苯甲苯二元物系筛板式精馏塔设计.doc

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1、化工原理课程设计任务书 设计题目 ： 苯甲苯二元物系筛板式精馏塔设 计 条 件 ： 常压： 处理量： 进料组成：馏出液组成： 釜液组成： （以上均为摩尔分率） 塔顶全凝器 泡点回流 回流比： 加料状态： 设 计 要 求 ： (1) 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。(2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。(3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计目 录摘 要1前 言2第一章 绪 论21.1 精馏原理31.1.1 加热方式的选择31.1.2 操作压力的选取41.1.3 回流比的选择41.1.4 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介

2、质的选择41.1.5 板式塔的选择41.1.6 关于附属设备的设计51.2 设计思路5第二章塔板的工艺设计22.1物料衡算22.1.1物料衡算22.1.2温度计算32.1.3相对挥发度32.1.5精馏段、提留段物流量42.2理论塔板数的求解52.2.1逐板法理论塔板数求解52.2.2塔板效率及实际塔板数62.3热量衡算62.3.1加热介质的选择62.3.2冷凝剂的选择72.4.2 0时塔顶气体上升的焓82.4.3回流液的焓82.4.4塔顶馏出液的焓82.4.5冷凝器消耗的焓82.4.6进料口的焓92.4.7塔底残液的焓92.4.8再沸器（全塔范围的热量衡算）92.5.3平均粘度132.6塔体工

3、艺尺寸的计算132.6塔板主要工艺尺寸的计算152.7 塔板的布置182.7.1塔板分布：182.8筛板的流体力学验算192.8.1塔板压降192.8.2液面落差202.8.3液沫夹带202.8.4漏夜212.8.5液泛212.9塔板负荷性能图212.9.1 漏液线212.9.2 液沫夹带线222.9.3 液相负荷下限线232.9.4液相负荷上限线232.9.5液泛线23第三章 塔附件设计273.1接管管径的计算和选择273.1.1进料管273.1.2回流管273.1.3塔顶蒸气管273.1.4塔底出料管283.2法兰283.3封头283.4裙座283.5人孔29第四章 塔总体高度的设计304

4、.1塔的顶部空间高度304.2塔的底部空间高度304.3塔立体高度30第五章 塔附属设备设计315.1冷凝器的选择315.2再沸器的选择32致谢33主要符号说明34结果汇总36参考文献38摘 要本次设计中,我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，我们采用的精馏装置有精馏塔，再沸器，冷凝器等设备。热量从塔釜输入，物料在塔内进行精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走，为了减少热量,能量的损失，我们在进料前设置了节能器，把塔底热产品先与进料进行热交换，然后再冷却。本文是筛板精馏塔及其进料预热的设计，分离摩尔分数为0.42的苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔含量达到98%，塔底釜液摩尔分数为3.

5、5%。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，塔板为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板数为15。根据经验式算得全塔效率为0.528。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为14，提馏段实际板数为13。实际加料位置在第15块板。精馏段弹性操作为3.2。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。前 言化工生产中，产品一般为混合物，要得到高纯度组分则必须对粗产品进行分离；如液固的分离有过滤操作，混合气体的分离有吸收操作；同样混合液体的分离操作有蒸馏和精馏。对工厂大批量生产过程中，精馏操作广泛用于液体混合物的分离；精馏塔又分为筛板塔

6、、浮阀塔和喷射型塔等。相比之下：筛板塔具有容易堵塞，漏液量较大和操作弹性小的缺点；但它结构简单、设计简便、操作容易、生产能力大、压降小又经济的优点；故在生产尤其是中试装置中应用颇多。这次设计将让学生深深体会到知识在生产中的应用，很大的提高学生的自学能力，在设计过程中初步了解理论在世纪中的应用的重要，对实际过程有了初步的了解，增强我们动手能力也提高了我们的综合应用知识的能力。这次设计对学生的就业和考研深造均有很大帮助。我一定尽我所能完成此设计任务，不辜负大学里这种锻炼自己的机会，不辜负老师中对我们的指导，争取给老师一份满意的答卷，给自己满意的作品！第一章 绪 论1.1 精馏原理利用混合物中各组分

