丙酮-水筛板精馏塔设计.docx

沈阳化工大学化工原理课程设计

化工原理课程设计任务书
专业 班级 设计人
一、设计题目
分离 丙酮—水 混合液（混合气）的 筛板 精馏塔
二、设计数据及条件
生产能力：年处理 丙酮-水 混合液（混合气）： 9.0 万吨（开工率300天/年）；
原 料： 丙酮 含量为 40 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；
分离要求： 塔顶 丙酮 含量不低于（不高于） 97.5 %；
塔底 丙酮 含量不高于（不低于） 2.0 %
建厂地址： 沈阳
三、设计要求
（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：
1、前言；
2、流程的确定和说明（附流程简图）；
3、生产条件的确定和说明；
4、精馏（吸收）塔的设计计算；
5、附属设备的选型和计算；
6、设计结果列表；
7、设计结果的讨论与说明；
8、注明参考和使用的设计资料；
9、结束语。
（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）
（三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图（坐标纸）
四、设计日期： 2013 年 03 月 07 日至 2013 年 04 月 07 日

前 言

前言
化工生产过程中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足存储、运输。加工和使用的要求，时常将这些混合物分离为较纯净的物质。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量驱动下，使气、液两相多次接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，实现原料混合物中各组分分离，该过程是同时进行传热传质过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯—氯苯混合物的精馏塔。
板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。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。而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，浮阀塔的80％左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。
精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
（1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。
（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
（4） 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
（6） 塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
（1） 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
（3） 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
（2） 操作弹性较小(约2～3)。
（3）小孔筛板容易堵塞。
化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。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。
本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。
关键词：板式精馏塔 筛板 计算 校核

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第一章 设计方案的确定
第一章 设计方案的确定
本设计任务为分离苯—氯苯混合液。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
1.1操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。
1.2进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。
1.3加热方式
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。
1.4冷却剂与出口温度
冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。
1.5流程示意图

图1.5

第二章 设计计算
第二章 设计计算
2.1精馏塔的物料衡算
2.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率
丙酮的摩尔质量 =58kg/kmol；
水的摩尔质量 18kg/kmol
则(摩尔分率，下同)

2.1.2原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量

2.1.3物料衡算原料处理
每秒的流量
原料处理量
总物料衡算 D+W=F，即D+W=0.14
丙酮物料衡算 ，即D×0.924+W×0.00629=0.140.171
联立解得 D=0.0251(kmol/s)，W=0.115(kmol/s)
2.2塔板数的确定
2.2.1操作温度计算及理论板层数的求取
采用图解法求理论板层数。
2.2.1.1有手册查的丙酮—水物系的气液平衡数据：
塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。
表一 丙酮—水的物性数据
气液平衡关系表
温度t/℃
丙酮摩尔分数
温度t/℃
丙酮摩尔分数
液相x/%
气相y/%
液相x/%
气相y/%
100
0
0
60.4
0.40
0.839
92.7
0.01
0.253
60.0
0.50
0.849
86.5
0.02
0.425
59.7
0.60
0.859
75.8
0.05
0.624
59.0
0.70
0.874
66.5
0.10
0.755
58.2
0.80
0.898
63.4
0.15
0.798
57.5
0.90
0.935
62.1
0.20
0.815
57.0
0.95
0.963
61.0
0.30
0.830
56.13
1.0
1.0

1 丙酮—水混合液的温度组成图
据此图可以确定进料板，塔顶，塔底的温度及液相组成
tF=62.8℃ yF=0.808
tD=57.15℃ yD=0.948
tW=96.4℃ yW=0.130
精馏段平均温度为t1=
提馏段平均温度为t2=

2 丙酮—水混合液的x-y图
2.2.1.2求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。在气液平衡组成图中过点D做气液平衡线的切线，交Y轴于点C，yc=0.65;
=
故最小回流比为= 0.62
取操作回流比为
2.2.1.3求精馏塔的气，液相负荷
1精馏段
摩尔流量

质量流量

2提馏段
摩尔流量

2.2.1.4求操作线方程
精馏段操作线方程为

提馏段操作线方程为

2.2.1.5图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，作图所示

图2.2.1.5 图解法求解理论板层图
求解结果为：精馏段 3块 提馏段3块
总理论板层数，进料板位置为
2.2.2实际板层数的求取
2.2.2.1全塔效率
选用公式计算。式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。
精馏段平均温度为,在此平均温度下查化工原理附录得：，，。

