化工原理课程设计之苯项目设计方案

1 化工原理课程设计之苯项目设计方案 第 2 章 设计方案的确定 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。 置流程的确定 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，工业生产中已连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，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，为此，中确装置流程时应考虑余热的利用，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气，分凝器 全凝气两种不同的设备。工业上以采用全凝气为主，以便于准确的控制回流比，塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后续装置使用气态物料，则宜用分凝器。 2 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。 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 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，为设计和制造上提供了方便。 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。但在本次课程设计中对于甲醇 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 塔底安装一个鼓泡管，于 3 是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。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。对于苯甲苯溶液，一般采用 压）。 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。 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。 流比的选择 回流比是精馏 操作中的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选择合适的回流比，也可参考同类生产的经验值，必要时可迭用若干个 R 值，利用吉利兰图求出对应的理论板数 N,作出 R/-(R+1) 中找出适宜的回流比 R。 本次设计任务是分离甲醇 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，塔顶上的蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至 塔内，其余部分经塔顶产品冷却器冷却后送至储罐，该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 4 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。 确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技 术上最先进 、 经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： 足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表 (如温度计、压强计，流量计等 )及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常 ，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷 5 却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全 面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。 础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。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。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。 塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38孔在塔板上作正三角形排列。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： ( ) 结构比浮阀 塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。 ( ) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 10 15。 ( ) 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 ( ) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。 筛板塔的缺点是： ( ) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 ( ) 操作弹性较小 (约 2 3)。 ( ) 小孔筛板容易堵塞。 6 下图是板式塔的简略图 表 1 苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M 沸点（） 临界温度 ） 临界压强 苯 A 甲苯 B 6 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 5 90 95 100 105 3 常温下苯 甲苯气液平衡数据（ 2：8 1附表 2） 温度 5 90 95 100 105 相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 0 7 表 4 纯组分的表面张力 (1：378) 温度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， Mn/m 0 5 组分的液相密度 (1：382) 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,3m 甲苯 ,3m 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 表 6 液体粘度 L （ 1：365P） 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ 甲苯（ 7 常压下苯 甲苯的气液平衡 数据 温度 t 液相中苯的摩尔分率 x 气相中苯的摩尔分率 y 8 第 3 章 精馏塔的工艺设计 原料液、塔顶产品的摩尔分数： 1987 8 . 1 1 = = 0 . 9 8 3 0 9 8 27 8 . 1 1 9 2 . 1 3 1407 8 . 1 1 = = 0 . 4 4 0 2 4 0 6 07 8 . 1 1 9 2 . 1 3 原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量： ( 1 - ) = 7 8 . 3 4 8 k g / k m o l D D A D BM x M x M( 1 - ) = 8 5 . 9 5 8 k g / k m o l F F A F BM x M x M 物料衡算进料处理量： 10000000 / ( 85. 958 7200) 16. 158km D= x=h 总物料衡算： F=D+W 塔底产品处理量： W=h 轻组分物料衡算： F D wF x D x W x顶产品的摩尔分数： ( 1 - ) = 9 2 . 0 1 9 k g / k m o l W W A W BM x M x M 表 8 原料液、馏出液及釜液的含量与温度结果 名称 原料液（ F） 馏出液（ D） 釜液（ W） a/% 40 98 X(摩尔分数 ) 均 摩 尔 质 量（ kg/ 9 作线方程的确定 所谓理论板就是指离开某块塔板的气液两相互成平衡，且塔板上的液相组成也是均匀的。 相对挥发度的求解 ,由于苯 以由表 7计算相对挥发度，解得： = ( 1)xy x 气液平衡线方程为： y=1+因为是泡点进料 )，则带入平衡线方程解得，小回流比： (qy（ (操作回流比为 R=馏段的气、液相负荷： ( 1 ) 2 3 . 2 0 9 k m o l / D 1 6 . 0 4 6 k m o l / D L 提馏段的气、液相负荷： (1 ) ( 1 ) 2 3 . 2 0 9 k m o l / hV q F R q F 3 2 . 2 0 4 k m o l / 精馏段操作线方程： 11馏段操作线方程： 110 通过逐板计算法，先交替使用精馏段操作线方程和相平衡方程计算，直到 再交替使用提馏段操作线方程和相平衡方程计算，直到 x 结果见下表 y x 板数 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 2m 同理，精馏段的，0h=者皆不小于 以，合理。 。 选用凹形受液盘，深度为 60（ 1）取塔板分布数为 ： 4 （ 2）边缘区宽度的确定 ： S s W = 0 . 0 7 m ,W = 0 . 0 4 m(3)开孔区面积计算 222a 2 ( x R - x + a r c s i n )1 8 0 8 - ( W + W ) = 0 . 2 1 - W = - 0 . 0 4 = 0 . 3 6 22 2 2a 2 ( x R - x + a r c s i n ) = 0 . 2 8 4 2 0 R(4)筛孔数 ： 3000 1 5 8 1 0)取 筛 孔 直 径 为A = 1 4 6 3 个： d = 5 m m , 筛 孔 按 正 三 角 形 排 列 ，取 孔 中 心 距 为 ： t = 3 开 孔 率 ：A = = 6 . 2 8 % ( 在 5% 15% 范 围 内 ）8 d = 1 9 m 上 开 孔 数 为 ：n = (d)20 塔 板 上 的 开 孔 面 积 为 ：A = A = 0 . 0 1 7 8 5 通 过 筛 孔 速 度 为 ： 0V（ u ） = = 1 0 . 3 9 2 m / V（ u ） = = 9 . 