7、挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制。其精馏塔如图1-1所示。原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提留段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。图 1-1 连续精馏塔 苯甲苯混合液的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进了，将原料通过预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全

8、凝器冷凝，冷却后一部分作为回流液，其余作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送至储槽。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。塔釜采用间接蒸气再沸器加热，塔底产品经冷却后送入储槽。流程参见附图。1.1.1 加热方式的选择 本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。1.1.2 操作压力的选取精馏操作按操作压力可分为常压精馏，加压精馏，减压精馏。一般采用减压精馏，

9、压力对挥发度的影响不大，在常压下不能分离的或达不到分离要求时，采用加压精馏；对于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时，对塔冷凝有利，对塔底加热不利，同时压力升高，相对挥发度降低，管径减小，壁厚增加。本次设计采用常压101.32kpa作为操作压力。1.1.3 回流比的选择 对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流比Rmin的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比R的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们推荐以下简化方法计算各项费用，从而确定最佳回流比。一般经验值为R=(1.2-2.0)Rmi

10、n.1.1.4 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择选全凝器，塔顶处理啊的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离时为了苯和甲苯，为节省资金，选用全凝器。塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。1.1.5 板式塔的选择板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具

11、有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料。表11 参数选取项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质板式塔选 取连续精馏常压气液混合间接蒸汽R=(1.2-2.0)Rmin全凝器自来水板式塔1.1.6 关

12、于附属设备的设计a）热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量；b）选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准，提出合适的换热器型号；c）确定主要接管尺寸，列出接管表。1.2 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筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多

13、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。 物料衡算热量衡算 塔工艺尺寸 流体力学及负荷性能附属设备 图1-3设计思路第二章 塔板的工艺设计

14、2.1物料衡算2.1.1物料衡算F：进料量 ：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量 ：塔顶组成W：塔底残液流量：塔底组成已知：F=80,=0.42，=0.98，=0.035（以上都为摩尔分数）总物料衡算： F=D+W 苯的物料衡算：F=D+W即： 解得：D=32.59，W=47.41表21 物料衡算结果物料流量kmol/h组成进料F80苯：0.42 甲苯：0.58塔顶产品D32.59苯：0.98 甲苯：0.02塔底产品W47.41苯：0.035 甲苯：0.965表22 常压下苯甲苯气液相平衡与温度关系表苯摩尔分数温度/苯摩尔分数温度/液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.7

15、8989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.22.1.2温度计算由气液相平衡数据与温度的关系，由内插法求塔顶温度，进料温度，塔底温度。塔顶温度进料温度塔底温度精馏段平均温度：提留段平均温度：2.1.3相对挥发度由安托因方程P-在温度t下的饱和蒸汽压（kpa）t-温度t()A，B，C为安托因常数表23 A、B、C常数安托因常数ABC苯6.03112112

16、20.8甲苯6.0801345219.5求得苯，甲苯在塔顶，进料口，塔底的饱和蒸汽压如下表2-3：表24 苯，甲苯在塔顶，进料口，塔底的饱和蒸汽压位置塔顶进料口塔底苯饱和蒸汽压（kpa）103.06154.63227.49甲苯饱和蒸汽压（kpa)39.6462.4596.22塔顶挥发度 : 同理可得：=2.48 =2.36精馏段挥发度: 提留段挥发度: 平均相对挥发度：2.1.4回流比R的确定本次设计R=1.5，= ：q线方程： 相平衡方程： =两方程联立解得：所以=因此R=1.5=1.51.52=2.282.1.5精馏段、提留段物流量表25 物料衡算表物料物流kmol/h精馏段上升蒸气量V1

17、06.90提留段上升蒸气量103.7精馏段下降液体量L74.31提留段下降液体量151.112.2理论塔板数的求解理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板组成均匀。理论板的计算方法：逐板法，图解法，捷算法，本次设计采用逐板法进行计算。2.2.1逐板法理论塔板数求解精馏段操作线方程：提留段操作线方程：进料状态方程：气液平衡方程： =全塔理论塔板数如下用逐板法求算理论板数表y1=0.98x1=0.952y10=0.481x10=0.272y2=0.961x2=0.908y11=0.380x11=0.198y3=0.930x3=0.842y12=0.272x12=0.131y4=0.884x4=0