提馏段平均温度为,在此平均温度下查化工原理附录得：，，

2.2.2.2实际塔板数
精馏段实际板层数
提馏段实际板层数
实际塔板数为19块，第9块板作为进料板
2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质和流体的力学性质有关，反映了实际塔板上传质过程进行的程度。
2.3.1操作压力计算
取每层塔板压降=0.7kPa，且塔顶操作表压为4kPa计算。
则 塔顶操作压力为
进料板压力为
塔底操作压力为
精馏段平均压力为
提馏段平均压力为
2.3.2 平均摩尔质量计算
1 精馏段 已知精馏段平均温度为
液相组成 X1=
气相组成 y1=
ML1=
MV1
2 提馏段 已知提馏段平均温度为
液相组成 X2=
气相组成 y2=
ML2=
Mv2=
2.3.3平均密度计算
混合液密度计算（a为质量分数，M为平均相对分子质量）
混合气密度计算
MVF=
MVD=
MVW=
2.3.3.1气相平均密度计算
tF=62.8℃ VF=
tD=57.15℃ VD=
tW=96.4℃ VW=
精馏段
提馏段
2.3.3.2液相平均密度计算
表二 组分的液相密度（kg/m3）
温度，（℃）
50
60
70
80
90
100

丙酮
758.56
737.4
718.68
700.67
685.36
669.92
水
998.1
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4

用试差法计算纯物质密度
塔顶液相平均密度的计算
塔顶温度℃

进料板液相平均密度的计算
进料板温度

塔底液相平均密度的计算
塔底温度℃

精馏段液相平均密度为
提馏段液相平均密度为
2.3.4液相平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
表三 组分的表面张力（mN/m）

温度t/℃
50
60
70
80
90
100

丙酮
19.5
18.8
17.7
16.3
15.2
14.3

水
67.7
66.2
64.3
62.6
60.7
58.8
塔顶液相平均表面张力的计算
由塔顶温度℃知
丙酮
水

由进料板温度，
丙酮
水

塔底液相平均表面张力的计算
由塔底温度℃知
丙酮
水

精馏段液相平均表面张力为

提馏段液相平均表面张力为

2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算
2.4.1塔径的计算
2.4.1.1精馏段的塔径
精馏段的气液体积流率为

由，式中C由式计算，其中的由史密斯关联图查取;
取板间距，板上液层高度，则

图2.4.1 史密斯关联图
图的横坐标为
查史密斯关联图得,则

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整后为 D=1400mm
塔截面积为
实际空塔气速为
2.4.1.2提馏段的塔径
提馏段的气液体积流率为

图的横坐标为
查史密斯关联图得，则

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整后为 =1400mm
塔截面积为
实际空塔气速为
表五 塔板间距与塔径的关系
塔径D/m
塔板间距/mm
塔径D/m
塔板间距/mm
0.3-0.5
200300
1.6-2.0
450-600
0.5-0.8
300-500
2.0-2.4
600-800
0.8-1.6
350-450
>2.4
800
经核实上述所取数据是合理的。
2.4.2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
2.5塔板主要工艺尺寸的计算
2.5.1溢流装置计算
因塔径D=1.4m<2.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，且不设进口内堰。各项计算如下
2.5.1.1堰长
弓形降液管的弦长称为堰长，以表示。堰长一般根据经验确定，对于常用的单溢流弓形降液管有
取 0.6D=0.6×1.4=0.84m
2.5.1.2溢流堰高度
降液管端面高出塔板板面的距离称为堰高，以表示。堰高与板上清液层高度及堰上液层高度的关系为
式中 —板上清液层高度，m；
—堰上液层高度，m。
选用平直堰，则堰上液层高度可用弗兰西斯公式计算，即

式中 —塔内液体流量，；
E—液流收缩系数，由液流收缩系数计算图（下图）查的。

图2.5.1.2 液流收缩系数计算图
近似取E=1，则
精馏段

提馏段

2.5.1.3弓形降液管宽度和降液管的面积
由查弓形降液管参数图（右图）得
，
故

为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。则验算降液管内液体的停留时间，即
精馏段
提馏段
故降液管设计合理。
2.5.1.4降液管的底隙高度
降液管的底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。应低于出口堰高度，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm，即
=-0.006
也可按下式计算：
式中 —液体通过低隙时的流速，m/s；一般取
精馏段：取=0.07m/s，则

