年处理4.0万吨每年苯-氯苯混合液浮阀精馏塔设计 化工原理课程设计

化工原理课程设计题目年处理40万吨每年苯氯苯混合液浮阀精馏塔设计专业化学工程与工艺学生姓名王泽艺学生学号104371741034班级10化工_指导教师王克良六盘水师范学院化学与化学工程系2013年7月六盘水师范学院化工原理课程设计任务书班级化学工程与工艺10本姓名王泽艺学号1043717410341设计任务设计一分离苯氯苯混合物的连续精馏塔2设计参数原料液的处理量40万T/A原料液组成035苯质量分数塔板形式浮阀设计条件操作压力4KPA塔顶产品出料管表压；4KPA（釜液出料管表压）；4KPA（进料管表压）进料热状况泡点回流比R112RMIN单板压降07KPA年工作时间300天（24小时连续生产）建厂地址六盘水地区3设计指标塔顶馏出液组成（质量分数）0995塔底釜液组成（质量分数）0024设计项目1设计方案简介对确定的工艺流程、塔及塔板类型进行简要论述；2精馏塔塔径、塔高及塔板主要工艺尺寸的计算；3辅助设备的计算及选型；4绘制精馏工艺流程图（2号）及精馏塔工艺条件图2号；5对本设计的评述。主要参考文献1华东理工大学化工原理教研室编，化工原理上、下M2化学工程手册编辑组编，气液传质设备M，化学工业出版社，19793化学工程手册编辑组编，液体精馏M，化学工业出版社，19794化工设备设计全书编辑委员会编，塔设备设计M，上海科学技术出版社，19885华南工学院化工原理教研室编，化工过程及设备设计M，华南理工大学出版社，19866陈敏恒等，化工原理（上）（第三版）M，化学工业出版社，20067陈敏恒等，化工原理（下）（第三版）M，化学工业出版社，20068谭天恩等，化工原理（上）（第三版）M，化学工业出版社，20069谭天恩等，化工原理（上）（第三版）M，化学工业出版社，2006目录绪论4设计方案的选择和论证5第一章塔板的工艺设计711基础物性数据表712物料衡算9121塔的物料衡算9122平衡线方程的确定10122确定操作的回流比R10124求精馏塔的气液相负荷11125操作线方程12126用逐板法算理论板数12127实际板数的求取1213精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算13131进料温度的计算13132操作压强14133平均摩尔质量的计算14134平均密度的计算15135液体平均表面张力计算16136液体平均黏度计算1714精馏塔工艺尺寸的计算18141塔径的计算18142精馏塔有效高度的计算2115塔板主要工艺尺寸的计算21151溢流装置计算2116浮阀数目、浮阀排列及塔板布置2417塔板流体力学验算25171计算气相通过浮阀塔板的静压头25FH172降液管中清液层高度26DH173计算雾沫夹带量27VE18塔板负荷性能图28181雾沫夹带上限线28182夜泛线29183液相负荷上限线30184气体负荷下限线31185液相负荷下限线32第二章热量衡算3521相关介质的选择35211加热介质对的选择35212冷凝剂3522蒸发潜热衡算35221塔顶热量35222塔底热量36第三章辅助设备3731冷凝器的选型37311计算冷却水流量38312冷凝器的计算与选型3832冷凝器的核算39321管程对流传热系数39322计算壳程流体对热传热系数39323污垢热阻40324核算传热面积41325核算压力降41第四章塔附件设计4341接管43411进料管43412回流管44413塔底岀料管44414塔顶蒸汽岀料管44415塔底进气管4442筒体与封头45421筒体45422封头4543除沫器4544裙座4645人孔4646塔总体高度的设计47461塔的顶部空间高度47462塔的底部空间高度47463塔立体高度47设计结果汇总48结束语49参考文献50主要符号说明51绪论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。设计方案的选择和论证本设计任务为分离苯_氯苯混合物。对于二元混合物的分离，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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。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。连续精馏流程图图11流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R20RMIN。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。通体由不锈钢制造，塔节规格25100MM、高度0515M，每段塔节可设置12个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。从苯氯苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。第一章塔板的工艺设计11基础物性数据表1苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据物系液相密度L3MKG气相密度V3KG液相流量LS13SM气相流量VS13S表面张力1MN苯氯苯84192996000616100209苯氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取。