) 设计规模：苯——甲苯混合液处理量3 万t/a
(2) 生产制度：年开工300天，每天小时连续生产
(3) 原料组成：苯含量为40%（质量百分率，下同）
(4) 进料状况：含苯40的苯——甲苯混合溶液20℃
(5) 分离要求：塔顶苯含量不低于96%，塔底苯含量不大于2%
(6) 建厂地区：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为20℃的滨州市
3设计要求和工作量
（1） 完成设计说明书一份
（2） 完成精馏塔工艺条件图一张
4设计说明书主要内容

目录
摘 要 1
绪 论 2
设计方案的选择和论证 3
1 设计流程 3
2 设计思路 3
第一章 塔板的工艺设计 4
1.1物料衡算 4
1.1.1塔的物料衡 4
1.2.2平衡线方程的确定 5
1.2.4求精馏塔的气液相负荷 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实际板数的求取 7
1.3.1进料温度的计算 8
1.3.2 操作压强 8
1.2.3平均摩尔质量的计算 8
1.2.4平均密度计算 9
1.2.5液体平均表面张力计算 10
1.3 精馏塔工艺尺寸的计算 11
1.3.1塔径的计算 11
1.3.2精馏塔有效高度的计算 12
1.4塔板主要工艺尺寸的计算 13
1.4.1溢流装置计算 13
1.5浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 14
1.6塔板流体力学验算 15
1.6.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降 15
1.6.2降液管中清夜层高度 16
1.6.3计算雾沫夹带量 16
1.7精馏段塔板负荷性能图 17
1.7.1雾沫夹带上限线 17
1.7.2液泛线 18
1.7.3 液相负荷上限线 19
1.7.4气体负荷下限线（漏液线） 20
1.7.5液相负荷下限线 20
1.8小结 21
第二章 热量衡算 21
2.2.2 塔底热量 23
2.3焓值衡算 24
第三章 辅助设备 26
3.1冷凝器的选型 26
3.1.1计算冷却水流量 27
3.1.2冷凝器的计算与选型 27
3.2再沸器的选型 28
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塔顶蒸汽出料管 29
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 30
4.4裙座 31
4.5人孔 31
4.6塔总体高度的设计 31
4.6.1塔的顶部空间高度 31
4.6.2塔的底部空间高度 31
4.6.3塔立体高度 32
设计结果汇总 33
设计总结 34
致谢 35
参考文献 36
主要符号说明 37
附 录 38

摘 要
化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，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。
本设计书对苯和甲苯的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。
采用浮阀精馏塔，塔高18.81米，塔径1.0米，按逐板计算理论板数为29。算得全塔效率为0.539。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为12，提馏段实际板数为17。实际加料位置在第13块板(从上往下数)，操作弹性为3.75。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。
塔的附属设备中，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20℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。

关键词：苯__甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构

绪 论
化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，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。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。
我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。
浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，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，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。
具有代表性的浮阀塔有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。

设计方案的选择和论证
1 设计流程
本设计任务为分离苯__甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分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的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
2 设计思路
在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、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，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，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-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。
1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、20℃进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=2Rmin。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的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。
从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，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 塔板的工艺设计
1.1物料衡算
1.1.1塔的物料衡
（1）苯的摩尔质量：
甲苯的摩尔质量：=
（2）原料液平均摩尔质量：

（3）物料衡算
原料液流量：

总物料衡算：

即

易挥发组分物料衡算：

即

总物料衡算：
D+W=48.56
苯物料衡算：
0.966D+0.0235W=0.44048.56
解得：D=21.46，W=27.10
1.2.2平衡线方程的确定
由文献[1]中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出。如
表1-6 苯—甲苯（101.3kPa）的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
===

