苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计-化工原理课程设计.docx

设计任务书

题目：苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计
原始数据：
年处理量：35000
进料组成：45%（苯质量分数）
塔顶产品浓度：98%（苯质量分数）
塔底釜液含甲苯量不低于98%（以质量计）
每年实际生产天数：330天（24小时/天）
冷却水温度：30℃
饱和水蒸气压力：2.5kgf/cm2（表压）
泡点进料，塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降<0.7kPa，塔顶全凝，泡点回流。
R /Rmin = 1.3 。
设计内容：
1. 确定全套精馏装置的流程，绘出工艺流程示意图；
2. 精馏塔的工艺计算与结构设计：
1） 物料衡算确定理论板数和实际板数；（可采用计算机编程）
2） 按精馏段首、末板计算塔径并圆整；
3） 确定塔板和降液管结构；
4） 按精馏段的首、末板进行流体力学校核；
5）绘制精馏段塔板的负荷性能图；
6）进行全塔优化，要求操作弹性大于2。
3. 计算塔高；
4. 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、选出冷凝器型号；估算塔顶回流泵流量、扬程，初选泵型号。
5. 绘制精馏塔装配图、塔板结构布置图；
6. 设计结果概要或塔设计计算结果汇总；
7. 设计小结和参考文献。
设计基础数据
表1 苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量
沸点/℃
临界温度tc/℃
临界压力pc/kPa
苯
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯
C7H8
92.13
110.6
318.57
4107.7
表2 气液相平衡数据
苯-甲苯溶液，p=101.3kPa , （p82，表3-21数据更多些）
沸点/℃
x%（液相中苯的摩尔分数）
y%（液相中苯的摩尔分数）
110.4
0.0
0.0
108.0
6.0
13.8
106.0
10.8
23.2
104.0
15.8
31.9
102
21.0
39.9
100
26.4
47.3
98
32.2
54.3
96
38.3
60.8
94
44.6
66.8
92
51.3
72.5
90
58.4
77.8
88
66.0
82.9
86
73.8
87.6
84
82.4
92.1
82
91.5
96.4
81
96.3
98.5
80.2
100.0
100.0
1.饱和蒸汽压：苯和甲苯的饱和蒸汽压可由Antoine方程式求算。
Logp0=A-B/(t+C)
式中 t——物系温度，℃
P0——饱和蒸汽压，kPa；
表3 A、B、C——Antoine常数。
组分
A
B
C
苯
6.023
1206.35
220.24
甲苯
6.078
1343.94
219.58
表4 苯和甲苯的液相密度ρ（kg/m3）
温度/℃
80
90
100
110
120
ρ
苯
815
803.9
792.5
780.3
768.9
甲苯
800
800.2
790.3
780.3
770.0
表5 液体表面张力σ（mN/m）
温度/℃
80
90
100
110
120
σ
苯
21.27
20.06
18.85
17.66
16.49
甲苯
21.69
20.59
19.94
18.41
17.31
表6 液体粘度μ（mPa*s）
温度/℃
80
90
100
110
120
μ
苯
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
甲苯
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
表7 液体汽化热r（kJ/kg）
温度/℃
80
90
100
110
120
r
苯
394.1
386.9
379.3
371.5
363.2
甲苯
379.9
373.8
367.6
361.2
354.6
表8 液体热容Cp（kJ/kg·K）
Cp=A+BT+CT2+DT3，式中T——物系温度，K；A、B、C、D——常数。
组分
A
B
C
D
Cp
苯
1.3836
-0.000416
5.428*10-6
0
甲苯
2.0671
-0.008148
3.226*10-5
3.0126*10-9

目录

一 序 言
二 流程说明、工艺流程图绘制
三 设计计算
3.1 精馏塔的物料衡算
3.2 塔板数的确定
3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
3.5 塔板主要工艺尺寸的计算
3.6 筛板的流体力学验算
3.7 塔板负荷性能图
四 板式塔得结构与附属设备
4.1附件的计算
4.1.1接管
4.1.2冷凝器
4.1.3 再沸器
4.1.4 泵的选型
4.2 板式塔结构
五 设计心得体会
六 参考文献
七 评分表
八 附录（板式塔工艺条件图、塔板结构布置图）

