分离乙醇水混合液的板式精馏塔

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1、化工原理课程设计、/4刖百在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备，而精储操作则是工业中分离液体混合物的最常用手段。其操作原理是利用液体混合物中各组分的挥发度的不同，在气液两相相互接触时，易挥发的组分向气相传递，难挥发的组分向液相传递，使混合物达到一定程度的分离。塔设备的基本功能是提供气液两相以充分的接触机会，使物质和热量的传递能有效的进行；在气液接触之后，还应使气、液两相能及时分开，尽量减少相互夹带。常用的精储塔按其结构形式分为板式塔和填料塔两大类，板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板，气体依靠压强差的推力，自下而上穿过

2、各层塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在内进行逐级接触。填料塔内装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。板式塔具有结构简单、安装方便、压降很低、操作弹性大、持液量小等优点。同时，也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。本设计参考了部分化工原理课程设计书上的内容，还得到了老师和同学的帮助，在此表示感谢。由于本人能力有限，经验不足，书中难免会出现一些错误，恳请大家批评指正。编者2011-6-16第一章设计任务书设计题目分离乙醇-水混合液的板式精馏塔设计数据生产能力：年处理乙醇-水混合液5.0万吨原料：乙醇含量为15%(质量百分比，下同)的常温液体分离要求：塔顶

3、含量不低于94%塔底含量不高于2%操作流程的确定和说明操作压力：由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔5的操作费用，操作压力选为常压。其中塔顶压力为1.0132510Pa，是实际加工制造这样的精储塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。加热方式：精储塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分,水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。第二章塔板的工艺设计第一节精微塔全塔物料衡算F:原料液流量

4、（kmol/s）D：塔顶产品流量（kmol/s）WW塔底产品流量（kmol/s）XF：原料组成（摩尔分数，下同）XD：塔顶组成XW塔底组成原料乙醇组成:15/46XF15/4685/185.37%塔顶组成：XD94/4694/466/1885.98%塔底组成:Xw2/462/4698/180.79%进料量：F0.0974kmol /s2104103(0.15/460.85/18)5.0万吨/年=300243600物料衡算式为:FDWFxfDxdW即联立方程组解得:D0.00524kmol/sW0.09218kmol/s第二节计算温度、密度、表面张力、粘度、相对挥发度气液相及体积流量表一.常压下

5、乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/oC液相气相温度/oC液相气相温度/oC液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.991.温度利用表中数据由拉格朗日插值可求得ttD、tw,89.086.71tFt

6、 f 89.05.377.21t D78.15t D78.21C85.9889.43 t f 90.73 Cc ,78.1578.412 t D89.4374.7210095.53 t w 0 1.94精微段平均温度：5提储段平均温度t w 100 ? I 0.790t F +t Dt 12t F +t W298.13 C90.7378.21290.7398.13284.47 C94.43 C7.219.862.密度已知：混合液密度：二史+史（a为质量百分率，M为平均相对分子质量）lABT0M混合气密度：V22.4T0精微段：84.47C,液相组成Xi:84.182.716.6123.3784

7、.4782.7x123.37x1=14.82%气相组成yi：84.182.750.8954.4584.4782.7yi54.45y1=49.95%所以Mli460.148218(10.1482)22.15kg/kmol31.99kg / kmolMv1460.499518(10.4995)(2)提储段：094.43C95.5 89.01.9 7.2195.5 89.017.0 38.9146 0.0277y218 (1液相组成X2:气相组成y2：所以ML294.4389.0X27.2194.4389.038.910.0277)X22.77%y234.70%18.78kg/kmolMV2460.

8、347018(10.3470)27.27kg/kmol184.4785 8084.47 80C,，968.6 971.8 乙-971.83乙=732.14kg/m表二.不同温度下乙醇和水的密度温度/oC乙水温度/oC乙水80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在3和G下的乙醇和水的密度858084.47803,水=968.94kg/m968.6971.8水-971.8959094.4390向理：t294.43C,乙=720.95kg/m961.85965.3乙724在精储段：液相密度95 90961.85 965.3L1 94

9、.43 907k-965.3水=962.25 kg/m 3L1L10.1482 46/0.1482 46 18 (1-0.1482)1 0.3078 0.001135732.14968.94881.24 kg/m3气相密度：V131.99 273.1522.4 273.15 84.471.09 kg / m3在提储段：液相密度L2 10.0277 46/0.0277 46 18(1 0.0277)L2720.951 0.06785 -0.001037962.25L2=940.88kg /m3气相密度：V227.72 273.1522.4 (273.15+94.43)0.905kg/m33.混合

