化工原理课程设计(苯～甲苯混合物常压精馏塔设计).doc

化工原理课程设计苯甲苯混合物常压精馏塔设计目录一标题页1二目录2三设计任务书3四概述4五设计条件7六设计过程精馏装置流程及说明8物料衡算10理论板数计算10实际板数计算12物性参数的求取12塔和塔板主要工艺计算14塔板校核16负荷性能图18七辅助设备及选型20八设计结果总汇24九个人评述25十参考文献26十一主要符号说明27十二附图：塔板结构图、温度组成图、塔板布置图、塔板作图法图、筛板负荷性能图 29设计任务1 设计题目：分离二元体系混合物常压精馏（筛板）塔的工艺计算与设计 苯生产过程精馏塔设计2 设计要求：1生产能力：年产量D= 30 吨（每年生产日自定）2原料：进料浓度 wF = 70 (质量)%3产品：塔顶浓度 wD= 92 (质量) % 塔底浓度wW= 5 (质量) %4生产条件：原料在泡点下进料5其它参数可自选3 设计过程包含的内容1 标题页2 目录3 设计任务书4 概述（包括课程介绍、相关专业知识、设计方案等）5 确定精馏装置流程（流程图及相关说明）6 工艺参数的确定（温度、压力、回流比、相对挥发度等）7 基础数据的查取及估算 （工艺过程的物料衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。）8 主要设备的工艺尺寸计算（板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置）9 辅助设备的计算及选型10 绘制精馏流程图、塔板布置图、塔结构示意图、筛板负荷性能图等。11 设计结果总汇12 个人评述13 主要符号说明14 参考文献4 设计图要求u 在绘图纸上手绘精馏流程图、塔板布置图、塔结构示意图、溶液的相图(温度组成图)、塔板作图法图、筛板负荷性能图u 主视图（设备的主要结构形状及主要零部件间的装配连接关系）u 标明尺寸（表示设备的总体大小 规格 装配 安装等尺寸）u 标明单位、主要参数、图名等概述1 课程设计的目的化工原理课程设计是培养学生综合运用化工原理 及先修课程的基本知识进行化工工艺设计的能力，使学生掌握化工设计的基本程序和方法，得到一次化工设计的基本训练，并应着重培养学生以下几方面的能力l 查阅技术资料 选用公式和搜集数据的能力。l 树立既考虑技术上的先进性与可靠性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计 思想的指导下去分析和解决工程实际问题的能力l 迅速准确地进行工程计算（包括电算）的能力。l 用简洁的文字 清晰的图表示表达自己设计结果的能力。化工原理课程设计的实践性1.经济性：应符合能量充分合理利用和节能原则，符合经常生产费和设备投资费的综合核算最经济的原则；符合有用物质高回收率、低损耗率原则。2.先进性：应对目前工厂生产过程和设备上存在的问题提出改进方案和改进措施，并尽量采用国内外最新技术成果。3.可靠性和稳定性：保证运行的安全可靠和操作的稳定易控是现代化生产应优先考虑的原则，不得采用缺乏可靠性的、不成熟的技术和设备，不得采用难以控制或难以保证安全生产的技术和设备。4.可行性：流程布置和设备结构不应超出一般土建要求和机械加工能力，整个设计方案应考虑符合国情和因地制宜的原则。2 课程相关知识【精馏介绍】精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离，关键在于回流的应用。回流包括塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中。汽液回流形成了逆流接触的汽液两相，从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。塔顶回流入塔的液体量与塔顶产品量之比，称为回流比，它是精馏操作的一个重要控制参数，它的变化影响精馏操作的分离效果和能耗。【板式塔】一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收,有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下,自上而下依次流过各层塔板,至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。优点：重量轻、效率高、处理量大、便于维修。缺点：结构复杂、压力降大。筛板塔扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。应用于蒸馏、吸收和除尘等。筛板塔也是传质过程常用的塔设备,它的主要优点有:(1) 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.(2) 处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加1015%.(3) 塔板效率高,比泡罩塔高15%左右.(4) 压降较低,每板压力比泡罩塔约低30%左右.筛板塔的缺点是:(1) 塔板安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀.(2) 操作弹性较小(约23).(3) 小孔筛板容易堵塞.浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的,它主要的改进是取消了升气管和泡罩,在塔板开孔上设有浮动的浮阀,浮阀可根据气体流量上下浮动,自行调节,使气缝速度稳定在某一数值.这一改进使浮阀塔在操作弹性,塔板效率,压降,生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越.但在处理粘稠度大的物料方面,又不及泡罩塔可靠.浮阀塔广泛用于精馏,吸收以及脱吸等传质过程中.塔径从200mm到6400mm,使用效果均较好.国外浮阀塔径,大者可达10m,塔高可达80m,板数有的多达数百块.浮阀塔之所以这样广泛地被采用,是因为它具有下列特点:(1) 处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加2040%,而接近于筛板塔.(2) 操作弹性大,一般约为59,比筛板,泡罩,舌形塔板操作弹性要大得多.(3) 塔板效率高,比泡罩塔高15%左右.(4) 压强小,在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2.(5) 液面梯度小. (6) 使用周期长.粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作.(7) 结构简单,安装容易,制造费为泡罩塔板的6080%,为筛板塔的120130%.【精馏操作对塔设备的要求】 精馏所进行的是气(汽),液两相之间的传质,而作为气(汽),液两相传质所用的塔设备,首先必须要能使气(汽),液两相得到充分的接触,以达到较高的传质效率.但是,为了满足工业生产和需要,塔设备还得具备下列各种基本要求:(1) 气(汽),液处理量大,即生产能力大时,仍不致发生大量的雾沫夹带,拦液或液泛等破坏操作的现象.(2) 操作稳定,弹性大,即当塔设备的气(汽),液负荷有较大范围的变动时,仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性.(3) 流体流动的阻力小,即流体流经塔设备的压力降小,这将大大节省动力消耗,从而降低操作费用.对于减压精馏操作,过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度,最终破坏物系的操作.(4) 结构简单,材料耗用量小,制造和安装容易.(5) 耐腐蚀和不易堵塞,方便操作,调节和检修.(6) 塔内的滞留量要小【工业生产对塔板的要求】通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。塔板效率要高。塔板压力降要低。操作弹性要大。结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。【板式塔的不正常操作现象】 （1）液泛现象 当汽速过大，液沫夹带严重，造成板间液相严重返混；同时板压降增大，降液管中液位升高，流体流过的阻力增大，上层塔板下流的液体不能畅通地流过降液管，导致液体阻塞。 液泛时，造成淹塔，使塔无法正常地工作。 液泛汽速也与液体流量有关，液流量越大，液泛汽速越低。液泛汽速是操作的上限。 （2）漏液现象 当汽速过小，板上液体从孔口直接落下，造成漏液。3 课程设计内容【设计方案的确定】1.操作条件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.2.操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。3.进料状态 在泡点进料时,精馏段与提馏段的塔径相同,为设计和制造上提供了方便.4.加热方式5.冷却剂与出口温度6.热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.【确定设计方案的原则】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:(1) 满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.其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性,各处流量应能在一定范围内进行调节,必要时传热量也可进行调整.因此,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.(2) 满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.(3) 保证安全生产设计条件一设计条件:1生产能力：年产量D= 30 万吨/年 （一年以330个工作日计算）苯： 甲苯：2 原料：进料浓度wF = 70 (质量)%3 产品：塔顶浓度wD= 92 (质量) % 塔底浓度wW= 5 (质量) %同理4生产条件：原料在泡点下进料 q=15自选参数：1 一年生产日330天234 泛点百分率为81.8%5 堰长6 堰高。