一 序 言
  化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，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，需设计一板式塔将其分离。

二 流程说明、工艺流程图绘制

流程说明:
精馏是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下： 原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。 多为分离苯—甲苯混合物。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，取操作回流比为最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热塔底产品经冷却后送至储罐。

三 设计计算

3.1 精馏塔的物料衡算
(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量
491
.
0
13
.
92
/
55
.
0
11
.
78
/
45
.
0
11
.
78
/
45
.
0
x
F
=
+
=

983
.
0
13
.
92
/
02
.
0
11
.
78
/
98
.
0
11
.
78
/
98
.
0
x
D
=
+
=

024
.
0
13
.
92
/
98
.
0
11
.
78
/
02
.
0
11
.
78
/
02
.
0
x
W
=
+
=

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
)
/
(kg
5
.2
85
3
.1
92
)
491
.
0
1
(
11
.
78
491
.
0
kmol
M
F
=
´
-
+
´
=

)
/
(kg
5
78.3
3
.1
92
)
983
.
0
1
(
11
.
78
983
.
0
kmol
M
D
=
´
-
+
´
=

)
/
91.79(kg
3
.1
92
)
024
.
0
1
(
11
.
78
024
.
0
kmol
M
W
=
´
-
+
´
=

（3）物料衡算
原料处理量
F = 3500000085.25×330×24 = 51.84 (kmol/h)
总物料衡算 D + W = 51.84 (kmol/h)
苯物料衡算 0.491F = 0.983D +0.024W
联立解得 D = 25.24 (kmol/h)
W = 26.60 (kmol/h)
式中 F------原料液流量
D------塔顶产品量
W------塔底产品量
3.2 塔板数的确定
（1）理论板层数NT的求取
苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。
①求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比，在附图的对角线上自点（0.491,0.491）作垂线，即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.687,xq = 0.491。
故最小回流比为Rm = XD-YqYq-Xq = 0.983-0.6870.687-0.491 = 1.51

取操作回流比为R = 1.3Rm = 1.3 × 1.51 = 1.96

②求精馏塔的气、液相负荷
L = RD = 1.96 × 25.24 = 49.47 (kmol/h)
V = (R+1)D = (1.96 + 1) × 25.24 = 74.71 (kmol/h)
Vˊ= (R+1)D – (1- q)F = 2.96 × 25.24 – 0 = 74.71 (kmol/h)
Lˊ = RD + qF = 1.96 × 25.24 + 1 × 51.84 = 101.31 (kmol/h)
(泡点进料：q=1)
③求操作线方程
精馏段操作线方程为
yn+1 = RR+1 xn + xDR +1 = 0.662xn + 0.332
提馏段操作线方程为
ym+1 = LˊVˊ xm + WxwVˊ = 1.356xm + 0.009
（2）图解法求理论塔板数
采用图解法求理论塔板数，如图2所示
求解结果为：
总理论板层数 NT = 14 ；进料板位置 NF = 7 ；其中N精 = 6 ；N提 = 7 （不包括再沸器）
（3） 全塔效率的计算
查温度组成图得到，塔顶温度TD=80.6℃，塔釜温度TW=109.4℃，全塔平均温度Tm =95℃。有相关公式及查表可算出а = 2.47 ,μL = 0.268 mPa.s
全塔效率 ET = 0.49(аμL) -0.245
ET = 0.49 × ( 2.47 × 0.268 ) -0.245 = 0.54
（4） 求实际板数
精馏段实际板层数
N精 = 60.54 = 11.11 ≈ 12 （块）
提馏段实际板层数
N提 = 70.54 = 12.96 ≈ 13
总实际板层数 NP = N精 + N提 = 25 （块）
实际进料位置在第13块板。
3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（1）操作压力计算
塔顶操作压力P＝4+101.3 =105.3 kPa
每层塔板压降 △P＝0.7 kPa
进料板压力＝105.3+0.7×12＝113.7 kPa
塔底操作压力= 105.3 + 0.7× 26 = 123.5 kPa
精馏段平均压力 P m1＝（105.3+113.7 /2＝109.5 kPa
提馏段平均压力P m2 =（113.7+123.5）/2 =118.6 kPa

