甲苯苯分离过程筛板式精馏塔设计课程设计说明书-学位论文.doc

武汉工程大学邮电与信息工程学院
课程设计说明书

设计题目
学 号
学生姓名
专业班级
指导教师
总评成绩

年 月 日

II
目 录
摘 要 I
Abstract II
第一章 概述 1
1.1 精馏塔设计任务 2
1.2 精馏塔设计方案的选定 2
第二章 精馏塔的设计计算 3
2.1 精馏塔的物料衡算 3
2.2 塔板数的确定 3
2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 6
第三章 筛板式精馏塔塔体工艺尺寸计算 11
3.1 塔径的计算………… …………………………………………………… .11
3.2 筛板主要工艺尺寸的计算 13
第四章 筛板塔的流体力学验算 17
4.1 校核 17
4.2 塔板负荷性能图计算 23
第五章 塔附属设备选型及计算 29
5.1 冷凝器 29
5.2 再沸器 29
5.3 进料管管径 29
5.4 回流管管径 30
5.5 塔顶蒸汽接管管径 30
5.6 塔釜排出管管径 31
5.7 法兰的选用 31
5.8 塔体结构设备—塔高 32
第六章 精馏塔工艺设计参数说明 37
设计小结 39
致谢 40
参考文献 41

摘 要
设计一座苯-甲苯连续精馏塔，根据物性特征，产品产量和工程、经济合理性来确定塔型和操作条件；通过对原料，产品的要求和物性参数的确定以及对塔体主尺寸的计算，工艺设计和附属设备选型的设计，完成对苯-甲苯精馏工艺流程和主体设备的设计。

关键词：塔型，塔体，设备，流程

Abstract
I need to design an benzol - toluene continuous distillation. According to the characteristics of properties, product production and engineering, economic rationality to determine the type of the tower and operational conditions .Thinking about the requirements of raw materials and product and the determination of physical parameters, I can calculate of the size of the column , design the process and select the ancillary equipment , then complete the benzol - toluene distillation process and the design of the main equipment.

Key words: type, size, ancillary equipment, process

武汉工程大学邮电与信息学院化工原理课程设计说明书

第一章 概 述
1.1 精馏塔设计任务
本设计的题目是苯—甲苯分离过程筛板式精馏塔设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一筛板塔，具体工艺参数如下：
原料：苯-甲苯
年处理量：30000t
生产时间：320天/年，每天24h运行
原料组成（苯的质量分数）：0.48
塔顶馏出液组成（质量分数）：0.97
塔底釜液含苯量≤0.02（质量分率）
塔顶回收率：η=99%
料液初温： 35℃
冷却水温度：30℃
操作压力：4kpa（塔顶常压）
回流比自选
单板压降：≤0.7kpa
进料状态：饱和液体进料
塔顶采用全凝器，泡点回流
塔釜：饱和蒸汽间接加热
塔板形式：筛孔板
全塔效率：ET=0.56
设备形式：筛板塔
厂址：武汉地区

1.2 精馏塔设计方案的选定
1.2.1 装置流程的确定
蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器，蒸馏釜（再沸器）、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的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适用于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。
蒸馏时通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量利用效率很低，为此，在确定装置流程时应考虑预热的利用。譬如，用原料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节约冷却介质。
另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免 受泵操作波动的影响。
塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器——全凝器两种不同设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增能作用，若后续装置使用气态物料，则宜用分凝器。
总之，确定流程时要较全面、合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。
1.2.2 操作条件的确定
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。
1.2.3 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。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。
1.2.4 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。
1.2.5 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。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便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。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。
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。对于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表压）。
饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180℃时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。
当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。
1.2.6 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，但同时温度差较小，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。
1.2.7 热能的利用
精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。
选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。
若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。
此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程[1]，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。
1.2.8 带控制点的工艺流程图