提馏段：取=0.15m/s，则

故降液管低隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度
2.5.2塔板布置
2.5.2.1塔板的分布
因D=1200mm>800mm，故塔板采用分块式，查表得塔板分为3块。
表六 塔板分块数
塔径/mm
800-1200
1400-1600
1800-2000
2200-2400
塔板分块数
3
4
5
6
2.5.2.2边缘区宽度与安定区宽度
边缘区宽度：一般为50~70mm。
溢流堰前的安定区宽度：=70~100mm
取=0.075m，=0.06m。
2.5.2.3开孔区面积计算

其中:—溢流堰高度—堰上液层高度—降液管底隙高度—塔板间距
—堰长 —弓形降液管高度 —边缘区宽度 —安定区宽度
—塔径 r—鼓泡区半径 —降液管的面积 —开孔区面积
图2.5.2.3 单溢流塔板示意图
开孔区面积可按下式计算，即

式中

=1.09 m2
2.5.2.4筛孔计算及其排列

图2.5.2.4 筛孔的正三角形排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用其厚度的碳钢板，取筛孔直径，且取。
筛孔按正三角行排列，取孔中心距

每层塔板的开孔数目为

每层塔板的开孔率为

每层塔板的开孔面积为

气体通过筛孔的气速为
精馏段：
提馏段：
2.6筛板的流体力学验算
2.6.1塔板压降
2.6.1.1干板阻力计算
干板阻力可按以下经验公式估算，即

式中 —气体通过筛孔的速度，m/s；
—流量系数。

图2.6.1.1 干筛孔的流量系数图
由，查上图得，
故精馏段
提馏段
26.1.2气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力与板上清液层的高度及气泡的状况的因素有关，设计中常采用下式估算，即
式中 —充气系数，反映板上液层的充气程度
精馏段： 通过有效传质区的气速为

则气相动能因子为

查充气系数关联图得=0.6，
所以 液柱
提馏段： 通过有效传质区的气速为

则气相动能因子为

查充气系数关联图得=0.63，
所以 液柱
2.6.1.3液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力可由下式估算，即
式中 —液体的表面张力。N/m。
精馏段：
气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即

气体通过每层塔板的压降为
（设计允许值）
提馏段：
气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即

气体通过每层塔板的压降为
（设计允许值）
2.6.2液面落差
当液体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上构件的局部阻力，需要一定的液位差，此即液面落差。筛板上由于没有突起的气液接触构件，故液面落差较小。在正常的液体流量范围内，对于的筛板，液面落差可忽略不计。对于流量很大及的筛板，需要考虑液面落差的影响。
本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
2.6.3液沫夹带
液沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率基本稳定，通常将液沫夹带量限制在一定范围内，设计中规定液沫夹带量。
液沫夹带量由下式计算，即

式中 —塔板上鼓泡层高度，m。根据设计经验，一般取=2.5。
则 =2.5=2.5×0.07=0.175m
故 精馏段

提馏段

所以在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
2.6.4漏液
当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内流量的10%时对塔板效率影响不大。故漏液量等于塔内液流量的10%时的气速称为漏液点气速，它是塔内操作气速的下限，以表示。
在设计中，对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即
精馏段：

气体通过筛孔的实际速度
则稳定系数为
提馏段：

气体通过筛孔的实际速度
则稳定系数为
故在本设计中无明显漏液。
2.6.5液泛
为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度。降液管内液层高度用来克服相邻两层塔板间的压降，板上清液层阻力和流体流过降液管的阻力，可用下式计算，即

式中 —降液管中清液层高度，m液柱。
—与流体流过降液管的压降相当的液柱高度，m液柱。
主要是由降液管低隙处的局部阻力造成，可按下面经验公式估算：
塔板上不设置进口堰
塔板上设置进口堰
为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体高度不能超过上层塔板的出口堰，即