18、.754y13=0.175x13=0.078y5=0.823x5=0.652y14=0.098x14=0.042y6=0.752x6=0.550y15=0.045x15=0.019y7=0.681x7=0.462y8=0.620x8=0.397加料板y9=0.562x9=0.341 所以精馏段理论塔板数：N=7所以提留段理论塔板数：N=72.2.2塔板效率及实际塔板数塔板效率与板的结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。塔板效率可用奥康奈尔公式计算。式中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mpa.S。（1） 精馏段

19、已知所以： （2） 提馏段已知所以： 2.3热量衡算2.3.1加热介质的选择选用饱和蒸气间接加热，温度为120，大气压为100kpa。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不易腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但蒸汽压力不易太高。2.3.2冷凝剂的选择选用冷却水，温度20（吉林市的平均气温），温升15。原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越少，但平均温差小、传热面积大。综合考虑选择15。2.4热量衡算：2.4.1由塔顶的温度，进料口温度，塔底温度求定压比热容：计算公式： 式中：理想气体定压比热容 单位kcal/(mol.K) T温度 单

20、位K A，B，C，D为常数表26： 苯，甲苯定压比热容中A，B，C，D数值项目 ABCD苯-8.1011.13310-7.026101.70310甲苯-5.8171.22410-6.605101.17310求得苯，甲苯在塔顶温度，进料口温度，塔底温度下的定压比热容如下表：表27 苯，甲苯在塔顶温度，进料口温度，塔底温度下的定压比热容苯比热容23.9424.9125.88甲苯比热容29.7430.8331.94查的温度下：2.4.2 0时塔顶气体上升的焓塔顶以0为基准，2.4.3回流液的焓此为泡点回流，根据内插法求的回流液组成下的求得此温度下的，由于回流液组成与塔顶组成相同2.4.4塔顶馏出液的

21、焓因流出口与回流液组成一样，所以2.4.5冷凝器消耗的焓2.4.6进料口的焓2.4.7塔底残液的焓2.4.8再沸器（全塔范围的热量衡算）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： 表28热量衡算表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器比热容kJ/(kmol.K)118.65100.69132.85热量kJ/h896282.13311553.88260710.35471101.763503426.542.5精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算2.5.1 密度 已知：混合液密度： 混合气密度： （a为质量分数，为平均相对分子质量） 塔顶温度： 气相组成： ， 进料温度： 气相组

22、成：: ， 塔底温度： 气相组成： ， 精馏段 液相组成 : , 气相组成 ： ， 所以：kg/kmol kg/kmol 提馏段液相组成 ： ， 气相组成 ： ， 所以：kg/kmol kg/kmol 不同温度下本和甲苯的密度温度8090100110120苯（）815803.9792.5780.3768.9甲苯（）810800.2790.3780.3770.0求得在、下的苯和甲苯的密度 = ， ， kg/m3 ， kg/m3 ， kg/m3= , ， kg/m3 ， kg/m3 ， kg/m3 ， ， kg/m3 ， kg/m3 ， kg/m3所以: kg/m3 kg/m3 kg/kmol k

23、g/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/m3 kg/m3 kg/m3 kg/m3 kg/m32.5.2 混合液体表面张力苯和甲苯表面张力数据表温度020406080100120苯（）31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯（）30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 ， ， ， 同理可得： 精馏段液相平均表面张力： 提馏段液相平均表面张力： 2.5.3平均粘度2.6塔体工艺尺寸的计算2.6.1塔径计算精馏段的气液相体积流率为

24、=0.878m/s=0.0021m/s由=C式中C有5-5计算，其中C由图5-1查取，图的横坐标为(=(=0.0411取板间距H=0.4m，板上液层高度为h=0.06m，则H- h=0.4-0.07=0.34m查图5-1得C=0.072C= C(=0.072=0.0724=0.0724=1.242m/s取安全系数0.7，则空塔气速为U=0.7=0.71.242=0.869m/sD=1.13m/s按表5-2标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为A=D=/4=1.13m实际空塔气速为u=0.777m/s提馏段的气液相体积流率为=0.886m/s=0.00479m/s由=C式中c有5-5计算，其中C