第二章 精馏塔设计计算
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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。
2.1 精馏塔的物料衡算
2.1.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11和92.13，原料含苯的质量百分率为0.48，塔顶苯含量不低于0.97，塔底苯含量不大于0.02，则：
原料液含苯的摩尔分率：
塔顶含苯的摩尔分率：
2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
由2.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：
MF ＝0.521×78.11＋（1原料液的平均摩尔质量：
－0.521）×92.13＝84.83
塔顶液的平均摩尔质量：
MD ＝0.974×78.11＋(1－0.974)×92.13＝78.47
2.1.3 物料衡算原料处理量
依题给条件：
原料液的处理量为30000t／年，得：

全塔物料衡算：
总物料恒算： F=D+W …①
苯物料恒算： F×XF=D×XD+W×XW …②
…③
联立解得①②③：XW=0.011
W＝24.39
D＝41.36
2.2 塔板数的确定
2.2.1理论塔板数的求取
1）苯-甲苯物系属理想物系，可采用图解法（M·T）,求取NT，步骤如下：
根据苯-甲苯的气液平衡数据，利用泡点方程和露点方程绘出x﹣y图（图1）。依据 ，
本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对x﹣y平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得x﹣y曲线：

图1——相平衡曲线
2）操作回流比的确定
由“泡点液体进料”可知：q=1，则有xe=xq=xF=0.521
在x-y图（图1）中对角线上，yq=0.729，xq=0.521
故最小回流比：

考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：
R=2Rmin=2×1.18=2.36
3）精馏塔的气，液相负荷
精馏塔的气相、液相负荷：
L=RD=2.36×24.39=57.56
V=(R+1)D=(2.36+1)×24.39=8V1.95
L′=L+qF=57.56+46.05=103.61
V′=V-(q-1)F=V=81.95
4）操作线方程的求解
精馏段操作线方程为
即y=0.7024x+0.2899
提馏段操作线方程为
即y′=1.264x′-0.002907
5）作图解法求理论板层数

图2 苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解
求解结果为:
总理论板层数NT=14（包括再沸器）
进料板位置NF=6
2.2.2 实际板层数的求取
由已知ET=0.56
精馏段的实际板数为：
提馏段实际板层数为：
总板数： 9+15=24
2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.3.1操作压力计算
塔顶操作压强：
每层塔板的压降：
进料板压力：
塔釜压力：
精馏段平均压力：
提馏段平均压力：
2.3.2操作温度计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、 甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：
…①
…②
塔顶温度： …③
联立方程①②③ 试差求得tD=81.91℃
进料板温度： …④
联立方程①②④ 试差求得tF=94.75℃
塔釜温度： …⑤
联立方程①②⑤ 试差求得tw=116.81℃
精馏段平均温度
提馏段平均温度
2.3.3平均摩尔质量计算
1）塔顶摩尔质量计算： 由图1得 得
2）进料板：
由图1得，

3）塔釜：
由图1得 xw =0.011 , yw=0.0246

4）精馏段平均摩尔质量：
气相：
液相：
提馏段平均摩尔质量：
气相：
液相：
2.3.4 平均密度计算
1）气相平均密度计算：由理想气体状态方程计算
精馏段：
提馏段：
2）液相平均密度计算：由内插法计算
(ai为质量分数)
①塔顶：由手册和内插法计算得tD=81.91℃,ρA=812.89，ρB=808.14

②进料板：由手册和内插法计算得tw=94.75℃，ρA=798.49，ρB=795.50

③塔釜：由手册和内插法计算得tw=116.81℃，ρA=772.71，ρB=773.30

④精馏段液相平均密度：
提馏段液相平均密度：
2.3.5 液相平均表面张力计算
液相平均表面张力计算公式：

1）塔顶：由手册和内插法计算得℃,，。

2）进料板：由手册和内插法计算得℃,，

3）塔釜：由手册和内插法计算得℃，，

4）精馏段平均表面张力：

提馏段平均表面张力：

2.3.6 液相平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算：
lgμLm=∑xilgμi
1）塔顶：由手册和内插法计算得tD=81.91℃,μA=0.3025mPa·s，μB=0.3063mPa·s