（2）操作温度计算
利用表的数据和χF ,χD ,χW ,和拉格朗日插值可求得tF ,tD ,tw ,计算过程略。计算结果如下：
塔顶温度tD = 80.6℃
进料板温度tF= 92.7℃
塔底温度tW = 109.4℃
精馏段平均温度=（ 80.6 + 92.7）/2 = 86.7℃
提馏段平均温度=（109.4+ 92.7）/2 =101.1℃

（3）平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.983,代入相平衡方程得x1=0.959

进料板平均摩尔质量计算
由上面的图解理论板法，得＝0.641， ＝0.557
Mv,Fm = 0.641×78.11+(1-0.641)×92.13 = 83.14 (kg/kmol)
ML,Fm = 0.557×78.11+(1-0.557)×92.13 = 84.32 (kg/kmol)
塔底平均摩尔质量计算
由xw=0.024,由相平衡方程，得yw=0.0586
Mv,Dm = 0.0586×78.11+(1-0.0586)×92.13 = 91.31(kg/kmol)
ML,Dm = 0.024×78.11+(1-0.024)×92.13 = 91.79(kg/kmol)
精馏段平均摩尔质量
MVm = (78.35 + 83.14) /2 = 80.75 (kg/kmol)
MLm = (78.69 + 84.32) /2 = 81.51 (kg/kmol)
提馏段平均摩尔质量
MVm = (91.31+ 83.14) /2 = 87.23 (kg/kmol)
MLm = (91.79 + 84.32) /2 = 88.06 (kg/kmol)
（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，精馏段的平均气相密度即
ρvm = PmMVmRTm = 109.5 ×80.758.314 ×(86.7+273.15) = 2.96 （kg/m3）
提馏段的平均气相密度
ρ"vm = PˊmMˊVmRTˊm = 118.6 ×87.238.314 ×(101.1+273.15) = 3.32 （kg/m3）
②液相平均密度计算
液相平均密度公式: 1/ρLm = aA /ρLA + aB /ρLB
塔顶液相平均密度:
由tD＝80.6℃，查手册得 ρA = 815 (kg/m3) , ρB = 800 (kg/m3)
塔顶液相的质量分率 ωA = 0.959 ×78.110.959 ×78.11+0.041×92.13 = 0.952
ρLDm = 10.952815+0.048800 = 814.28 (kg/m3)
进料板液相平均密度:
由tF＝92.7℃，查手册得 ρA = 800.5 (kg/m3) , ρB = 795 (kg/m3)
进料板液相的质量分率 ωA = 0.557 ×78.110.557 ×78.11+0.443×92.13 = 0.516 (kg/m3)
ρLFm = 10.516800.5+0.484795 =797.83 (kg/m3)
精馏段液相平均密度为: ρLm = ( 814.28 + 797.83 )/2 = 806.06 (kg/m3)
(5) 液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即

塔顶液相平均表面张力:由 tD＝80.6℃，查手册得
σA = 21.19mN/m , σB =21.71 mN/m
σLDm = 0.959 × 21.19+ 0.041 × 21.71 = 21.21 mN/m
进料板液相平均表面张力: 由tF＝92.7℃，查手册得
σA =19.74mN/m , σB = 20. 38 mN/m
σLDm = 0.557× 19.74 + 0.443 × 20.38 =20.02 mN/m
精馏段液相平均表面张力:

σLm = (21.21 + 20.02) /2 =20.62 mN/m

(6) 液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即 μLm=Σxiμi
塔顶液相平均粘度: 由 tD＝80.6℃，查手册得
μA = 0.292 (mPa·s),μB = 0.274 (mPa·s)
μL,Dm = 0.959×0.292 + 0.041×0.274 =0.291 (mPa·s)

进料板液相平均粘度的计算: 由tF＝92.7℃，查手册得
μA = 0.272 (mPa·s),μB = 0.233 (mPa·s)
μL,Fm = 0.557×0.272 + 0.443×0.233 = 0.255 (mPa·s)