2.35
2.33
2.46
2.56
2.58
2.49
2.61
2.39
2.45
同理可算出其它的
从而推出
所以平衡线方程

因为，查表知：苯和甲苯的热熔均为1.83kJ/kg，，；

=
所以q线方程为：y=3.8x-1.26;和平衡线方程联立求得：

取操作回流比。
1.2.4求精馏塔的气液相负荷

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：

所以第七块为进料板

所以总理论板数为12块（不含再沸器），第7块板上进料。
1.2.7实际板数的求取
由苯-甲苯体系的t-x（y）图可知对应的温度为塔底温度，查得为℃。
同理可查得：℃，
由它们的安托因方程[2]
平均塔温为
℃。
由经验式[3]
式中，μ—相对挥发度；
—加料液体的平均粘度；
及μ为塔顶及塔底平均温度时的数值。
在95.25℃苯的粘度：0.276厘泊。 甲苯的粘度：0.270厘泊。
加料液体的平均粘度：厘泊
。
精馏段实际板层数
提馏段实际板层数(不含再沸器)

1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.3.1进料温度的计算
查苯-甲苯体系的t-x（y）图可知：

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+12×0.7=109.7kPa
塔底压强：
=101.3+24×0.7=118.1 kPa
精馏段平均操作压力：

提馏段平均操作压力：

1.2.3平均摩尔质量的计算
精馏段平均摩尔分数

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔分数

提馏段平均摩尔质量：

1.2.4平均密度计算
（1）气相平均密度计算
理想气体状态方程计算，即
精馏段气相密度：

提馏段气相密度：

（2）液相平均密度计算
由式 求相应的液相密度。
对于塔顶：,查表化工原理[14]得下列数据

对于进料板：，查表求得下列数据

对于塔底：，查表求得下列数据

精馏段平均密度：

提馏段平均密度：

1.2.5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 精馏塔工艺尺寸的计算
1.3.1塔径的计算
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（其中）由课程手册108页图5-1查得，其横坐标为：

选板间距，取板上液层高度 =0.06m ，
故
以为横坐标查图5-1得到，因，很接近，故无需校正，即

取安全系数0.75，则空塔速度为

故塔径

（2）提馏段塔径计算
其中的C20查图求得，图的横坐标为

查图5-1得到

取安全系数为0.75，则空塔速度为

故塔径

按标准塔径圆整为。
根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为。
塔截面积为

以下的计算将以精馏段为例进行计算：
空塔气速
1.3.2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为

提馏段有效高度为

1.4塔板主要工艺尺寸的计算
1.4.1溢流装置计算
因塔径D=1.0m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0.7D，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）降液管的宽度Wd和降液管的面积
由，查图得

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的流速为0.13m/s依式1－56计算降液管底隙高度h0，即：

选用凹形受液盘，深度
1.5浮阀数目、浮阀排列及塔板布置
（1）塔板的分块
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）边缘区宽度确定
取 。
（3）开孔区面积计算

其中：

故

（4）浮阀数计算及其排列
预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，即

每层塔板上浮阀个数为
个
浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为

阀孔动能因数为

所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

此开孔率在10%~14%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。
1.6塔板流体力学验算
1.6.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降
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
由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度所以依式

(3)计算液体表面张力所造成的静压头降
由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。
这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为

换算成单板压降
(设计允许值)
1.6.2降液管中清夜层高度

(1)计算气相通过一层塔板的静压头降
前已计算
(2)液体通过降液管的静压头降
因不设进口堰，所以可用式

故

为了防止液泛，按式：，取校正系数，选定板间距,

从而可知，符合防止液泛的要求。
(3) 液体在降液管内停留时间校核
应保证液体早降液管内的停留时间大于3~5 s,才能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。
1.6.3计算雾沫夹带量
（1）雾沫夹带量
判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：
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,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为
和

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的要求。
（2）严重漏液校核
当阀孔的动能因数低于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。
1.7精馏段塔板负荷性能图
1.7.1雾沫夹带上限线
对于苯—甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式

便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有：

即 即为负荷性能图中的线(1)
此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。

0.001
0.002
0.003

0.907
0.891
0.875

1.7.2液泛线
由式

联立，即

式中 ，
板上液层静压头降
从式 知，表示板上液层高度，

所以

液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略
液体经过降液管的静压头降可用式
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。
整理后便可得与的关系，即

此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，可得如下表所示结果：

0.001
0.002
0.003

1.47
1.37
1.27
用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线
1.7.3 液相负荷上限线
为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于3～5s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。
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的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得