式中为安全系数。丙酮—水物系属于一般物系，取=0.5，则
精馏段：
由于板上不设置进口堰，则有

所以
且
提馏段：

且
故在本设计中不会发生泛液现象。
2.7塔板负荷性能图
2.7.1液沫夹带线
以气为上限，求关系如下

式中—
2.7.1.1精馏段液沫夹带线

将上式代入原公式中有：

整理的
2.7.1.2提馏段液沫夹带线

将上式代入原公式中有：

整理的
在操作范围内，任取几个值，按上式算出对应的值列于下表：

0.001
0.002
0.003
0.004
0.005
0.006

3.159
3.04
2.93
2.84
2.75
2.67

3.87
3.73
3.62
3.51
3.42
3.33
依据表中数据作出液沫夹带线。
2.7.2液泛线
令 ， ，
联立得
2.7.2.1精馏段液泛线

代入原式得：

化简得
2.7.2.2提馏段液泛线

代入原式得：

化简得
在操作范围内，任取几个值，按上式算出对应的值列于下表：

0.001
0.002
0.003
0.004
0.005

2.9
2.81
2.74
2.65
2.60

3.88
3.78
3.69
3.60
3.50
依据表中数据作出液泛线。
2.7.3液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限，
则
所以
2.7.4漏液线（气相负荷下限线）
，
2.7.4.1精馏段漏液线
漏液点气速

所以
整理得：
2.7.4.2提馏段漏液线
漏液点气速

所以
整理得：
在操作范围内，任取几个值，按上式算出对应的值列于下表：

0.001
0.002
0.003
0.004
0.005
0.006

0.76
0.79
0.80
0.82
0.83
0.86

0.87
0.90
0.92
0.95
0.97
1.00
依据表中数据作出漏液线
2.7.5液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度m作为最小液体负荷标准，
则有
取，所以
根据以上各线方程，做出筛板塔的精馏段和提馏段负荷性能图为：
1 精馏段负荷性能图

2 提馏段负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的精馏操作上线为液沫控制，下限为漏液控制；提馏操作上线为液相负荷上限控制，下线为漏夜控制。由上图查得
精馏段： ；
故操作弹性为
提馏段： ；
故操作弹性为
2.8附录-筛板塔设计计算结果列表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
操作压力
P
kPa
110.2
118.95
操作温度

℃
59.975
79.6
平均摩尔质量
汽相

53.12
21.54
液相

39.9
36.76
密度
汽相

1.945
1.296
液相

805.983
908.373
液体表面张力

40.111
58.402
混合液体黏度

0.339
0.344
平均体积流量
汽相

1.53
1.59
液相

0.00154
0.0041
塔径

1.4
横截面积

1.54
实际空塔气速

0.99
1.03
实际塔板数

块
9
10
塔的有效高度

7.65
溢流 装置
溢流管形式

弓形
堰长

0.84
堰高

0.06
0.05
溢流堰宽度

0.154
降液管底隙高度

0.026
0.033
液体在降液管中停留时间

25
9.33
板上清液层高度

0.07
孔径

5
孔中心距离

15
孔数

个
5596
开孔区面积

1.09
每层塔板的开孔率

10.1%
每层塔板的开孔面积

0.11
筛孔气速

13.9
14.5
干板阻力

m
0.04
0026
通过有效传质区的气速

1.05
1.09
气相动能因子

1.46
1.24
气体通过液层的阻力

m
0.042
0.0441
液体表面张力的阻力

m
0.00406
0.00524
塔板压降相当的液柱高度

0.086
0.075
塔板压降

680
668.3
塔板上鼓泡层高度

m
0.175
雾沫夹带

0.01
0.008
漏液点气速

7.13
8.7
稳定系数为

1.95
1.67
降液管内清液层高度

0.157
0.148
汽相负荷上限

2.7
2.94
汽相负荷下限

0.7
0.91
操作弹性

3.86
3.23

第三章 附属设备的选型和计算
第三章 附属设备的选型和计算
3.1塔附件设计
3.1.1进料管管径
进料管的类型很多，有直进料管、弯进料管、本设计采用直进料管。若采用高位槽送料入塔，料液速度可取；如果用泵输送料液，则可取。本设计采用泵输送料液，取。