78 取入口安定区宽度；边缘区宽度设：混合液的表面张力s = 20 mN/m体系为不易发泡体系设计过程1、 精馏流程图及说明 原料贮槽苯甲苯精馏塔分配器再沸釜 甲苯贮槽 苯贮槽予热器首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度。然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。2、 工艺设计计算 1.物料衡算 已知F=460.8kmol/h；求得：D=356.4kmol/h W=104.4kmol/h塔顶回收率=2. 理论板数计算i、 逐板计算根据附图1苯甲苯气液平衡温度组成图，得塔底温度为110.6C，塔顶温度为80.1C，C94C100C可推算得95.35C苯饱和蒸气压（kPa）155.0179.2159.8892C100C可推算得95.35C甲苯饱和蒸气压（kPa）60.774.365.3相对挥发度原料在泡点下进料 q=1，则有： 取相平衡方程 精馏段操作线 提馏段操作线 （q=1） 泡点进料 q=1，第一块塔板上升的气相组成 代入相平衡方程 代入精馏操作线方程如此反复计算因为，第4块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算，所以总理论板数为9块，第3块加料，精馏段需2块。ii、 作图法根据相平衡方程、精馏段操作线、提馏段操作线作图。见附图2塔板作图法求理论板数，得到理论板数为9块，加料板为第3块。其结果与逐板计算计算结果相同。3. 实际塔板数的计算根据附图1苯甲苯气液平衡温度组成图，根据；作图得塔底温度为108.9C，塔顶温度为82.8C，C 此温度时苯含量为有粘度图（参见化工原理上册P276）查出苯的粘度、甲苯的粘度根据化工原理下册P118 Oconnell关联图，（第6块加料）4. 物性参数的求取1) 平均摩尔质量塔顶；进料板；塔釜精馏段的平均摩尔质量提馏段的平均摩尔质量2) 平均密度l 液相平均密度塔顶温度80.1C，由化工原理上册P272，查得甲苯密度808.1；苯的密度829.2进料板，从附图1苯甲苯气液平衡温度组成图中查取此时温度92C，再化工原理上册P272，查得甲苯密度791.3；797.2塔底温度为110.6C，由化工原理上册P272，查得甲苯密度769.2；苯的密度779.2精馏段平均液相密度提馏段平均液相密度l 气相平均密度精馏段提馏段3) 精馏段气液负荷计算V=(R+1)D=1.829*356.4=651.86kmol/h精馏段提馏段因为，所以取提馏段数据。L=RD=0.829*356.4=295.45kmol/h5. 塔和塔板主要工艺计算1) 塔径的求取两相流动参数参照书P178页表10-1，取板间距由书P179图10-42筛板塔的泛点关联图查得液泛速度取泛点百分率为81.8%，则 气速 所需气体流通面积选择单流型塔板，取堰长。由书P176图10-4弓型降液管的宽度和面积，查得：圆整D=2.4m作为初选塔径。由此可算出m/s堰长m实际泛点百分率为2) 塔板详细设计选择平顶溢流堰，根据书P180表10-3各种操作情况的堰高参考表，取堰高。采用垂直弓型降液管和普通平底受液盘，取取入口安定区宽度；边缘区宽度m；由书P176图10-4弓型降液管的宽度和面积，查得：有效传质面积取6. 塔板校核1) 板压降的校核取板厚，由书P182图10-45干板孔流系数，查得。干板压降书P184图10-48液流收缩系数，查得E=1.023堰上液高气体速度气体动能因子由书P182图10-46充气系数和动能因子间关系，查得出液层阻力板压降 本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。2) 液沫夹带量的校核根据实际泛点百分率，在书P183 图10-47液沫夹带关联，查得3) 溢流液泛条件的校核已知；降液管内的清液高度=0.045+0.021+0+0.003+0.13=0.20m苯-甲苯混合物不易起泡，取，故降液管内泡沫层高度所以不会发生溢流液泛。4) 液体在降液管内停留时间的校核停留时间所以不会发生严重气泡夹带。5) 漏液点的校核设漏液点的孔速，相应的动能因子：塔板上当量清液高度 =0.0061+0.7250.045-0.0060.88+1.230.009/1.61=0.040由书P186 图10-49筛板漏液点关联图，查得：漏液点孔速为此计算值与假定值相当接近，故计算结果正确。塔板的稳定系数表明塔板具有足够操作弹性。7. 负荷性能图1) 液相下限线令，根据解得，在负荷性能图上作垂线得液相下限线。2) 液相上限线取液体在降液管中的停留时间为3s，求得在负荷性能图上作垂线即为液相上限线。3) 漏液线把漏液点近似看成直线，可由两点大致确定其位置。第一点取，其漏点孔速，相应的气体流量为第二点取，塔板上当量清液高度 =0.0061+0.7250.045-0.0060.80+1.23100/（1.613600）=0.055由书P186 图10-49筛板漏液点关联图，查得：漏液点孔速为相应的气体流量为由以上两点可得到漏液线。4) 过量液沫夹带线第一点取气液比与设计点相同，。令，求得在书P183 图10-47液沫夹带关联，查得泛点百分率为90%。