9 8 8 m / 22 图 4 塔板筛孔布置图 板压降核算 (1）干板阻力 1 0 . 3 9 2 2c 0 . 0 5 1 ( ) ( ) = 0 . 0 3 6 4 5 m 液 柱0 . 7 2 5 8 0 6 . 0 2 5(2）气体通过液层的阻力 (0 ） = = 0 . 4 0 3 5 m / A 0 . 5 0 2 4 - 0 . 0 4 2 7 0 4(3）液体表面张力阻力计算 气体克服表面张力照成的阻力很小可以忽略不计，气体通过每层塔板的液柱高 23 度： 304 4 2 0 . 4 5 1 0 0 . 0 0 2 0 78 0 6 . 0 2 5 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液 柱气体通过每层的压力降为：1 6 6 0 . 4 0 . 7h g p a k p a (设计允许） 体降液管里停留时间核算 = = 2 9 . 1 7 s 留时间大于 3 5秒，故本设计合理。 量液沫夹带核算 液沫夹带量由式 6 7 1 0 () h 计算 2 . 5 2 . 5 0 . 0 6 0 . 1 5h m 6 7 1 0 0 . 4 0 3 5( ) 0 . 0 0 0 7 1 9 6 液 / 气 / 气0 . 4 5 0 . 1 52 0 . 4 5 1 1 0ve k g k g k g k 板压降核算 （ 1）干板阻力 算筛孔 干板阻力h = 0 . 0 5 1 ( ) ( )c 计算 由0 / 5 / 3 1 7d ，查干筛孔的流量系数图得0 9 . 9 8 8 0 . 0 5 1 ( ) ( ) = 0 . 0 3 8 8 m 液 柱0 . 7 2 5 7 8 8 . 9 2 4 24 （ 2）气体通过液层的阻力 v 2V = = 0 . 3 8 7 9 m / A 0 . 5 0 2 4 - 0 . 0 4 2 7 0 4F = u = 0 . 3 8 7 9 3 . 1 6 3 = 0 . 6 8 9 8 k g / ( s m )查充气系数关联图得 l L w o h= ( h + h ) = 0 . 7 5 ( 0 . 0 5 0 1 1 + 0 . 0 0 9 8 9 ) = 0 . 0 4 5 m 液 柱（ 3）液体表面张力阻力计算 04 304 4 1 9 . 2 0 2 1 0 0 . 0 0 1 9 8 57 8 8 . 9 2 4 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液 柱气体克服表面张力照成的阻力很小可以忽略不计 气体通过每层塔板的液柱高度1h h h 气体通过每层的压力降为：P p LP h g2 6 6 3 . 9 2 0 . 7g p a k p a 可见设计符合要求 体降液管里停留时间核算 应保证液体在降液管内的停留时间大于秒，才能使液体所夹带的气体放出。 0 . 0 6 2 2 0 . 4= = = 1 9 0 . 0 0 2 2 9故而停留时间大于 3到五秒，故本设计合理。 量雾沫夹带核算 液沫夹带量由式 7 1 0 () h计算 6 7 1 0 0 . 3 8 7 9( ) 0 . 0 0 0 6 7 5 5 液 / 气 / 气0 . 4 5 0 . 1 51 9 . 2 0 2 1 0ve k g k g k g k 沫夹带量满足要求。 25 液线 ： 由0 , m i n 0 1 1 1 14 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) /L c h h ,0L W Wh h h 2 / 302 3, m i n 0 0 h 1 ) 得1000= 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 2 . 8 4 / 1 0 0 0 ( / ) ) / W L A h E L L h 得 ： / 3V = 4 . 4 C A 0 . 0 0 5 6 + 0 . 1 3 h + E ( ) - h / s , m i 0 0 8 4 8 0 6 . 0 2 5= 4 . 4 0 . 7 2 5 0 . 0 1 7 8 5 0 . 0 0 5 6 + 0 . 1 3 0 . 0 5 2 5 6 5 + 1 ( ) - 0 0 0 . 5 6 2 . 8 0 4 , 2 / 30 . 3 8 8 1 4 2 . 7 5 0 6 2 5 . 7 8 9 操作范围内 ,任取几个 值 ,依上式计算 值结果列于表中： 表 9 精馏段漏液数据点 /,1000 , 3 液沫夹带线 ： 取 0 ve kg 液 气为极限 , 6 3 . 25 . 7 1 0 () T h 由 0 . 7 0 0 10 . 5 0 2 4 0 . 0 4 2 7 0 4 2 . 5 2 . 5( )2 . 5 2 . 5( )f L w o w o wh h h hh h h h 26 2 / 3 2 / 5 0 . 0 5 2 5 6 5 + 1 ( ) 0 . 1 3 1 4 2 . 4 5 4 71 0 0 0 0 . 5 6 s 2 / 30 . 3 1 8 6 2 . 4 5 4 7T f sH h L 6 / 7 1 0 ( ) 0 . 12 0 . 4 5 1 1 0 0 . 3 1 8 6 2 . 4 5 4 7Sv 2 / 32 . 