10、液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算公式：WXwVwXwVwX0V0X0V0XwVwX0V 01/4 m1/4SW W1/4S0 0SWxSWVW /VSS0XS0V 0Vsqlg()0q0.441 (；)0V02/3WV2/32lgDS0SW S0 1式中下角标，W部分的分子体积,OS分别代表水、有机物及表面部分，XXo指主体w、为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。(1)精储段：384.47C,温度/oC708090100乙醇表面张力/10-2N/m21817.1516.215.2水表面张力/10-2N/m64.362.660.758.8VmmW18320.43cm/m

11、ol981.2446342.20cm/mol1.09乙醇表面张力：黑等16.217.1516.2乙乙16.725;水的表面张力:90809084.4760.762.660.7水水61.7510因为Xd0.1482,2W、lg(T00.4410.441(xWVW/)XoVXwVwXoV(1(X0)VwXoVXwVwXoV0.1482)20.4320.148242.20(0.851820.430.148242.20)所以Xw10.14820.8518lg2.050.3110V02/32/31WVW2.0584.470.888273.152/316.72542.202/361.75120.43Q0.

12、3110.8880.577联立方程组2Alg(3W)S0SWS01求得：SW0.387S00.6131/4m0.38761.7511/40.61316.7251/42.32529.20(2)提储段:f294.43CmW18940.8819.13cm3/molmo4650.83cm3/mol0.905乙醇表面张力:1009015.216.210094.43乙15.757;水的表面张力:1009058.860.710094.4358.8水水59.848。（xwVw）(X0)Vw%VXwVwX0xVXwVwX0(10.0277)19.1320.027750.83(0.972319.10.027750

13、.83)14.29因为Xd0.0277,所以Xw10.02770.9723Blg(JW)lg14.291.1552/3q0V02/3Q0.441()WVWtq215.75750.832/32/30.44159.85819.1394.43273.1520.768ABQ0.3110.8880.5772联立方程组Alg(=W)S0SWS01求得：SW0.762so0.2381/4 m2.594_/41/40.76259.8580.23815.757129.204.混合物的粘度0.431提储段粘度：2醇X2Fi84.47C,查表得：心94.43C,查表得：精储段粘度：1醇X水=0.3442mPa.s,

14、水=0.2973mPa.s水(1X)0.14820.3432(1水(1X2)醇=0.431mPa.s酢=0.372mPa.sI0.1482)0.3562mPa.s0.3720.02770.2973(10.0277)0.2994mPa.s5.相对挥发度(1)精储段挥发度:由 xA=0.1482, y B=0.4995 得 xB=0.8515, y B=0.5005所以二口 0.4995 0.8515 5 73 yBxA 0.5005 0.1482(2)提储段挥发度:由 xA=0.0277, y B=0.3470 得 xB=0.9723, y B=0.6530所以Vaxb0.347 0.9723

15、L=218.65yBxA0.653 0.02776.气液量体积流量计算因为是饱和液体进料,所以q=1,又因xF=0.0537,所以q为一条直线。x-y相图如下所示:根据x-y相图得:Rminxd yq 0.8598 0.32122.013Vq xq 0.3212 0.05371.5Rmin1.5 2.013 3.02(1而偏段：L=RD=3.020.00524=0.0158kmol/sV=(r+1)D=(3.02+1)0.00524=0.02106kmol/s已知：Ml1 22.15kg/kmol,Mv1 =31.99kg/kmol,so001-907020100006 6 4L1 881.2

16、4 kg/kmol,V1 1.09kg / kmol o则由质量流量：L1 Ml1LV MviV22.15 0.0063 0.139kg/s31.99 0.0084 0.269kg/s体积流量：Ls1工义1391.58104m3/sL1881.24Vs1V1V20.2691.090.247m3/s(2)提储段：因为本设计为饱和液体进料，所以q=1LLqF=0.0063+0.03765=0.0439%mol/sVV(q-1)F=0.0084+0=0.0084kmol/s已知：ML218.78kg/kmol,MV2=27.72kg/kmol,L2940.88kg/kmol,V20.905kg/km

17、ol。则由质量流量：L2ML2L18.780.043950.8254kg/sV2MV2V27.720.00840.2328kg/s体积流量：LS2且竺竺48.77104m3/sL2940.88V20.23283,0.257m/sV20.905第三节理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次试验设计中采用图解法。根据1.01325105Pa下，乙醇-水气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y曲线图，泡点进料，所以q=1,即q为一条直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，如图所示：xq=0