泛点速度已算出，则，相应气流量根据 求得液体流量为第二点取液气质量流率比,由此算出，求得液体流量为由以上两点可得过量液沫夹带线。5) 溢流液泛线当降压管内当量清液高度时，将发生溢流液泛。对于一定液体量L、与气体流量无关，液面落差可忽略不计。这样，可求出液泛时的干板压降及相应的气体流量。第一点取，根据=0.6（0.5+0.045）=0.327m液泛下的干板压降=0.045+0.046+0+0.028+求得=0.208m求得相应孔速气体流量第二点取，相应求得由以上两点可得溢流液泛线。通过以上5条线可得筛板负荷形能图。（如附图3）辅助设备设计塔设备的总体结构包括塔体、塔体支座、除沫器、接管、手孔、人孔、塔内件等。塔体是塔设备的外壳。常见塔体由等直径，等壁厚的圆筒及椭圆形封头的顶盖和底盖构成。随着化工装置的大型化，为了节约原材料，有用不同直径、不同壁厚的塔体。塔体的厚度除应满足工艺条件下的强度外，还应校核风力、地震、偏心载荷所引起的强度和刚度，同时要考虑水压实验、吊装、运输、开停工的情况。塔体支座是塔体安放到基础上的连接部分，一般采用裙座，其高度由工艺条件的附属设备（如再沸器、泵）及管道布置决定。它承受各种情况下的全塔重量，以及风力、地震等载荷，为此，它应具有足够的强度和刚度。除沫器用于捕集在气流中的液滴。使用高效的除沫器，对于提高分离效率，改善塔后设备的操作状况，回收昂贵的物料以及减少对环境的污染都是非常重要的。常用的有丝网除沫器和折板除沫器。接管是用以连接工艺管路，使之与相关设备连成系统。有进液管、出液管、回流管、进气管、出气管、侧线抽出管、取样管、液面计接管及仪表接管等。手孔、人孔和视孔是为了安装、检查的需要而设置的。吊柱设置在塔顶，用于安装和检修时运送塔内件。1) 再沸器（蒸馏釜）该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备，常用的有以下几种：内置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，强制循环式再沸器。综合考虑其生产的传热条件及经济效率选择虹式再沸。再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行精馏分离。再沸器是热交换设备，根据加热面安排的需要，再沸器的构造可以是夹套式、蛇管式或列管式；加热方式可以是间接加热或直接加热。设计目标：使设备成本低(保持较高的传热系数)；使换热表面尽可能清洁(防止传热管表面结垢)；对于易热分解的产品，应使其停留时间短，加热壁温低；能满足分离要求。小型再沸器可直接安装在塔底部，但再沸器的横截面积要略大于塔体的截面。对于较大型的塔，再沸器一般安装在塔外。工业上使用最多的形式见图129。再沸器有立式和卧式之分：在立式再沸器中，被蒸发的液体在管内通过；在卧式再沸器中，被蒸发液体在管外通过。再沸器容量大时塔的操作稳定，蒸气分离空间大时可防止蒸气中夹带液体，对易起泡系统尤为有利。采用卧式再沸器，可以使塔和建筑物的总高度降低；由于产品在卧式再沸器中的停留时间较长，因此不适宜用于蒸发对热不稳定的产品。热虹吸式再沸器利用再沸器中气液混合物和塔底液体的密度差为推动力，增加流体在管内的流动速度，减少了污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小。凯特尔Ketile式再沸器一次通过蒸发的气液比可达80，相当于一块理论板。再沸器的传热面积可任意选用，釜液结焦时清洗方便，但金属消耗量和占地面积都大。当塔底产品是废水时，通常采用直接水蒸气加热，这样可节省再沸器的投资成本。加热周期鼓泡管可参考下列数据进行设计：鼓泡管上吹气孔的孔径通常为510mm，各孔中心相距5一10倍孔径；吹气孔一般排列在鼓泡管的下方和侧面；全部吹气孔的总截面积约为鼓泡管截面积的1.251.5倍。2) 塔顶回流冷凝器冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸气，以便为分离提供足够的回流。部分冷凝的优点是未凝的产品富集了轻组分，冷凝器为分离提供了一块理论板。当全凝时，部分冷凝液作为回流返回，冷凝器没有分离作用。在小型精馏塔中，冷凝器可采用蛇管式；对大型设备一般采用列管式。为了提高冷却介质的流速，使其传热系数提高，一般安排冷却介质在管内流动，蒸气在管外冷凝。对于小型精馏塔，冷凝器一般安装在塔顶，冷凝液靠重力作用回流入塔。冷凝器距塔顶回流口的高度，可根据管道阻力损失进行估算。对于大型精馏塔，往往将冷凝器安装在离地面约5m的支架上，以保证泵在输送回流液时，不会出现气蚀现象。采用泵进行强制回流时，回流属冷回流，其回流比容易控制，且对安放冷凝器的支座要求不高，安装与检修都比较方便。冷凝器可分为水冷(或其他液体冷却剂)和气冷。进行选择时通常考虑的是：气冷设备大、投资成本高，但操作费用较低；当要求较小的冷凝器时，水冷更具有吸引力。所以设计时，应从总费用为最小的原则出发。3) 离心泵的选择离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行： （1）确定输送系统的流量与压头 液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。 （2）选择泵的类型与型号 首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Qe和压头He完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（Qe、He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。 （3）核算泵的轴功率 若输送液体的密度大于水的密度时，可按 核算泵的轴功率。4) 接管尺寸与结构接管的合适尺寸与在操作条件下管内的适宜流速的选择密切相关。塔顶蒸气的适宜流速为：常压操作时取1220m/s，绝对压力为600014000Pa时取3050m/s，绝对压力小于6000Pa时取5070m/s。回流管内的适宜流速为：重力回流取0.2一0.5m/s，强制回流取1.52.5m/s。进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取0.4一0.8m/s，由泵输送时取1.5一2.5m/s。塔釜出料管内适宜流速一般取0.51.0m/s。由公式计算得到的尺寸均应圆整到相应规格的管径。 进料管(包括回流管) 当塔径D800mm，且物料清洁不易聚合时，一般采用简单的进料管，如图1-25所示。当塔径D800mm时，人不能进入塔内检修，为了检修方便，进料管应采用带外套管的可拆结构。进料管的安装尺寸可参考文献。 塔釜出料管 为了安装方便，引出管通道直径应大于管法兰外径。 进气管当塔径较大且进气要求均匀时，管上开有3排小孔，管径及小孔直径与数量由工艺条件决定。当蒸汽直接加热釜液时，蒸汽进入管安装在液面以下，管上小孔是朝下方或斜下方的。 小孔直径通常为5一10mm，各孔中心相距5一10倍孔径。全部小孔截面积为进气管截面积的1.25一1.5倍。当进气管安装在液面以上时，小孔是朝上方或斜上方的。5) 塔高塔高包括以下几部分H塔高（不包括封头、裙座）m；N实际塔板数； NF进料板数；NP人孔数；HT塔板间距，m； HF进料板处板间距，m；HP设人孔处板间距，m；HD塔顶空间（不包括头盖部分），m；HB塔底空间（不包括底盖部分），m。塔顶空间HD的作用是安装塔板和除沫装置的需要，起减少雾沫夹带量的作用，一般HD=1.02.0m，塔径大时可适当增大。人孔数NP是根据物料的清洁程度塔板安装的方便而定；对于易结焦、结垢的物料，每隔46块板开一人孔；对于清洁物料，每隔810块板开一人孔；若塔板上下都可拆，可隔15块板开一人孔。常在进料口设置防冲设施，进料段高度HF应保证这些设施的方便安装。塔底空间具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有l015min的储量，以保证塔底料液不致排完，对于塔底产量大的塔，有时仅取35min的储量。设计结果总表项目符号单位计算结果一年中生产日天330相对挥发度2.4484回流比R0.829平均流量气相kmol/h651.86液相kmol/h0.009理论塔板数N块9（第3块加料）实际塔板数N块17（第6块加料）板间距m0.5塔径Dm2.4空塔气速um/s1.32塔板溢流形式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长m1.61堰上液高m0.021堰高m0.045弓型降液管的宽度m0.336降液管底隙高度m0.04板上清液层高度m0.036孔径mm7.0孔间距mm21开孔率0.1008漏液点孔速m/s6.2板压降m0.13液体在降液管中停留时间s7.53降液管内清液层高度m0.20雾沫夹带kg液/kg气0.062降液管内泡沫层高度1.243个人简评 陆续用了两周半来完成设计，其中有开始时觉得繁琐、中间时期计算的困惑到最终报告的完善，在短短两周半里似乎做了许多。本次化工原理课程设计是学习化工原理以来第一次独立设计，使化工原理不再是以往的做题，而具有实际性，对化工原理的知识有个综合贯穿应用，从解决生产需求的角度来完成课程设计。化工原理课程设计培养了我的化工设计能力：1 通过课程设计使我初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；2 进一步加深了对化工原理各种知识及公式的掌握；3 学会各种附录图表的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；4 初步学会化工机械设计结果的校核，绘制工艺流程、塔板结构图等，并能对图做分析和利用；这对化工原理理论知识的实际应用能力有很大提高。设计的过程中遇到了许多困难，从一开始见到这个设计任务感到的困惑与无从下手，到后来计算中出现的问题，而一个数据的不精确而犹如多米诺骨牌效应影响随后所有设计，反复改了许多次。其中也遇到许多数据不知，需要通过附表查得或查得计算公式再推算出，很多的知识是以往没有接触到的，需要现学并灵活应用。在许多查图或估算数据中细微的变化就导致结果有所差异，理论值与所求得的数值有差异或冲突，这个解决问题的过程让我学到了许多。从个人的角度来看，通过完成本次课程设计，让我对化工原