TN根据苯氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取YX依据，将所得计算结果列表如下BABTPPX/TAPXY/表2相关数据计算温度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900IP氯苯148205293400543719760X1067704420265012700190两相摩尔分率Y1091307850614037600710相对挥发度OABP5135135546075094441436463949933815789表3苯氯苯温度粘度关系表温度20406080100120140苯粘度MPAS0638048503810308025502150184氯苯粘度MPAS0750560440350280240表4组分的液相密度（KG/M3）温度，（）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975表5组分的表面张力温度8085110115120131A苯212206173168163153B氯苯261257227222216204表6不同温度下苯氯苯的粘度温度T，6080100120140苯MPAS03810308025502150184氯苯MPAS05150428036303130274表7板间距与塔径的关系塔径D/MM300500500800800160016002400板间距HT/MM200，250，300250，300，350300，350，400，450，500400，450，500，550，600表8塔板分块数与塔径的关系塔径D/MM8001200140016001800200022002400塔板分块数345612物料衡算121塔的物料衡算（1）苯的摩尔质量781AM/KGMOL氯苯的摩尔质量11261B/L（2）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率和平均摩尔质量029612/98178/2/86/59178/943706265178/3/WDFXHKMOLWKLDHKMOLFM/610291612029178/59788686/34304370（3）物料衡算由题所给条件为原料处理量4万T/A得KMOL/H965372040F总物料衡算WD即（1）易挥发组分物料衡算FWXX即（2）96502986塔的物料衡算总物料衡算DW5696苯物料衡算0986D0029W04375696解得D3127W2568/KMOLH/KMOLH122平衡线方程的确定1根据苯氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取YX依据，将所得计算结果列表如下BABTPPX/TAPXY/表11相关数据计算温度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900IP氯苯148205293400543719760X1067704420265012700190两相摩尔分率Y1091307850614037600710相对挥发度OABP5135135546075094441436463949933815789本题中，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YX可以忽略。平均相对挥发度，则，汽液平衡方程为436XXY11123确定操作的回流比R将表31中数据作图得曲线。YX0010203040506070809100102030405060708091XYYXFX图11苯氯苯混合液的XY图在图上，因，查得，而，。故有YX1Q750EY4370FE9860DX6243705986EDMXYR考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的12倍，即74906212MR124求精馏塔的气液相负荷HKMOLDRL/42371490LV/695F8523HKOL/694125操作线方程精馏段操作线方程为174908611NDNNXRXY564028提馏段操作线方程为0945298371NNWNNXXVWXLY126用逐板法算理论板数941086436901111DDXYXYX8907436905940282YX同理可算出如下值029083029517431607243606720405973268401539762885437WFXXYXYXYX据代入提馏段方程中。块板上进料，以后将数所以第所以总理论板数为12块（包括再沸器），第7块板上进料。TN127实际板数的求取选用公式计算。该式适用于液相粘度为MTELOG610700714MPAS的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平M均粘度。查TXY图，由09860029查得塔顶及塔釜温度分别为DXW804313592，TDWT全塔平均温度/2804313592/210818MTD根据表34表22苯氯苯温度粘度关系表温度20406080100120140苯粘度MPAS0638048503810308025502150184氯苯粘度MPAS0750560440350280240利用差值法求得，。SMPA240ASMPA2610B250437371FBFAMX5LOGLOG607TE实际塔板数（近似取两段效率相同）PN精馏段块，取块32150/61P12PN提馏段块，取块4920总塔板数块21PPN13精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算131计算平均温度MT利用表11数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度,19860718DT430T加料板，3FT8FT塔底温度，071290714W9235WT精馏段平均温度84/38MT提镏段平均温度0312/9215132操作压强取每层塔板压降为07KPA计算。塔顶KPA31054DP加料板KPA510967F塔底9W精馏段平均压强472/3105P提镏段平均压强KPA19133平均摩尔质量的计算精馏段2984MT液相组成，180294670X611气相组成9631所以KMOLGML/8267V7028提镏段0312MT液相组成，2650131765X3162X气相组成，430422Y02Y所以KMOLGML/713611678V89134平均密度计算液相平均密度ML,表33组分的液相密度（KG/M3）温度，（）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯TA186392氯苯B0574式中的T为温度，塔顶3,KG/M71084306571420657142TBLD,2891MLDBLDAMLA进料板3,KG/480716132861392TF3,KG/M5104806571420657142TBLF,638MLFBLFAMLA塔底3,KG/81703128691261392TW,564ALD3,/05740574TB,KGM10198621MLWBLWAMLWA精馏段3KG/45/8702提镏段9231L汽相平均密度MV,精馏段3,KG/M8729473180VRTMP提镏段3,/10MVV135液体平均表面张力计算表44组分的