5 2 2 5 1 5 . 8 3 7 7在操作范围内 ,任取几个 值 , 依上式计算 值结果列于表中 表 10 精馏段液沫夹带数据点 ,1000 3 , 3 液相负荷下限 ： (0 0 6 对于平直堰 ,取堰上液层高度 为最小液体负荷标准 2 / 30 36002 . 4 8 ( ) 0 . 0 0 61000 l 取 E=1,则 3 / 2 3, m i n 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 5 6( ) 0 . 0 0 0 4 7 7 7 /2 . 8 4 3 6 0 0sL m s由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限 . 相负荷上限 ： 以 4 s 作为液体在降液管中停留时间 ,由式 4故 3,m a x 44HL m 可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 泛线 (H) 27 由 l ，22 3a V s b c L s d L s 其中 3/2320200)3600)(1(153,0)1()()(精馏段 2 2 / 31 . 0 5 8 5 6 0 . 1 5 9 2 9 1 0 . 5 8 9 7 1 . 7 1 8 3S S L 在操作范围内 ,任取几个 值 ,依上式计算 值结果列于表中： 表 11 精馏段液泛数据点 ,1000 3 , 3 28 根据以上各线，作出精馏段的气液负荷图，如图所示： 图 5 精馏段负荷性能图 在负荷性能图上 ,作出操作 点 , 连接 ,即作出操作线 3,m i n 0 . 1 1 /SV m s 3,m a x 0 . 3 5 4 /SV m s 故精馏段操作弹性为： ,m a x,m i . 2 符合工艺要求 。 液线 2 / 3023, m i n 0 0 h 2 ) 得1000提 馏 段 ：= 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 2 . 8 4 / 1 0 0 0 ( / ) ) / W L A h E L L h / 3V = 4 . 4 C A 0 . 0 0 5 6 + 0 . 1 3 h + E ( ) - h / s , m i 0 0 8 4 7 8 8 . 9 2 4= 4 . 4 0 . 7 2 5 0 . 0 1 7 8 5 0 . 0 0 5 6 + 0 . 1 3 0 . 0 5 0 1 1 + 1 ( ) - 0 0 0 0 . 5 6 3 . 1 6 3 , 2 / 30 . 3 8 8 1 4 2 . 2 1 3 7 2 2 . 3 3 6 29 在操作范围 内 ,任取几个 值 ,依上式计算 值结果列于表中： 表 12 提馏段漏液数据点 ,1000 3 , 3 上表数据即可作出漏液线 沫夹带线 取 0 ve kg 液 气为极限 , 6 3 . 25 . 7 1 0 () T h 由 0 . 7 0 0 10 . 5 0 2 4 0 . 0 4 2 7 0 4 2 . 5 2 . 5( )提 馏 段 ： 2 . 5 2 . 5( )f L w o w o wh h h hh h h h 2 / 3 2 / 5 0 . 0 5 0 1 1 + 1 ( ) 0 . 1 2 5 2 7 5 2 . 4 5 4 71 0 0 0 0 . 5 6 s 2 / 30 . 3 4 7 2 5 2 . 4 5 4 7T f sH h L 6 / 7 1 0 ()1 9 . 2 0 2 1 0 0 . 3 2 4 7 2 5 2 . 4 5 4 7Sv 任取几个 值 ,依上式计算 值结果列于表中： 表 13 提馏段漏液数据点 ,1000 3 , 3 液相负荷下限 对于平直堰 ,取堰上液层高度 为最小液体负荷标准 5 30 2 / 30 36002 . 4 8 ( ) 0 . 0 0 61000 l 取 E=1,则 3 / 2 3, m i n 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 5 6( ) 0 . 0 0 0 4 7 7 7 /2 . 8 4 3 6 0 0sL m s由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限 相负荷上限 ( 4s ) 以 4 s 作为液体在降液管中停留时间 ,由式 4故 3,m a x 44HL m 泛线 (H) 由 l ，22 3a V s b c L s d L s 其中 3/2320200)3600)(1(153,0)1()()(提馏段在操作范围内 ,任取几个 值 ,依上式计算 值结果列于表中： 31 表 14 提馏段漏液数据点 ,1000 3 , 3 据以上各线，作出 精馏段的气液负荷图，如图所示： 图 6 提馏段气液负荷性能图 在负荷性能图上 ,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线 3,m i n 0 . 0 9 4 /SV m s 3,m a x 0 . 3 5 4 /SV m s 故精馏段操作弹性为： ,m a x,m i . 7 7 合工艺要求。 