解得： μLDm=0.3027 mPa·s
2）进料板：由手册和内插法计算得tF=94.75℃，μA=0.2676mPa·s，μB=0.2756mPa·s

解得： μLFm=0.2716mPa·s
3）塔釜：由手册和内插法计算得tw=116.81℃，μA=0.2208mPa·s ，μB=0.2334mPa·s

解得： μLWm=0.2333mPa·s

4)精馏段液相平均表面黏度为
μLm=（0.3027+0.2716）/2=0.2872 mPa·s
提馏段液相平均表面黏度为
μLm=（0.2716+0.2333）/2=0.2525 mPa·s

第三章 筛板式精馏塔塔体工艺尺寸计算
3.1 塔径的计算
3.1.1 精馏段、提馏段的气、液相体积流率

提馏段的气、液相体积流率为

由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为

取板间距HT=0.4m，板上液层高度hL=0.06m，则
HT-hL=0.4-0.06=0.34m
精馏段查负荷系数史密斯关系图
得到： C20=0.068 又
m/s
提馏段查史密斯关联图得C'20=0.067

m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整后,均取为：D=1.1m
塔塔截面积为： AT=π/4×D2=0.9503m2
实际空塔气速为:
提馏段：
提馏段图的横坐标为：
取板间距，则

查图得 =0.067 mN/m

取安全系数为0.70，则空塔气速为：

按标准塔径圆整后为
塔截面积为
实际空塔气速为
3.1.2 馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（9-1）×0.4=3.2m
提馏段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.4=5.6m
在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：
Z=Z精+Z提+0.8=3.2+5.6+0.8=9.6m
3.2 塔板主要工艺尺寸的计算
3.2.1 溢流装置计算
1. 塔板类型：塞板塔
2. 塔板流动型式：单流型
3. 溢流装置计算
因塔径D=1.1m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。
Ⅰ精馏段
1）.溢流堰长
取
2）.出口堰高，由
选用平直堰，堰上液层高度 ，
近似取，于是：

满足要求。
取板上清液层高度hL=60mm=0.06m
故
3）.弓形降液管的宽度 和降液管的面积
由，查图5-7得，即：

依教材中式5-9验算液体在降液管中停留时间,即:

可以满足要求。
4）.降液管的底隙高度
取液体通过降液管底隙的流速，
则有：

降液管底隙高度设计合理,选用凹形受液盘，深度
Ⅱ提馏段
1）.溢流堰长
取
2）.出口堰高，由
选用平直堰，堰上液层高度 ，
近似取，于是：

取板上清液层高度h'L=60mm=0.06m
故
3）.弓形降液管的宽度 和降液管的面积
由，查图5-7得，即：

依教材中式5-9验算液体在降液管中停留时间,即:

可以满足要求。
4）.降液管的底隙高度
取液体通过降液管底隙的流速，
则有：

故降液管底隙高度设计合理,选用凹形受液盘，深度
3.2.2 塔板布置
Ⅰ精馏段
（1） 塔板的分块 因D800mm,故塔板采用分块式。查表得，塔板分成3快
（2） 边缘区密度确定
取破沫区宽度和边缘区宽度分别为：
（3） 开孔区面积计算

故开孔区面积:

（4）筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径
筛孔按正三角形排列，取孔中心距为
筛孔数目
开孔率
气体通过阀孔的气速为

Ⅱ提馏段
（1）塔板的分块 因D800mm,故塔板采用分块式。查表得，塔板分成3快
（2）边缘区密度确定
取破沫区宽度和边缘区宽度分别为：
（3）开孔区面积计算

故开孔区面积：

（4）筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径
筛孔按正三角形排列，取孔中心距为
筛孔数目
开孔率
气体通过阀孔的气速为

第四章 筛板的流体力学验算
4.1 校核
4.1.1 精馏段的计算
1.气象通过塔板压降的计算：
（1）干板阻力hc的计算 由，查图得
故液柱
（2)气体通过液层的阻力由公式计算，因本设计分离本和甲苯，即液相为碳氢化合物，可取充气系数。