表面张力温度8085110115120131A苯212206173168163153B氯苯261257227222216204液体平均表面张力依下式计算，即ILMX塔顶液相平均表面张力的计算由，用内插法得4380DT，218043620185,ADN/M15,AD,7,B076,B/2104598MLD进料板液相平均表面张力的计算由，用内插法得14T，62085143762085,AFN/M1920,AF,7,B35,B/2614194MLF塔底液相平均表面张力的计算由，用内插法得0312WT，317028675,AWN/M2317,AW,2,B90,B/742390209ML精馏段液相平均表面张力为MN/17/641L提镏段液相平均表面张力为/582/72L136液体平均粘度计算表55不同温度下苯氯苯的粘度温度T，6080100120140苯MPAS03810308025502150184氯苯MPAS05150428036303130274液相平均粘度可用表示LGLGLMIIX塔顶液相平均粘度，3084308251ASPAA307，26B42B，6LG917LG9LG,MLDSMPALD308,进料板液相平均粘度，3084308251ASMPAA28，216BB40，LG76LG47LG,MLFSMPALF360,塔底液相平均粘度，250132105ASMPAA290，636BB3,90LG2179LGLG,MLFSMPALF3870,14精馏塔工艺尺寸的计算141塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段汽相体积流量/SM420873609543603,MVSM汽相体积流量/H12/S23H液相体积流量/S06484560933,MLS液相体积流量/H2/S4033H提镏段汽相体积流量/SM4250136789543603,MVSM汽相体积流量/H2/SH液相体积流量/S02619360783603,MWLS液相体积流量/H/S23H（1）精馏段塔径计算，由（由式）MAXLVUC02L2C查图的横坐标为20C026187245815296,VLHVLF选板间距，取板上液层高度006M，045THMLH故639L以为横坐标查图22得到,VF0812C079207410810C354187245079MAXU取安全系数为，则空塔速度为4351MAX塔径56098624UVDS按标准塔径圆整为D06M（2）提馏段塔径计算其中的查图，图的横坐标为022CL式中由计算20C104213964250,VLHVLF取板间距板上液层高度045THMLHM则69L查图22得到0782C0752051078028121396075MAXU取安全系数为，则空塔速度为897MAX塔径601463250UVDS按标准塔径圆整为D06M根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为D06M塔截面积为2830641634DAT以下的计算将以精馏段为例进行计算图22142精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为TN1H31045MZ精精（）（）提馏段有效高度为45M0在进料板上方开一人孔，其高度为。08故精馏塔的有效高度为945ZL15塔板主要工艺尺寸的计算151溢流装置计算因塔径为06M，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。溢流堰长（出口堰长）WL取M5106850DLW精馏段堰上溢流强度,满足HM/130HM/49/2/3WHLL强度要求。提镏段堰上溢流强度,满足/5180/369/33WHL强度要求。出口堰高WHOL对平直堰3/20284WHWLLEH精馏段由及，查化工原理课程设计5/DL31250/95图55得，1图33于是（满足要求）MHOW0568/2910843/24906OL验证设计合理OWWHH5提镏段由及，查化工原理课程设8/DL32501/36/252LL计图55得，于是1E（满足要求）M01/3690243/2OWH670OL验证设计合理5OWWHH降液管的宽度和降液管的面积DWFA由，查化工原理课程设计P112图57得850/DLW，即14/,1TFDA，。M23622M8302081FA图44液体在降液管内的停留时间精馏段（满足要求）S593210640/53/STFLHA提镏段（满足要求）F降液管的底隙高度OH精馏段取液体通过降液管底隙的流速，则有M/S07OU（不宜小于0020025M，本结果满足要0187510640OWSULLHH求）故合理0634960提镏段取液体通过降液管底隙的流速，则有M/S25OUM05251OWSULLH故合理063140364选用凹形受液盘，深度凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。HW16浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板的分块本设计塔径为D06，因，故塔板采用分块式。由表53得，80MD塔板分为3块。（2）边缘区宽度确定取。065SW035CW（3）开孔区面积计算221SIN80AXAXRR其中4173605461M22105DSCDXWR故22212314065046466SIN185AA（4）浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子,由F0可求阀孔气速，1VUU即SMFUV/93584200每层塔板上浮阀个数为3295046202UDVNS浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式排列，765TMT、则设计条件下的阀孔气速为SMNDVUS/91503783298020阀孔动能因数为0591361057VFU所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。1360932/200DDNAT此开孔率在515范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。17塔板流体力学验算171计算气相通过浮阀塔板的静压头降FH每层塔板静压头降可按式计算。