32 第 5 章 板式塔的结构 体 查文献 4筒体壁厚选 6质无缝钢管，封头由公称直径 用 6头 本设 计采用椭圆形封头，由公称直径 200查文献 4得曲面高度 h=300边高度 2 40h ，内表面积 F=积 V=用封头 6， 塔顶空间 塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中的液滴夹带，必要是还可节省破沫装置，其高度应大于板间距为（ 此塔塔径较大， 取 釜 釜液体积流量为 Ls m3/s，取釜液在釜内的停留时间 6填系数取 釜高h/塔釜直径 D=1:2。 塔釜液量 6 6 0 釜体积 / 2 2 30 . 54 4 8W d d dV h d 1 / 3(8 / )m=釜高度 0 6 6 m 孔 一般每隔 6 8层塔板设艺人孔（安装检修用），人孔处的板间距最小为 600人孔直径一般为 450 600伸出塔体的简体长 200 250孔中心距操作平台为800 1200设计取 3个人孔，每个直径为 500置人孔板间距为 500出 33 塔体筒体长为 200孔中心距操作平台 400 座 提馏段的塔体采用裙座支撑，塔径为 筒形 基础环内径比值取 基础环内径： 0 . 9 1 . 4 0 . 8 1 . 1 2i b i m ； 基础环外径 比值取 基础环外径： 1 . 5 1 . 5 0 . 8 1 . 2b o i m 圆整后取 1200m m1300m m无再沸器，裙座高度取 3m。 高 塔高包括塔的有效高度，顶部空间和底部空间高度以及塔裙座高度。对于板式塔来说，有效高度等于实际塔板数 塔板间距 乘积。考虑人孔，进、出接管要求，调整所在位置的板间距。 精馏段有 效高度为 1 4 0 . 4 5 6 . 3 H 精 精 提馏段有效高度为 1 (1 9 1 ) 0 . 4 5 8 . 1 H 提 提（ ） 在进料板上方开一人孔，其高度为： 精馏塔的有效高度为 E 0 . 8 6 . 3 8 . 1 0 . 8 1 5 . 2 Z 精 提塔的高度可以由下式计算： ( 2 )D T T F N S H S H H H 已知实际塔板数为 33 块，板间距 于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔 8块板设一个人孔，则人孔的数目 S 为： 33 138S 个 取人孔两板之间的间距 则塔顶空间 塔底空间 进料板空间高度 那么，全塔高度： 34 1 . 2 ( 3 3 2 4 ) 0 . 4 5 3 0 . 8 0 . 8 2 . 5 1 9 . 0 5 考虑到裙座高度 计高度 Z =本 塔采用分块式塔板，分块式塔板的结构型式目前推荐采用自身梁及槽式塔板，它们具有结构简单，便于制造和安装，刚度好的优点。 塔盘上的板块，根据其效能和形状可分为矩形板，弓形板及通道板三种。矩形板和弓形板都带有翻边式的自身梁，梁和板构成一个整体。矩形板的一个长边有自身梁，另一长边无自身梁。弓形板的弦边做成自身梁，其长度与矩形板相同。通道板为无自身梁的一块平板，其上有把手，便于拆卸，在安装检修时为塔内的通道。 参考文献 3由于塔直径 D=800采用分块式塔板三块（其中 两块弓形板，矩形板一块）。 表 15 塔板分块数与塔径的关系 第 6 章 精馏装置的附属设备 顶冷凝器 1 2 12124 0 . 3 3l n ( )t 塔顶 ，查物性手册 4得： 气化潜热： 3 9 3 A kJ 3 7 8 B kJ 对塔顶冷凝器做热量衡算 t= t= t=45 t=35 35 0 . 9 9 3 9 3 . 5 0 . 0 1 3 7 8 . 9 3 9 3 . 3 5 /m A A B Bx x k J k g ( 1 ) ( 2 . 0 3 1 ) 4 6 . 2 1 1 4 0 . 0 /V R D k m o l h V m D 1 4 0 . 0 7 8 . 0 6 1 0 9 2 8 . 4 /W V M k g h 1 0 9 2 8 . 4 3 9 3 . 3 5 4 2 9 8 6 8 6 . 1 4 / k J h 取 K=450 2/ 24298686. 14 1000S 6 5 . 54 5 0 4 0 . 5 4 3 6 0 0mQ 查管式换热器系列标准得，应选择碳钢管 2 5 2 .5 ，管长 数 216根，6管程，公称直径 6002 1 6 3 . 1 4 0 . 0 2 5 4 . 5 7 6 . 3 0S n d l m 釜再沸器 设加热蒸汽温度为 130 12() 2 0 . 5 82m 塔底 ，查图， 3 7 1 A kJ 3 6 1 B kJ 0 . 0 1 2 3 7 1 . 7 0 . 9 8 8 3 6 1 . 0 3 6 1 . 1 /m A A B Bx x k J k g L m W 1 9 6 . 9 9 9 1 . 8 3 1 8 0 9 0 /W L M k g h 1 8 0 9 0 3 6 1 . 1 6 5 3 2 2 9 9 / k J h 取 K=1000 2/ 26 5 3 2 2 9 9 1 0 0 0S 8 8 . 1 71 0 0 0 2 0 . 5 8 3 6 0 0mQ 查管式换热器系列标准得，应选择碳钢管 2 5 2 .5 ，管长 3m，管数 430根， 6管程，公称直径 800mm t= t= t=130 t=130 36 24 3 0 3 . 1 4 0 . 0 2 5 3 1 0 1 . 3S n d l m 料预热器 L m F 1 0 3 . 1 8 8 5 . 7 0 8 8 4 2 .