液柱
(3)液体表面张力所产生的阻力 的计算
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度 液柱
气体通过每层塔板的压降为：

2.液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流液量均不大，故可忽略液面落差
3.液沫夹带

故液沫夹带量

故在本设计中液沫夹带量在允许范围内
4.漏液
对筛板塔，漏液点气速

实际孔速
稳定系数
故在本设计中无明显漏液
5.液泛 为防止塔内发生液泛。降液管内液层高应服从
苯-甲苯物系属一般物系，取
则
而
则
故在本设计中不会发生液泛现象。
4.1.2 提馏段的计算
1.气象通过塔板压降的计算：
（1）干板阻力h'c的计算 由，查图得
故液柱
（2)气体通过液层的阻力由公式计算，因本设计分离本和甲苯，即液相为碳氢化合物，可取充气系数。

液柱
(3)液体表面张力所产生的阻力 的计算
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度
气体通过每层塔板的压降为：

2.液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流液量均不大，故可忽略液面落差
3.液沫夹带

故液沫夹带量

故在本设计中液沫夹带量在允许范围内漏液对筛板塔，漏液点气速：

实际孔速
稳定系数
故在本设计中无明显漏液
液泛 为防止塔内发生液泛。降液管内液层高应服从
苯-甲苯物系属一般物系，取
则
而
则
故在本设计中不会发生液泛现象。
4.2 塔板负荷性能图计算
4.2.1 漏液线
由
， ，
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表，由表中数据可作出漏液线1。
，
0.0020
0.0030
0.0040
0.0050
，
0.3768
0.3853
0.3928
0.3995
同理可得：提馏段漏液线：
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表，由表中数据可作出漏液线1。
，
0.0020
0.0030
0.0040
0.0050
，
0.3669
0.3746
0.3813
0.3847

4.2.2 液沫夹带线
以为限，求关系如下：
由 ，
，

故

整理得
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表，由表中数据可作出液沫夹带线2。
，
0.002
0.003
0.004
0.005
，
1.3619
1.3055
1.2552
1.209

同理可得：液沫夹带线
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表，由表中数据可作出液沫夹带线2。
，
0.002
0.003
0.004
0.005
，
1.6061
1.5439
1.4883
1.4373

4.2.3 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。
取E=1，lw=0.726m 由公式得：
精馏段

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
同理可得：液相负荷下限线
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
4.2.4 液相负荷上限线
以τ=4s作为液相在降液管中停留时间的下限
由公式得：
s
故:
精馏段：
m³∕s
同理可得：液相负荷上限线 m³∕s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（图4）
4.2.5 液泛线
令
由;;;
联立得：

忽略hσ ，将how与Ls，hd与LS,hc与Vs的关系代入上式。
整理得：

式中

故
即
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表，由表中数据作出液泛线5.
液泛线数据
LS,m3/s
0.002
0.003
0.004
0.005
VS，m3/s
1.4719
1.3033
1.1093
0.8868
同理可得： 液泛线
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表，由表中数据作出液泛线5.
液泛线数据
LS,m3/s
0.002
0.003
0.004
0.005
VS，m3/s
1.4247
1.3350
1.2459
1.1549

精馏段负荷性能图

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，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：

故操作弹性为
提馏段同理可得：
故操作弹性为

第五章 塔附属设备选型及计算
5.1 冷凝器
塔顶温度tD=81.91℃，冷凝水t1=20℃，t2=35℃
则 Δt1= tD- t1=81.91-20=61.91℃
Δt2= tD- t2=81.91-35=46.91℃

由tD=81.91℃,查表得γ苯=394
又气体流量Vh=3600×0.6309m3/s=2271.24
塔顶被冷凝量q==2271.24×2.902∕36000=1.8309
冷凝的热量Q=qγ苯=1.8309×394=721.37
取传热系数K=600W/m2k，则传热面积A=Q/KΔtm=721.37×10³/600×54.06=22.240m2
冷凝水流量W=
5.2 再沸器
塔底温度tw=116.81℃ 用t0=135℃的蒸汽，釜液出口温度t1=123℃
则Δt1=to-tw=135-116.81=18.19℃
Δt2=to-t1=135-123=12℃