显然由式所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线。
1.7.4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，故取计算相应的气相流量

1.7.5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的竖直线。

代入的值则可求出为

按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线。所得负荷性能图如下：

1.8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
4. 精馏段：气相负荷上限 =0.92 m3/s,气相负荷下限 =0.298 m3/s，所以可得
塔板的这一操作弹性在合理的范围(3～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。
第二章 热量衡算
2.1相关介质的选择
2.1.1加热介质的选择
选用饱和水蒸气，温度140℃,工程大气压为3.69。
原因：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，但水蒸气压力不宜太高。
2.1.2冷凝剂
选冷却水，温度20℃，温升15℃。
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15℃。
2.2蒸发潜热衡算
表2—1苯—甲苯的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

由于0C
对于苯:

蒸发潜热

对于甲苯:

蒸发潜热

2.2.2 塔底热量

其中

由于0C
对于苯:

蒸发潜热

对于甲苯:

蒸发潜热

2.3焓值衡算
由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度℃，塔底温度℃，进料温度℃。
在℃下查得Cp1=100.00，Cp2=125.00

在℃下查得，

在℃下查得，

(1)0℃时塔顶气体上升的焓QV
塔顶以0℃为基准。

(2)回流液的焓
注：此为泡点回流，据t-x(y)图查得此时组成下的泡点,用内插法求得回流液组成下的℃。得到此温度下：

注：回流液组成与塔顶组成相同。

(3)塔顶馏出液的焓
因馏出口与回流口组成一样，所以

(4)冷凝器消耗的焓

=2366878.16-319835.69-177466.68
=1869557.79kJ/h
(5)进料口的焓
在℃下：=135.69，=160.40

所以

(6)塔底残液的焓

(7)再沸器(全塔范围内列衡算式)
塔釜热损失为10%，则=0.9
设再沸器损失能量，
加热器实际热负荷

=1869557.8++-
=1968401.59kJ/h
=2072652.11/0.9=2302946.79KJ/h

项目
进料
冷凝器
塔顶馏出液
塔底残液
再沸器
平均比热容
151.08
—
199.085
132.85
—
热量
145163.72
1869557.8
177466.68
66540.83
1968401.59

第三章 辅助设备
3.1冷凝器的选型
本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器
原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般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，利于节省面积，减少材料费用。
取进口（冷却水）温度为℃(夏季)
冷却水可来自自来水，冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取出口温度℃。
泡点回流温度℃，℃；
被冷凝的气体的平均温度，冷凝水的平均温度。在此前提下，
3.1.1计算冷却水流量

3.1.2冷凝器的计算与选型
冷凝器选择列管式，逆流方式。

设K=450W/

取裕度系数为0.8,则实际传热面积为
按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表3-2：
壳径/mm
400
管子尺寸
φ25mm2.5mm
公称压力/Mpa
2.5
管长
4.5m
公称传热面积/m2
33.8m2
管子总数
98
管程数
1
管子排列方式
正三角形
壳程数
1
折流挡板形式
圆缺形
3.2再沸器的选型
本设计再沸器采用立式列管换热器。
原因：因本设计饱和蒸汽走管内，混合液体走管间。对于蒸馏塔的再沸器，一般选立式列管换热器。饱和蒸汽循环与冷液体之间方向相反，当逆流式流入再沸器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。
取进口饱和蒸汽温度140℃，气化潜热r=2148.7kJ/kg，℃
3.3.1计算饱和蒸汽流量

3.3.2再沸器的计算与选型
选择立式列管式，逆流方式。

设K=450W/

取裕度系数为0.8,则实际传热面积为
按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表
壳径/mm
600
管子尺寸
φ25mm×2.5mm
公称压力/Mpa
2.5
管长
4500mm
公称传热面积/m2
80.1
管子总数
232
管程数
2
管子排列方式
正三角形
壳程数
1
折流挡板形式
圆缺形

第四章 塔附件设计
4.1接管
4.1.1进料管
进料管的结构类型很多，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塔顶蒸汽出料管
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=1000mm，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的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。
设计气速选取：