18、.0537,yq=0.3212,所以Rmin2.013,操作回流比等于：R1.5Rmin1.52.0133.02。已知：精储线操作方程：yn1-R-Xn-D-0.751xn0.214R1R1提储线操作方程：yn1LqFxmWxW0.539xm0.0347LqF-WLqFW在图上作操作线，由点(0.8598,0.8598)起在平衡线和操作线间画阶梯，过精储段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.0079为止，由此得到理论版NT=25块(包括再沸器)，加料板为第22块理论板。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体的力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康

19、奈尔公式-0.245、tz.z-Et=0.49l计算。(1)精储段已知：5.73,L1=0.3562mPa.s所以Et0.49(5.730.3562)0.2450.411,N谓02111 47.6,故NP精 48块0(2)提储段已知:18.65, L2=0.2994mPa.s所以Et_ _ 0 2450.49 (18.65 0.2994) .0.322,Np提NT3 1ET 0.3226.21,故Np精全踏所需实际塔板数：Np N啮Np = 48+ 6=54块。全塔效率：ET 比=二= 44.44%Np 54加料板位置在第49块塔板第四节塔经的初步设计塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部

20、分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的面积，应保证有适宜的气体速度。计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径。另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔(阀孔或筛孔)允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。由于精储段、提储段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。在初算塔径中，精储段的塔径可按塔顶第一块板上物料的有关物理参数计算，提储段的塔径可按釜中物料的有关物理参数计算。也可分别按精储段、提储段的平均物理参数计算。目前，

21、塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在1米以下者，标准化先按100mM曾值变化；塔径在1米以上者，按200mM曾值变化，即1000mm1200mm1400mm1600mm塔径标准化以后，应重新验算雾沫夹带量，必要时在此先进行塔径的调整，然后再决定塔板结构的参数，并进行其它各项计算。当液量很大时，亦宜先核查一下液体在降液管中的停留时间8。如不符合要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径的调整。*0冲oa0.2M什）信）图4-1史密斯关联图图中H塔板间距，m；hL板上液层高度，mV,L分别为塔内气、液两相体积流量，nVs；p/,a分别为塔内气、液相的密度，kg/m3由口=（

22、安全系数）Umax,安全系数0.60.8,，式中C可由史密斯关联图查出:1/2Umax横坐标数值:LS1VS11/2L1V1_41.58100.247881.241.090.002取板间距:Hr=0.45m,hL=0.07m,则Hr-hl=0.38查图可知：C20=O.O76.CC20(2/2OS6(等)0.20.08横截面积:U max4 0.247 0.5m 3.14 1.364Ar= d12=0.7850.5 2=0.196m 240.08心81.24092.273m/s1.090.62.2731.364m/s空塔气速:u10.2470.1961.26m/s2.提储段1/2横坐标数值:L

23、S2VS2L2V28.721040.2441/2940.880.1150.905取板间距:C20(20)0.2U max0.089940.88-0.9050.9052.87m/sHr=0.45m,hL=0.07m,则Hr-hl=0.38,查图可知：G=0.076.45.26、0.20.076()0.08920U2D20.43m0.6umax0.62.871.728m/s4VS240.257U23.i41.728圆整：D20.5m,横截面积：Ar=0.785220.52=0.196m2,空塔气速：U2=571.31m/so0.196第五节溢流装置1、堰长lW取l后0.75D=0.750.5=0.

24、375m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度hov下式计算2/3h2.84LahoWE1000lw近似取E=1(1)精储段how42/32.8436001.581010000.3750.0037mhw儿how0.070.00370.0663m(2)提储段how42/32.8436008.7710410000.3750.0117mhwhLhow0.070.01170.0583m2、方形降液管的宽度和横截面Af查图得：atwd一wd._20.124,-0.176则Af=0.1240.196=0.0243m2,0.1760.50.088m验算降液管内停留时间:精储段：AHT也组当569.20sLS

25、11.58104提储段：AHT3旦誓12.54sLs28.77104停留时间5s,故降液管可使用3.降液管底隙高度(1)精储段取降液管底隙的流速u=0.07m/s,则hO =1.58 10 4lwUo 0.375 0.070.02m提储段._4。=28.77100.03mlWuO0.3750.07因为ho不小于20mm所以ho满足要求。第六节塔板布置及浮阀数目与排列塔板分布本设计塔板直径D=0.5m,采用整块式塔板。2.浮阀数目与排列(1)精储段取阀孔动能因子FO=9则孔速u01巨：;；V1-9-8.62m/s1.09VS1一do2u4型724块采用F盘浮阀0.7850.03928.62取边缘