由tw=116.81℃,查液体比汽化热共线图得γ甲苯=356.7
气体流量VS'=0.6138m3/h 密度ρv'=3.230kg/m3
则qm=Vs'·ρv'=0.6138×3.230=1.9826
Q=qmγ甲苯=1.9826×356.7=707.19
取传热系数K=600W/m2·k，
则传热面积
加热蒸汽的质量流量
5.3 进料管管径
F=3906.25，又
则体积流量VF＝
取管内流速 u＝1.5m/s , 则管径
取进管规格为Φ45×3 , 则管内径d＝39mm
进料管实际流速
法兰管径 150 螺栓孔直径 L=18 厚度 18 重量2.36
5.4 回流管管径
回流管的回流量D＝24.39kmol/h＝0.006775 kmol/ s
塔顶液相平均摩尔质量M＝79.05kg/ kmol
平均密度ρ＝812.748kg/m³
则液体流量
取管内流速u＝1.5 m/ s，则回流管直径
可取流管规格为Φ32×3
则管内径d＝32-2×3=26mm
回流管实际流速
法兰管径：85 螺栓孔直径 L=14 厚度 16 重量1.24
5.5 塔顶蒸汽接管管径
塔顶蒸汽密度ρ＝2.902 kg/m3
则蒸汽体积流量
取管内蒸汽流速u＝30 m/s，则

可取规格为取Φ219×6的钢管
则实际管径d＝207mm
塔顶蒸汽接管实际流速
法兰管径：340 螺栓孔直径 L=22 厚度 24 重量10.6
5.6 釜液排出管管径
塔底W＝21.66kmol/h， 平均密度ρ＝773.294kg/m³
体积流量
取管内流速u=1.5m/s，则
可取流管规格为Φ32×3 则管内径d＝26㎜
塔底釜液排出管的实际流速
5.7 法兰的选用
法兰管径：85 螺栓孔直径 L=14 厚度 16 重量1.24
5.8 塔体结构设备—塔高
板式塔的塔高如图所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：

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；
H1——封头高度，m；
H2——底座高度，m；
n——实际塔板数；
——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。
4. 塔高
(1)塔顶空间HD
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.5～2.0）HT。若图塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。
一般HD=（1.5~2.0）HT=1.8×0.4=0.72
（2）塔底空间HB
塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。
要求：1）当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取3～5分钟
2）再沸器的安装方式及安装高度
3）塔底液面与最下层塔板之间要留有1～2m的距离
取HB=
取t=6min
ρlwm=804.79Kg/m3 eV=0.008057/804.79=1.001×10-5
HB=
（3） 进料板高度HF=0.8m
（4） 人孔
每隔7~8层塔板设一个人孔 人孔直径为600mm 设计4个人孔分别在塔顶与进料板之间，塔底与进料板之间
则塔高为
H＝(N精-1)HT+（N提-1 ）－（N人－2）Hp+HD+HB
＝(9-1) ×0.4+(15-1) ×0.4－2×0.8+0.72+2.12
＝10.4m
(5)封头
本设计采用椭圆形封头，由于公称直径1.2m，查的曲面高度=300mm,厚度=10mm,直边高度＝40mm，内表面积F=1.71，容积V=0.272,选用封头1200×10 JB1154-73.
(6)裙座
裙座壁厚取15mm
基础环内径 Dbi=900+2×15-0.3×103=930-300=630mm
基础环外径 Dbo900+2×15-0.3×103=930-300=630mm
(7)吊环设计
对于较高的室内无框架的整体塔,,在塔顶设计吊住,对于补充和更换填料、安装和拆卸内件,即经济又方便的一项设施,一般取15m以上的塔物设吊住。本设计中塔高度大，因此设吊住。因设计塔径D=1800mm，可选用吊住500kg。s=1000mm,L=3400mm,H=1000mm。材料为A3。
S=1200 L=3400