PCLH1计算干板静压头降C由式可计算临界阀孔气速，即825173VCUOCUSMVOC/05871258251，可用算干板静压头降，即C0LVCCGH340C61852952计算塔板上含气液层静压头降FH由于所分离的苯和氯苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上50液层高度所以依式,06LHLL0ML3503计算液体表面张力所造成的静压头降H由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为FMHHLCF064304换算成单板压降设计允许KPAPGHPLFF70653890264值172降液管中清夜层高度DH式OWDWFDHHH1计算气相通过一层塔板的静压头降F前已计算MF0642计算溢流堰（外堰）高度WH前已计算HW3液体通过降液管的静压头降D因不设进口堰，所以可用式20153HLHWSD式中MLMLWS,9240,03570M185351DH4塔板上液面落差H由于浮阀塔板上液面落差很小，所以可忽略。5堰上液流高度OW前已求出MHO0164这样MHHOWDWFD126040185406为了防止液泛，按式，取校正系数，选定板间距TH,450TMHWMHT2470450从而可知，符合防止液泛的要求。HWTD1266液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35S,才能使得液体所夹带气体释出。本设计5S01451037FTSAHL可见，所夹带气体可以释出。173计算雾沫夹带量VE判断雾沫夹带量是否在小于10的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。1F泛点率的计算时间可用式和10361PFLSVLSAKCZV10781TFVLSAKCV塔板上液体流程长度MWDZDL23620塔板上液流面积241508471AFTP图55精馏段苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K10,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式0127FC96510469280384571及5109217078F提镏段苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K10,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式140FC63571076928053593701及34109621407803F为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80，所以雾沫夹带量能满足的要干气）（液）/KG10EV求。18塔板负荷性能图181雾沫夹带上限线对于苯氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率亦为上限值,利用式干气）（液）/KG10EV1F和便可作出此线。10361PFLSVLSAKCZV10781TFVLSAKCV由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有8031720156845SSV整理后得4SSL即即为负荷性能图中的线1S693此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可SLSSLV241SV在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。0001000300050007S2285220721582108S182液泛线式由，WTDHHOWDWPDHHHLCP联立。即OWDWLCOWDWPWT式中，板上液层静压头降GUHLVC2345压0LLH0从式知，表示板上液层高度，。所以OWLHL321084WSOWLEH板上3200压WSWOWLLLLH液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略H液体经过降液管的静压头降可用式20153HLLHWSD则LDCDLCWTHH）（0320202601842153345WSWWSLVLHHLGU）（式中阀孔气速与体积流量有如下关系0UNDVUS204精馏段式中各参数已知或已计算出，即206/845/87250472045033NMKGKGMHHLVWT；代入上式。MLW28168039D整理后便可得与的关系，即SVL3214961SSSLV此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依S32224851849671SSSL0000500100150020025SL341313286252203125SV用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的Y2。SV提镏段32/1936/213503404503NMKGKGMHHLVWT；代入上式MLW2812609D整理后便可得与的关系，即SVL2274587SSSV0001000500100150020025S324330512792245519831221S用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的Y2。183液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35S。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。秒5STFLHA取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即5SMAXSL液相负荷上限，于是可得精馏段所5/025542810MAX3MAXTFSTFSHALSHAL显然由式得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线Y3。提镏段5/025542810MAX3MAXTFSTFSALSAL显然由式所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线Y3。