26、区宽度WC=0.03破沫区宽度WS=0.07WD=0.212计算塔板上的鼓泡区面积，即Aa2xVR2x2R2arcsin180RWc0.50.030.22m20.05Wd0.1120.070.068m20.222arcsin0.0680.31m20.22在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，取孔心距为t=100mm鼓泡区面积ANtt240.10.10.24m2。因0.240.31,故取孔心距为100mrm?合要求，浮阀数为24个。AnWs所以A20.068,0.2220.06823.14180按N=24重新核算孔速即阀孔功能因数0.247uO18.37m/s0.0392244Fo8.37.1

27、098.73阀孔动能因子为8.73接近9,大致可以算作在9-13范围内，塔板开孔率为uUo1.268.3713.97%。(2)提储段取阀孔动能因子Fo=9,则孔速UO2Fo99.46m/s0.905NVS2025722ft采用F1浮阀。.2,0.7850.03929.46-douO24在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，按孔心距为t=100mm计算排问距。取t=100mm时，排得浮阀数为22块。_2AaNtt240.10.10.24m。因0.240.31,故取孔心距为100mme合要求，浮阀数为24个。按N=24重新核算孔速即阀孔功能因数uO20.2579.29m/s0.0392224Fo

28、9.29,1099.70阀孔动能因子为9.70,仍在9-13范围内，塔板开孔率为uUo1.319.7112.62% 。第三章塔板的流体力学计算第一节气相通过浮阀塔板的压降可根据hphchh计算1.精储段(1)干板阻力Uod1 825 而 1.825,1.0910.02m/so因Uoi工viUo21.0910.022Uoa,故hci5.3415.340.034m211g2881.249.8(2)板上充气液层阻力取=0.5,h11=Ohl0.50.070.035m(3)液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为hp10.0340.0350.069m,pp1

29、hp111g0.069881.249.8595.89pa2.提储段(1)干板阻力Uoc2对7,111.09m/s。,0.905V2u020.90511.092因U02Uoc2,故hc25.345.340.032m2l2g2940.889.8(2)板上充气液层阻力取=0.5,h12=Ohl0.50.070.035m(3)液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为hp20.0320.0350.067m,pp2hp212g0.067940.889.8617.79pa第二节堰塔为了防止发生堰塔现象，要求控制降液管中精液高度1.精储段(1)单层气体通过塔板压降所

30、相当的液柱高度hp1=0.069m(2)液体通过降液管的压头损失242L.15310hd10.1530.1535300.00006mlWhO10.3750.02(3) 板上液层高度hl=0.07,则hd1=0.069+0.00006+0.07=0.014m。取0.5,以选定HT0.45m,hW1=0.0663贝UHthW10.5(0.450.0663)0.258m可见Hd1HthW1,所以符合要求。2.提储段(1) 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp2=0.067m(2) 液体通过降液管的压头损失242Ls28.77104hd20.1530.1530.00009mlWhO20.3750.

31、02(3) 板上液层高度hl=0.07,贝Uhd2=0.069+0.00006+0.07=0.01379m。取0.5,以选定HT0.45m,hW2=0.0663贝UHthW20.5(0.450.0583)0.254m可见Hd2HthW2,所以符合要求。第三节.雾沫夹带验算1.36LsZlVs泛点率=一KCfA100%泛点率=100%1.精储段查得物性系数K1.0,泛点负荷系数Cf0.103ZlD2Wd0.520.1120.276mAbA2Af0.19620.02430.1474m2所以,0.247泛点率=1.09881.241.09_4一一1.361.58100.27610.1030.1474

32、2.41%80%0.2471.09泛点率=881.241.091.94%80%0.7810.1030.196可见，雾沫夹带在允许的范围之内2.提储段查得物性系数K1.0,泛点负荷系数Cf0.101ZLD2Wd0.520.1120.276m2AbA2Af0.19620.02430.1474m2所以，0.257泛点率=0.9054+1.368.771040.276940.880.90510.1010.14743.87%80%0.257.0.905泛点率=940.880.9051.60%80%0.7810.1010.196可见，雾沫夹带在允许的范围之内第四节塔板负荷性能图1.雾沫夹带线泛点率=1.3