25、由图5-1查取，图的横坐标为=0.0898取板间距H=0.4m，板上液层高度为h=0.06m，则H- h=0.4-0.07=0.34m查图5-1得C=0.072C= C(=0.072=0.0713=0.0713=1.182m/s取安全系数0.7，则空塔气速为u=0.7=0.7=0.827m/s=1.168m按表5-2标准塔径圆整后为=1.2m塔截面积为A=/4=1.13m实际空塔气速为u=0.784m/s2.6.2精馏塔的有效高度的计算精馏段的有效高度 =(-1)H=(14-1)=5.2m提馏段的有效高度=(-1) H=(13-1)=4.8m由塔板数，设计开3,个人孔，每隔6块板开一个人孔，高

26、度为0.8故精馏塔的有效高度为精提Z=+3=12.4m2.6塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置的计算因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：精馏段：(1)堰长取(2)溢流堰高度-选平直堰，堰上液层高度可用费兰西斯(Francis)公式计算=0.013mE近似取1故-0.013=0.057m(3)弓形降液管宽度和截面积由查图5-7得 故依式5-9验算液体在降液管中间停留的时间，即5s故降液管设计合理(4)降液管底隙高度取-=0.032-0.022=0.01m0.006m故降液管底隙高度设计合理提馏段：(1)堰长取(2)溢流堰高度-选平直堰，堰上液层高度可用费兰西斯(

27、Francis)公式计算=0.02mE近似取1故-0.02=0.05m(3)弓形降液管宽度和截面积由查图5-7得 故依式5-9验算液体在降液管中间停留的时间，即5s故降液管设计合理(4)降液管底隙高度取-=0.05-0.0396=0.0104m0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度2.7 塔板的布置2.7.1塔板分布：本塔设计塔径D=1200mm800mm。所以采用分块式塔板，以便装拆塔板，查表得，塔板数为3块。边缘区宽度确定 取，2.7.2 开孔区面积的计算 开孔区面积 其中 1.5.2筛孔计算及其排列因苯-甲苯物系无腐蚀性，选用的碳钢板，取筛孔直径，筛孔按正三角形排列，取

28、孔中心距筛孔数目n=个开孔率 气体通过阀孔的气速为精馏段 提馏段 2.8筛板的流体力学验算2.8.1塔板压降 (1)干板阻力的计算 由 查图得 精馏段 液柱提馏段 液柱(2)气体通过液层的阻力由式计算： 精馏段 查得 液柱 提馏段 查得 液柱(3)液体表面张力的阻力计算液体表面张力阻力精馏段液柱提馏段液柱气体通过每层塔板的液柱高度精馏段 液柱提馏段液柱气体通过每层塔板的压降：精馏段 提馏段2.8.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，可忽略其影响。2.8.3液沫夹带液沫夹带量 精馏段 提馏段 故液沫夹带量在工程要求范围内。2.8.4漏夜 对筛板塔，漏夜点气速 稳定系数 精馏段 实际孔速 提馏段实

29、际孔速 故设计无明显漏夜。2.8.5液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应满足 苯甲苯物系属一般物系，取，则精馏段： 板上未设进口堰：液柱液柱提馏段： 故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径和各项工艺尺寸是合适的。2.9塔板负荷性能图2.9.1 漏液线由得精馏段在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出值如下：Ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045Vs,m3/s0.5410.5040.5220.536提馏段 在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出值如下：Ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045Vs,m3

30、/s0.4930.4560.4770.488由上表数据可作出漏液线12.9.2 液沫夹带线取雾沫夹带极限值依式 式中 精馏段 整理得 在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出值如下：Ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045Vs,m3/s1.5241.7321.633 1.549提馏段 在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出值如下：Ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045Vs,m3/s1.6581.8641.765 1.683由上表数据可作出液沫夹带线22.9.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度m作为最小液体符合标准。由 即为与气相流量无关

31、的垂直液相负荷下限线32.9.4液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限，提镏段则精馏段则为与气相流量无关的垂直液相负荷上限线42.9.5液泛线 令 由 式中 精馏段 得 故 在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出值如下：Ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045Vs,m3/s2.4653.2222.9112.582提馏段 在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出值如下：Ls,m3/s0.00500.00150.00300.0045Vs,m3/s2.5423.1272.8762.627由上表数据可作出液泛线5塔板负荷性能图精馏段01234500.0020.00