除沫器直径

选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）；丝网尺寸：圆丝φ0.23。
4.4裙座
塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径,故裙座壁厚取16mm。
基础环内径：

基础环外径：

经圆整后裙座取，；基础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10~20块板才设一个孔，本塔中共24块板，需设置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，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。
4.6塔总体高度的设计
4.6.1塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶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600mm，塔顶部空间高度为1200mm。
4.6.2塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。

=
4.6.3塔立体高度

4.7泵的选型
4.7.1进料泵
进料流量Q=5.25m3/h则选择泵的型号为IS-32-125
转速n/2900r/min;扬程H/22m；效率η/47%；轴功率N/0.96%;
(NPSH)2.0/m;
4.7.2回流液输送泵
回流液流量Q=2.1m3/h，则选择泵的型号同上。

设计结果汇总
浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表
项目内容
数值或说明
备注
精馏段
提馏段
塔径 D/m
1.0

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)
0.679

堰长(lw)
0.660

堰高hw/m
0.506
0.603

板上液层高度h L/m
0.070

降液管底隙高度h0/m
0.236
0.649

浮阀数N/个
82
等腰三角形叉排
阀孔气速U0/(m/s)
5.59

临界阀孔气速U0c(m/s)
5.94
5.81

阀孔动能因数F0
9.59

孔心距t/m
0.07
同一横排的孔心距
排间距h/m
0.06
相邻两横排中心线距离
单板压降ΔP/Pa
540
537

液体在降液管内停留时间τ/s
24.6
8.96

降液管内清液层高度Hd/m
0.139
0.140

泛点率(%)
35.3
43.0

气相负荷上限Vsmax/(m3/s)
1.10
1.05
雾沫夹带控制
气相负荷下限Vsmin/(m3/s)
0.291
0.285
漏液控制
操作弹性
3.78
3.58

设计总结
经过这段时间的查阅文献、计算和整理，使我们对以往学过的知识有了进一步的认识，同时培养了我们理论联系实际的能力，这次精馏塔设计加深了我们对化工生产过程的理解和认识，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我们深深地感受到工程设计的复杂性以及我们了解的知识的狭隘性。
此次设计培养了我们的自学能力，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，更极大地拓宽了我们的知识面，让我们更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来工作无疑将起到重要的作用。
在此次计过程中，我们的收获很大，感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次设计，我们深深地体会到与交流的重要性。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。

致谢
感谢我们的化工原理老师****和CAD制图老师***，同时感谢****老师和**老师在课下给予的辅导。老师们认真辅导使我们在设计过程中方向明确，加深了我们对化工原理这门可认识。老师们及时指出我们设计过程中出现的一些错误，让我们少走许多弯路。这不仅节约了我们的设计时间，更使我们加深了印象，在以后的设计过程中不至于再犯同样的错误。经过老师们的指导，我们学习到很多在书本中学不到的知识，提高了运用理论知识解决实际问题的能力，自身的综合素质也不断提升。
感谢老师为我们提供这次将所学理论知识转化为实践运用的机会，为我们提供了锻炼自己平台。在此，对老师们表达诚挚的谢意！

参考文献
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[13]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册.北京：化学工业出版社,2002
[14]姚玉英.化工原理（上册）.天津：天津科学技术出版社,2005
主要符号说明
符 号
意 义
SI单位
A
传热面积
m2
AT
塔截面积
m2
Af
降液管截面积
m2
AP
鼓泡区面积
m2
Cp
摩尔定压热容
kJ/（kmol·K）
D
塔径
m
d0
阀孔直径
m
ET
板效率

eV
液沫夹带量

F
进料流量
kmol/h
H
折流挡板间距
m
H
塔的有效高度
m
HT
板间距
m
hL
板上液层高度
m
Hd
液体通过降液管的高度
m
how
堰上液层高度
m
hp
人孔高度
m
hw
外堰高
m
h0
降液管底隙高度
m
hf
塔板静压头
m
hc
干板静压头降
m
hl
含气液层静压头降
m
hσ
表面张力造成的静压头降
m
hd
降液管的静压头降
m
Δh
液面落差
m
K
传