33、6LsZlKCfA据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线，取泛点率为80%弋入泛点率计算式。(1)精储段0.81.09881.24 1.091.36 0.276LS1.0 0.103 0.1474整理可得雾沫夹带上限方程为:VS 9.8 303.1LS(2)提储段Vs0.80.9051.36 0.276LS940.88 0.9051.0 0.101 0.1474整理可得雾沫夹带上限方程为:VS 12.37 389.87 LS精储段Ls (m3/s )0.020.013 .、Vs (m/s )9.206.79提储段Ls (m3/s )0.020.012.液泛线HthwhphLhdhehd由此确定液泛

34、线,忽略式中Hthw5.342 vUo 2-7g0.153LslWhO(1) h 2.84 E 10002/33600 LslwVs-do2N4(1)精储段0.2585.3420.785241.09Vsi24 _0.039881.24 9.8 222/32720LS1 1.5(0.0663 1.2867LS1 )整理后可得：V： 0.3022 3313.92 LSi2/32.3515 LS1(2)提储段0.254 5.340.905Vsi2SIZ _2 24 Z -_ -0.785 220.039940.88 9.8 21208.98LS2 1.5(0.0583 1.2867LS2)整理后可得

35、:222/3Vs0.15455 3182.96 LS2 5.082 LS2在操作范围内,精储段一，3,、Ls1 (m/s )0.0010.0030.0040.0053，Ls1 (m/s )0.5250.4730.4360.388提储段3Ls2 (m/s )0.0010.0030.0040.0051/3,一、Ls2 (m/s )0.3770.3240.2800.214任意取若干个 Ls值，算出相应的Vs值:3一.Vs(m/s)11.598.473. 液体负荷上限线液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s。液体在降液管内停留时间Af Ht一 一35s55s作为液体在降液管内停留时间的下限，

36、则Af Ht 0.0243 0.45LSmax0.0022m3/s4.漏液线对于F1型重阀，依动能因数F。5作为规定气体的最小负荷的标准，则Vsd2Nuo 4(1)精储段Vsimin-doN 42530.785 0.039 24 0.137m /s1.09(2)提储段Vs2min, 2 5dN 4 . v0.785 0.0392 2250.138m3/s. 0.9055 .液相负荷下限线取堰上液层高度how0.006 m作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线该线于气相流量无关的竖直线。代入 how的计算式:也 1.02 10003600Llw22/3 0.006取= 1.0,则 Lsm.0.0

37、06 10002.84 1.02/30.37530.003m /s36006.操作性能负荷图由以上15作出塔板负荷性能图。由塔板负荷性能图可看出：(1)在任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点)处在适宜操作区内的位置；(2)塔板的气液负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；(3)按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限一一_3_3(Vs)max1.65m/s,(Vs)min0.57m/s所以，塔的操作弹性为1.65/0.572.89有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表4表4浮阀塔工艺设计计算结果项目计算数据备注精储段提储段塔径D,m0.50.5板间距Ht,m0.450.45塔板型

38、式单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速u,m/s1.261.31溢流堰长度lw，m0.3750.375溢流堰高度hw,m0.06630.0583板上液层高度hum0.070.07降液管底隙高度,m0.020.02浮阀数N,个2422等边三角形叉排阀孔气速Uo，m/s8.379.29阀孔动能因数Fo8.739.70临界阀孔气速Uoc,m/s8.629.46同一横竖、排的孔孔心距t,m0.100.10心距单板压降P,Pa595.89617.79液体在降液管内的停留69.2012.54时间，s降液管内的精液高度0.000060.00009Hd,m泛点率，2.413.87气相负荷上限Ws*ax1.651

39、.65雾沫夹带拴制气相负荷卜限（Vs）min0.570.57漏夜控制操作弹性2.892.89第四章塔附件设计塔的外壳多用钢板焊接，如外壳采用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用法兰连接。板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装置，如除沫器、人（手）孔、基座，有时外部还有扶梯或平台。止匕外，在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈。为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。如图4-1为一板式塔的总体结构简图。一般说来，各层塔板的结构是相同的，只有最高一层，最低一层和进料层的结构有所不同。最高一层塔板与塔顶的距离常大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离

40、较大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有1015min的停留时间，使塔底液体不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸气，塔底与再沸器间有管路连接，有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽加热，则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。另外，进料板的板间距也比一般间距大。第一节接管1.进料管进料管的结构种类很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下:取 Uf 1.6m/s, lp 918.19kg/m32 1073600 300 24 918.1930.00084m /sD 4 0.00084 3.14 1.60.026