精馏段液相平均粘度为: μL,m = (0.291 + 0.255)/2 = 0.273 (mPa·s)

（7）气液负荷计算
精馏段：
V = (R+1)D = (1.96 + 1) × 25.24 = 74.71 (kmol/h)
Vs = V·Mvm3600ρvm =74.71×80.753600×2.96 = 0.57 (m3/s)
L = R·D = 1.96×25.24 = 49.47 (kmol/h)
Ls = L·MLm3600ρLm =49.47×81.513600×806.02 = 0.0014 (m3/s)

3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1) 塔径的计算
对精馏段：
最大空塔气速计算公式 ：νmax = CρL-ρVρV
式中C由式 C = C20(σL20)0.2 计算，其中C20由史密斯关系图查取C20 = 0.09 ，图的横坐标为：LsVs·(ρLρV)1/2 = (0.0014×36000.57×36000)×(806.062.96)1/2 = 0.0406
塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。
表9 板间距与塔径关系

初选板间距HT=0.45 m，取板上液层高度hL=0.05 m,则 HT - hL =0.45-0.05 =0.4m
C = C20(σL20)0.2 =0.09×(20.62/20)0.2 =0.0906
νmax = CρL-ρVρV =0.0906×806.06-2.962.96 = 1.492 (m/s)
取安全系数为0.6（安全系数0.6—0.8），则

ν=0.6νmax =0.6×1.492 = 0.8952 (m/s)
塔径：D=4Vsπν = 4×0.57π×0.8952 = 0.9 m
按标准,塔径圆整为D = 1.0 m
塔横截面积为：AT =π 4D2 = 0.785 m2
则空塔气速为: ν= Vs AT = 0.570.785 = 0.726 (m/s)
3.5 塔板主要工艺尺寸的计算
(1) 溢流装置计算
精馏段
因塔径D＝1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：
a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长=0.78 D=0.79×1.0=0.78m
b)出口堰高：
how = 2.841000 E(Lslw)2/3 ,E去近似值1，则how = 2.841000×1×(0.0014×36000.78)2/3=0.0099 m
取板上层液高度hL = 0.05m ,故 =0.05 - 0.0099 = 0.0401 m
c)降液管的宽度与降液管的面积：
查右图4可得，，

故 Wd =0.124D = 0.124×1=0.124 m，
Af =0.0772AT = 0.0772×0.785 = 0.0606 m2
依下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即θ = 3600AfHTLs = 3600×0.0606×0.450.0014×3600 = 19 s（大于5s，符合要求）
故降液管设计合理。
d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速ν0 =0.10 m/s（0.07---0.25）
h0 = Ls3600lwν0 =3600×0.00143600×0.78×0.10 = 0.0179 m
hw - h0 = 0.0401- 0.0179 = 0.0222 m（>0.006）
故降液管底隙高度设计合理

e)受液盘
采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm

(2) 塔板布置
精馏段与提馏段情况相同（D=1.0 m）
①塔板的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式，由下表（表10）可知

塔极分为3块。：
a) 取边缘区宽度: Wc = 0.035 m
安定区宽度: Ws = Wˊs = 0.065 m ,
b)计算开孔区面积Aa ,Aa = 2(χr2-χ2+πr2180sin-1χr),
其中 χ = D2-(Wd + Ws)= 12 -(0.124 + 0.065) = 0.311 m
r = D2 – Wc = 12 – 0.035 = 0.465 m
则 Aa = 2×(0.311×0.4652-0.3112+π×0.4652180sin-10.3110.465) = 0.532 m2
c)筛孔数与开孔率：可选用板厚为δ= 3mm的碳钢板,取筛空直径= 5mm ,筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为: t = 3d0 =3×5 =15 mm
筛孔数n为：
n = 1.155Aat2 = 1.155×0.5320.0152 = 2731
开孔率为：Ф = 0.907（d0t）2 =0.907×(0.0050.015)2 = 10.1％
每层板上的开孔面积为
A0 = ФAa = 0.101×0.532 = 0.054 m2
气体通过筛孔的气速为
ν0 = VSA0 = 0.570.054 = 10.56 m/s