32、40.0060.0080.010.012Ls(m3/s)Vs(m3/s)漏液线精馏段液沫夹带线精馏段液相下限液相上限液泛线精馏段操作线方程塔板负荷性能图提馏段01234500.0020.0040.0060.0080.010.012Ls(m3/s）Vs( m3/s)漏液线提馏段液沫夹带线提馏段液相下线液相上限液泛线提馏段操作线方程提馏段操作弹性=3.73精馏段操作弹性=3.60精馏段的有效高度 =(-1)H=(14-1)=5.2m提馏段的有效高度=(-1) H=(13-1)=4.8m由塔板数，设计开3,个人孔，每隔6块板开一个人孔，高度为0.8故精馏塔的有效高度为精提Z=+3=12.4m第三章

33、塔附件设计3.1接管管径的计算和选择3.1.1进料管进料管的结构类型由很多，由直管进料管，弯管进料管，T型进料管，本次选用弯管进料管，本次加料选用泵加料，所以泵输送可取1.52.5m/s，本次设计取1.6m/s管径计算如下： 圆整查标准系列选取573.53.1.2回流管冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不会过高，否则冷凝器的高度也要相应提高，对于重力回流，一般取速度取0.20.8m/s，本次设计才用的是重力回流，所以取取0.8m/s圆整查标准系列选取403.53.1.3塔顶蒸气管从塔顶至冷凝器的蒸气导管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压力会影响塔的真空度。因为

34、操作压力为常压，所以蒸气速度可取1220m/s，本设计取=15m/s圆整=300mm查标准系列选取32583.1.4塔底出料管塔底流出液的速度一般可取0.52.0 m/s，本设计取=2.0m/s圆整=32mm查标准系列选取383.53.2法兰由于常压操作，所以法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。（1） 进料管接管法兰：40HG501058（2） 回流管接管法兰：80 HG501058（3） 塔顶蒸气管接管法兰： 100HG501058（4） 塔底出料管接管法兰：50 HG5010583.3封头封头分为椭圆型封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头。表45 封头的尺

35、寸公称直径曲面高度直边高度内表面积容积DN/mm/mm/mmA/ V/ 1200300502.30050.42023.4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，所以他是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座的内径大于800mm，故裙座的壁厚取16mm。基础环内径: =1032mm基础环外径：0.4）=1432mm圆整： 1200mm 1600mm；裙座的高度取1.6m。3.5人孔人孔是在安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距大，且人孔过多会使制造时塔体的弯曲难以达到要求，一般间隔68块塔板才设一个人

36、孔，本塔共有27块塔板，需设置3个人孔，每个孔直径为450mm，在设置人孔处，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，其边缘需到棱磨合。第四章 塔总体高度的设计4.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一层板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。4.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底到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。0.6=（5 0.0047960-0.142）/1.13+0.6=1.75m4.3塔立体高度第五章 塔附属设备设计5.1冷凝器的选择本设计冷凝器

37、选用重力回流直立冷凝器。原因：对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用管壳式冷凝器或空冷凝器，螺旋式换热器，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，其液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。本设计选用逆流式。有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500kcal/（.h. ）。本设计选用K=600 kcal/（.h. ）=6004.1868=2512.08 kJ（.h. ）。冷凝器的计算与选型出料液温度：80.681.1冷却水温度：2035逆流操作：， 传热面积：根据全塔热量衡算，求得选用冷凝器的规格如下表6-1表6-1 冷凝器的规格公称直径/m

38、m管程数管子数量管长/mm换热面积/公称压力Mpa60022322000301.65.2再沸器的选择选用120的饱和水蒸气加热，传热系数取K=700 kcal/（.h. ）=7004.1868=2926kJ（.h. ）。料液温度：108.81108.81水蒸气温度：120120逆流操作: 传热面积：根据全塔热量衡算，求得选用冷凝器的规格如下表6-2表6-2 冷凝器的规格公称直径/mm管程数管子数量管长/mm换热面积/公称压力Mpa70023424500118.14.00致谢历时一个月的课程设计终于落下了帷幕。经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机调试以及手工绘图等流程，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。首先我要感谢我的指导教师曾庆荣老师，在您的帮助