则
查标准系列选进料管的规格为。
3.1.2塔顶蒸气出口管的直径
从塔顶至冷凝器的蒸气导管的尺寸必须适当，以避免过大的压力降。对于常压塔，蒸气流速为。取，
则蒸气导管的直径为
查标准系列取塔顶蒸气出口管的规格为。
3.1.3回流管管径
回流管管径的计算分为两种情况：①当塔顶冷凝器安装在塔顶平台上时，回流液靠重力自流入塔。流速可取；②当回流用泵输送时，可取。
本设计回流液用泵输送，取，
则回流管管径为
查标准系列取回流管的规格为。
3.1.4塔底出料液管径
一般可取塔底出料管的料液流速为。
本设计取塔底出料管的料液流速为，
塔底釜液流量为
则塔底出料管的管径为：
查标准系列取塔底出料管的规格为
3.1.5塔底至再沸器的接管管径
取，则
查标准系列选取塔底至再沸器的接管规格为
3.1.6再沸器返塔连接管管径
取，则
查标准系列选取再沸器返塔连接管的规格为
3.1.7法兰的选择
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰 ，平焊法兰，由不同的公称直
径 ，选用相应的法兰。
（1） 进料管接管法兰：Pg6Dg40HG5010−58
（2） 塔顶蒸汽出料管接管法兰：Pg6Dg300HG5010−58
（3） 回流管接管法：Pg6Dg32HG5010−58
（4） 塔釜出料管接管法兰：Pg6Dg50HG5010−58
（5） 塔底至再沸器接管法兰：Pg6Dg70HG5010−58
（6） 塔釜进气管接管法兰：Pg6Dg350HG5010−58
3.2筒体与封头
3.2.1筒体
壁厚选6mm，所用材质为A3。
3.2.2封头
封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，公称直径，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。选用封Dg1400×14,JB1154-73。
3.2.3裙座
塔底采用裙座支撑，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。由于裙座内径小于800mm，故裙座壁厚取16mm。
基础环内径：
基础环外径：
圆整：，；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。
3.2.4除沫器
当空塔气速较大，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。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。
设计气速选取：，系数

除沫器直径：
综合考虑，圆整为1.0m
选取不锈钢除沫器：
类型：标准型；材料：不锈钢丝网；丝网尺寸：圆丝。
3.2.5塔顶空间高度
塔顶空间高度的作用是安装塔板的需要，也使气体的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体的液滴夹带，必要时可节省破沫装置。
塔顶空间高度一般取1.0—1.5m，因为塔直径小，取1.2m。
3.2.6进料段空间高度
进料段空间高度取决于进料口结构型式和物料状态，一般要比大，有时要大一倍，为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲设施。如防冲板、入口堰、缓冲管等，应保证这些设施的安装在本设计中取1.5 =0.675m。
3.2.7塔底空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底封头的直线距离，釜液停留时间取5min。
HB=
故精馏塔的总高度为

式中 HD——塔顶空间，m；
HB——塔底空间，m；
HT——塔板间距，m；
HT’——开有人孔的塔板间距，m；
HF——进料段板间距，m；
Np——实际塔板数；
S ——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）
H1——封头高度；m
H2——裙座高度；m
所以
3.3附属设备设计
3.3.1冷凝器的选择
本次设计冷凝器选用管壳式冷凝器。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式、空气冷凝螺旋板式换热器。因本设计冷热流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液。
冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取冷凝器传热系数

沈阳地区夏季最高平均水温25℃，温升10℃。
对于逆流： ℃
塔顶全凝器的热负荷：
塔顶温度：tD=57.15℃ 进料板温度：tF=62.8℃ 塔釜温度 ：tW=96.4℃
塔顶：用内插法求温度
tLD=57.15℃ tVD=57.15℃
冷凝器的热负荷：
IVD—塔顶上升气体的焓
ILD—塔顶镏出液的焓

—丙酮的蒸发潜热
—水的蒸发潜热
蒸发潜热与温度的关系：

Tr—对比温度
表一：沸点下的蒸发潜热列表

沸点/O C
蒸发潜热 KJ/Kg
Tc/K
丙酮
56.1
523
508.1
水
100
2257
648.15
在 tVD=57.45℃
丙酮：

蒸发潜热
水：

所以冷凝器冷凝面积

查取有关数据如下：
公称直径/mm
管程数

管数
管长/mm
换热面积/m2
公称压力公斤/m2
600
IV
242
6000

25
注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P132表2-2-8.标准图号：JB-1145-71-2-30
设备型号：G400I-16-16
3.3.2再沸器的选择
加热器热负荷及全塔热量衡算
表二：丙酮水在不同温度下的比热容。

塔顶
塔釜
进料
精馏段
提馏段
丙酮
2.2327
2.3743
2.2507
2.2416
2.3088
水
4.184
4.2117
4.1864
4.1851
4.1966
精馏段：
丙酮
水

提馏段：
丙酮
水
塔顶流出液的比热容：

塔釜流出液的比热容：

为简化计算，现以进料焓，即62.8℃时的焓值为基准。

对全塔进行热量衡算：

所以
由于塔釜热损失为10%，则
所以
式中
选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择133.3℃饱和水蒸气