184气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因500RE0228NC横过管束中心线的管子数，对正方形排列式中N为换热器总19CN管数；NB折流挡板数；N折流挡板间距，MU0按壳程流通截面积A0计算的流速，而A0HDNCD0D壳径，MD0换热管外径，M。本题中，管子的排列方式对压力影响的校正因数FS115,壳层数NS1。管子为正方形斜转45排列，管子排列方法对压力降的校正系数F04横过管束中心线的管子数191987CN取折流挡板数305BLNH壳程流通截面2016702563CADNDM由于蒸汽冷凝后变成液体，所以这时涉及到的相关物性数据得带入液态时的数据。00124613027912/3686LRMUSA035ED028564EFR于是PA2181017951PPA2205393396所以018PA通过以上压力降核算可知管程和壳程压力降都小于所要求的30KPA,所以所选的冷凝器是合适的。第四章塔附件设计41接管411进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下取，4SFVDU16M/S3057/S416412回流管采用直管回流管，取。RU16M/S，278HKMOLDL/521479824503036514RDM413塔底出料管取，直管出料WU16M/S3802/LG5210781520981343607434SWVDMU414塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速。20/UMS14341926VDM415塔底进气管采用直管取气速，则23/UMS24VDU21902673M42筒体与封头421筒体1056402129M壁厚选6MM，所用材质为A3422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D06MM，可查得曲面高,直边高度，内表面积MH15004HM，容积。选用封头。2460MFH396V6DG43除沫器在空塔气速较大，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。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取017LVUKK且82401795/MS除沫器直径130167SVDU选取不锈钢除沫器类型标准型；规格40100；材料不锈钢丝网（1CR18NI19TI）；丝网尺寸圆丝023。44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,故裙座壁厚取16MM。80M基础环内径3BI基础环外径3BO18经圆整后裙座取，；基础环厚度考虑到腐蚀余量去I12MBO012M；考虑到再沸器，裙座高度取22M，地脚螺栓直径取M22。45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1020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。46塔总体高度的设计461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为600MM，塔顶部空间高度为1200MM。462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。BSVTHTL60R/A057M3619/142395463塔立体高度NHT21015024501154963裙寸顶HB设计结果浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表项目内容数值或说明备注塔径D/M06板间距HT/M045塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速U/M/S0897堰长LW051板上液层高度HW/M006降液管底隙高度H0/M003浮阀数N/个323等腰三角形叉排阀孔气速U0/M/S616临界阀孔气速U0CM/S505阀孔动能因数F01030孔心距T/M0075同一横排的孔心距排间距H/M0065相邻两横排中心线距离单板压降P/PA504液体在降液管内停留时间/S5192降液管内清液层高度HD/M0126泛点率501气相负荷上限VSMAX/M3/S240雾沫夹带控制气相负荷下限VSMIN/M3/S108漏液控制操作弹性222结束语通过这两周的课程设计，让我了解到了精馏塔的设计流程、用途以及各方面的优点。在精馏塔的设计过程中，需要查阅大量的资料和非常多的计算。认真的计算是做好课程设计所必需的。而通过这次的设计培养了我们的思维能力、独立工作的能力。养成了严谨的思考能力。对于设计过程我们通过查阅各种文献得到数据，公式最后汇总，通过给出的设计任务书进行计算，使我们的自学能力，汇总能力都得到了提高。在这之中，我觉得难处主要有三点一是查找资料。找资料其实不难，关键是如何去辨别找到的资料是否有用，有时会找到两套不同的数据，然后就得自己去辨别了。比如查找苯和氯苯的安托因常数，就找到了两组不同的数据，只能自己将数据代入计算看哪一个合理，所以很是麻烦。二是计算。计算是个很磨练人耐心的事情，稍一不小心就会算错，而且有可能当时还不知道，到头来发现不对就得改好多东西，所以说这确实要有耐心。不能太粗心，做错了也得认真的改过来，不发脾气争取不再出错。三是画图。因为以前没有学习过CAD制图，所以在制作塔设备图大家都去学习CAD的基本作图知识，在大家的一起交流合作下才成功把图做好。课程设计是对知识的检验，是对我们能力的检验，让我们将知识和实践结合起来，发挥我们的想象将课程设计做好、做的合理、做的正确。在此特别感谢带我们的王老师，通过他的指导让我们圆满完成了这次的课程设计，在此非常的感谢。参考文献1董大勤化工设备机械基础M北京化学工业出版社，20122全国化工设备技术中心站化工设备图样技术要求2000版S3GB150142011压力容器S4郑晓梅化工工程制图化工制图M北京化学工业出版社，20025JB/T47102005钢制塔式容器S6天津大学化工原理教研组，化工原理课程设计，天津科学技术出版社，19947化学工程手册编辑委员会，化学工程手册（第13篇）汽液传质设备化学工业出版社，19878路秀林，王者相等塔设备北京化学工业出版社，20049陈敏恒，丛德兹等化工原理上、下册第二版北京化学工业出版社，200010柴诚敬、王军等化工原理课程设计，天津科学技术出版社2006年11王存文、孙伟