（3） 精馏段塔高Z1
Z精 = （N精 - 1）HT = （12-1）×0.45 = 4.95 m
3.6 筛板的流体力学验算
塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。
(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算
精馏段：
a) 干板压降相当的液柱高度：依，查《干筛孔的流量系数》图得C0=0.772 ,由式 hc = 0.051(ν0C0)2(ρVρL)
hc = 0.051×(10.560.772)2×(2.96806.06) = 0.0350 m
b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：hl = β hL
νa = VsAT-Af = 0.570.785-0.0606 = 0.787 m/s
由与关联图查得板上液层充气系数=0.62，依式
hl = β hL = β0(hw +how) =0.62×(0.0401+0.0099) = 0.031 m
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：
依式hσ = 4σLρLd0=4×0.02062806.06×9.81×0.005 = 0.0021 m
故hp = hc+hl+hσ = 0.0350+0.031+ 0.0021 = 0.0681 m
则单板压强：△Pp = hpρLg = 0.0681×806.06×9.81 = 538 kPa < 700 kPa
设计合理。
(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。
(3) 雾沫夹带
hf = 2.5 hL =2.5×0.05 = 0.125 m
ev = 5.7×10-6σL(νaHT-hf) 3.2 = 5.7×10-60.02062×(0.7870.45-0.125) 3.2 = 0.00468 kg液/kg气< 0.1kg液/kg气
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
(4) 漏液
由式

筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。

（5) 液泛
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
依式， 而

取，则
故在设计负荷下不会发生液泛。
根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
3.7 塔板负荷性能图
精馏段：
(1) 雾沫夹带线
雾沫夹带量

取，前面求得，
代入，整理得：
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。
表11
Ls /(m3/s)
0.003
0.004
0.005
0.006
Vs /(m3/s)
4.506
4.378
4.261
4.151
由上表数据即可作出雾沫夹带线。
(2) 液泛线
由E=1.04,lW=1.2得：

已算出，

，，
代入，整理得：

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。
表12
Ls /(m3/s)
0.003
0.004
0.005
0.006
Vs /(m3/s)
4.067
3.984
3.902
3.821
由上表数据即可作出液泛线2。
(3) 液相负荷上限线
以θ＝4s作为液体在降液管中停留时间的下限，

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线0.0163（m3/s）。
(4) 漏液线
由和，
代入得：

整理得：
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-21。
表13

Ls /(m3/s)
0.003
0.004
0.005
0.006
Vs /(m3/s)
1.192
1.211
1.229
1.245

由上表数据即可作出液泛线4。
(5) 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。E=1.04

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

图4 精馏段筛板负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，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。
四 板式塔得结构与附属设备
4.1附件的计算
4.1.1接管
(1)进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=149Kg/h , =807.9Kg/
则体积流量

管内流速
则管径
取进料管规格Φ95×2.5 则管内径d=90mm
进料管实际流速
(2)回流管
采用直管回流管，回流管的回流量
塔顶液相平均摩尔质量,平均密度

则液体流量s
m
V
e
LM
L
/
00427
.
0
3
3600
9
.
813
21
.
80
87
.
155
=
=
=
´
´

取管内流速
则回流管直径
可取回流管规格Φ65×2.5 则管内直径d=60mm
回流管内实际流速
(3)塔顶蒸汽接管
则整齐体积流量

取管内蒸汽流速
则
可取回流管规格Φ430×12 则实际管径d=416mm
塔顶蒸汽接管实际流速
(4)釜液排出管
塔底w=30kmol/h 平均密度
平均摩尔质量
体积流量：
取管内流速
则
可取回流管规格Φ54×2.5 则实际管径d=49mm
塔顶蒸汽接管实际流速
(5)塔顶产品出口管径
D=119koml/h 相平均摩尔质量
溜出产品密度
则塔顶液体体积流量：
取管内蒸汽流速
则
可取回流管规格Φ58×2.5 则实际管径d=53mm
塔顶蒸汽接管实际流速