41、m26mm查标准系列选取323.52.回流管采用直管回流管，取Ur 1.6m/s, dR4 0.000933.14 1.60.027m 27mm查表取323.53 .塔釜出料管取uW1.6m/s,dWJ40.001390.034m34mm。查表取453.5。,3.141.64 .塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速u20m/s,DJ41.540.313m313mm，查表3.1420取453.5。5.塔釜进气管采用直管，取气速u23m/s,DJ41.540.336m336mm,查表取.3.14233506。6,法兰由于常压操作，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。

42、(1)进料管接管法兰：Pg6Dg30HG5010-58(2)回流管接管法兰：Pg6Dg30HG5010-58(3)塔釜出料管法兰：Pg6Dg40HG5010-58(4)塔顶蒸汽管法兰：Pg6Dg300HG5010-58(5)塔釜蒸汽进气法兰：Pg6Dg300HG5010-58第二节筒体和封头1.筒体1.60mm1.0565000.2212500.9因此筒体的壁厚取4mm材质为A3.2.封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径Dg=500mm查得曲面高度h二125mm直边高度h0=25mm内表面积F封=0.310m2容积V圭t=0.021m3.。选用封头Dg500

43、4,JB115473.第三节除沫器当空塔气速较大，塔顶带夜现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾低的情况下，设置除沫器，以液体夹带损失，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0.107设计气速选取：u K881.241.091.09系数K 0.1073.04m/ s4Vs4 3.901.28m除沫器直径：Du.3.143.04选取不锈钢除沫器：类型：标准型，规格：40-100,材料：不锈钢丝网(1Gr18Ni19),丝网尺寸：圆丝0.23第四节裙座塔底常用裙座支撑，裙

44、座的结构性能好，链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：Dbi5002160.20.4103332mm基础环外经：Dbo5002160.20.4103732mm圆整：Dbi400mmDbo700mm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2日地角螺栓直径取M30.第五节吊柱对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便的一项实施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度较大，因此设吊柱。本设计塔经D=500mm可选用吊柱20

45、0kg。S=400mmL=1200mm,H=400m用料为A3。第六节手孔由于精储塔的直径为500mm所以只需要安装手孔，开2个75的圆孔。第五章塔总体高度的设计一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500mm塔顶部空间高度为1000mm二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。HBtLS60RV/AT0.50.757.50103600.142/0.540.61.43m三塔立体高度H1HtN512045054512024900mm21.2mHH1HBH裙H封H顶21.21.4

46、320.151.025.78m第六章附属设备设计第一节冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500kcal/(m2.h.C)本设计取K=700kcal/(m2.h.C)=2926J/(m2.h.C)。出料液温度：78.137C(饱和气)78.173C(饱和液)冷却水温度：20C35C逆流操作：t158.173C,t243.173C58.13743.173,58.137In50.30 C传热面积:K tm_3Q 870 1.09 3.09 102926 50.302926 50.3019.9m243.173设备型号：G500I-16-40第二节再沸器的选择选用120

47、饱和水蒸气加热，传质系数取K=2926J/(m2.h.C)料液温度：99.815C100C(饱和液)热流体温度：120C120C逆流操作：t120C,t220.185Ctmt1 t220 20.185InTIn320.18520.1 C传热面积：AQQ8700.8183.18103“238.5mKtm292620.1292620.1设备型号：G500I-6-70参考资料：1华东理工大学化工原理教研室编.化工过程设备及设计.广州：华南理工大学出版社.1996.022天津大学化工原理教研室编.化工原理(T).天津：天津大学出版社.1999.043大连理工大学王国胜主编.化工原理课程设计.大连理工大

48、学出版社2005.02目录、4)前言1第一章设计任务书2第二章塔板的工艺设计3第一节精储塔全塔物料衡算3第二节计算温度、密度、表面张力、粘度、相对4第三节理论塔板的计算11第四节塔经的初步设计12第五节溢流装置14第六节塔板布置及浮阀数目与排列16第三章塔板的流体力学计算18第一节气相通过浮阀塔板的压降18第二节堰塔19第三节.雾沫夹带验算20第四节塔板负荷性能图22第四章塔附件设计27第一节接管27第二节筒体和封头29第三节除沫器29第四节裙座30第五节吊柱30第六节手孔30第五章塔总体高度的设计30第六章附属设备设计31第一节冷凝器的选择31第二节再沸器的选择325塔底压力1.01325105N(265530)Pa塔型选择：根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。进料状态：虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还