4.1.2冷凝器
塔顶温度tD=80.94℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃

则

由tD=80.49℃ 查液体比汽化热共线图得
又气体流量Vh=2.134m3/s
塔顶被冷凝量
冷凝的热量
取传热系数K=600W/m2k，
则传热面积
冷凝水流量
4.1.3 再沸器
塔底温度tw=105.0℃ 用t0=135℃的蒸汽，釜液出口温度t1=112℃
则

由tw=105.0℃ 查液体比汽化热共线图得
又气体流量Vh=2.374m3/h 密度
则

取传热系数K=600W/m2k，
则传热面积
加热蒸汽的质量流量
4.1.4 泵的选型
为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择原料罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式：

式中：Z——两截面处位头差 ——两截面处静压头差
——两截面处动压头差 ——直管阻力
——管件、阀门局部阻力 ——流体流经设备的阻力
对进料管可取1.5-2.5m/s
取，

提升压头
设料液表面至加料空位置为10m，管长为20m，有两个弯头，，

在原料液内的液面与进料口建立机械能衡算：

表14泵的参数表[7]
流量/
扬程/H/m
转数/r/min
叶轮直径/mm
允许吸上真空度/m
效率/%
6.0
15.7
3400
125
7.5
53
设备型号：

4.2 板式塔结构
板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。
（1）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1450hmm=,直边高度040hmm=，内表面积23.73Fm=封，容积3V0.866m=封。选用封头gD18006´，JB1154-73。
（2）塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取

（3）塔底空间
塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。
①塔底驻液空间依贮存液量停留3～5min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。②塔底液面至最下层塔板之间要有1～2m的间距，本塔取

（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>800mm,故裙座壁厚取16mm。
基础环内径： Dbi =(1000+2×16)- 0.4×103 =632mm=+´-´=g
基础环外径： Dbo =(1000+2×16)+ 0.4×103 =1432mm=+´´=g
经圆整后裙座取Dbi=0.7mm=，Dbo=1.5m=；基础环厚度考虑到腐蚀余量取20mm；考虑到再沸器，裙座高度取2.2m，地脚螺栓直径取M22。

（4）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25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。

（5） 塔高

故全塔高为11.3m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙板取了较小的1.5m。五 设计心得体会

通过这次课程设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的课程设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。对化工原理设计有了更加深刻的理解，为后续课程的学习奠定了坚实的基础。而且，这次课程设计过程，最终完美的实现了预期的目的，大家都收益匪浅，也对这次经历难以忘怀。 其次通过这次课程设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助。非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。
在此次设计的全过程中，我们达到了最初的目的，对化工原理有了较深入的认识，对化工设备的设计方面的知识有了较全面的认识，熟悉了板式塔设计的全过程及工具用书。我去图书馆查阅了这方面的有关书籍并上了一些网站检索了相关内容，从中学到了很多知识，受益匪浅。 这次课程设计我投入了不少时间和精力，我觉得这是完全值得的。我独立思考，勇于创新的能力得到了进一步的加强。由于时间和经验等方面的原因，该设计中还存在很多不足、如对原理的了解还不够全面等等。今后会进一步学习来加深了解。
六 参考书目
[1]张新战，化工单元过程及操作•北京：化学工业出版社，1998
[2]何潮洪,冯霄•化工原理•北京：科学出版社，2001
[3]柴诚敬,刘国维•化工原理课程设计•天津：天津科学技术出版社，1994
[4]贾绍义,柴敬诚•化工原理课程设计•天津：天津大学出版社，2002
[5]陈均志，李雷•化工原理实验及课程设计•北京：化学工业出版社，2008
[6]马江权，冷一欣•化工原理课程设计•北京：中国石化出版社，2009

评分表
项目
分项
满分
得分
1.流程设计、工艺流程图绘制
流程设计
6

图面
4

2.工艺计算
全塔物料衡算
5

塔板数的确定
5

塔的操作工艺条件及相关物性数据计算
5

气液负荷计算
5

塔和塔板主要工艺结构尺寸计算
10

精馏段塔板流动性能校核
10

精馏段塔板负荷性能图
10

3. 绘图
板式塔工艺条件图
6

塔板结构布置图
4

4.典型辅助设备计算
塔顶冷凝器
10

回流泵
10

5.设计说明书
语言评述
5