苯甲苯连续精馏浮阀塔课程设计

1、设计任务书设计题目：苯甲苯连续精馏浮阀塔设计设计条件： 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： 单板压降： 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评价。目录摘 要1绪 论2设计方案的选择和论证3第一章 塔板的工艺计算41.1基础物性数据41.2精馏塔全塔物料衡算4已知条件4物料衡算5平衡线方程的确定5求精馏塔的气液相负荷6操作线方程6用

2、逐板法算理论板数6实际板数的求取71.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8进料温度的计算8操作压力的计算8平均摩尔质量的计算8平均密度计算9液体平均表面张力计算10液体平均粘度计算101.4 精馏塔工艺尺寸的计算10塔径的计算10精馏塔有效高度的计算111.5 塔板主要工艺尺寸的计算12溢流装置计算121.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置131.7塔板流体力学验算14计算气相通过浮阀塔板的静压头降hf14计算降液管中清夜层高度Hd15计算雾沫夹带量eV151.8塔板负荷性能图16雾沫夹带线16液泛线171.8.3 液相负荷上限线18漏液线18液相负荷下限线181.9小结19第二章 热量衡算2

3、02.1相关介质的选择20加热介质的选择20冷凝剂202.2热量衡算20第三章 辅助设备233.1冷凝器的选型23计算冷却水流量23冷凝器的计算与选型233.2冷凝器的核算24管程对流传热系数124计算壳程流体对流传热系数025污垢热阻26核算传热面积26核算压力降26第四章 塔附件设计294.1接管29进料管29回流管29塔底出料管29塔顶蒸气出料管30塔底进气管304.2筒体与封头30筒体30封头304.3除沫器314.4裙座314.5人孔314.6塔总体高度的设计32塔的顶部空间高度32塔的底部空间高度32塔立体高度32设计结果汇总33结束语34参考文献35主要符号说明36附 录38摘

4、要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的

5、叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高13.11米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为25。算得全塔效率为0.534。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为13，提馏段实际板数为12。实际加料位置在第13块板(从上往下数)，操作弹性为3.43。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用140饱和蒸汽加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。关键词：苯_甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构绪 论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯

6、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。我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。浮阀塔盘自20世纪5

7、0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。由于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。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。 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

8、心形浮阀等。设计方案的选择和论证 1 设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。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。连续精馏塔流程流程图 连续精馏流程附图图1-1 流程图 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

9、，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浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多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

10、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。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图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R=2.0Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质

11、设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲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1.1基础物性数据 表1-1 苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.

12、3110.2640.228 表1-2 苯、甲苯的密度温度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表1-3 苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 表1-5 苯、甲苯的汽化

13、潜热温度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.4367.1354.21.2物料衡算1.2.1塔的物料衡算（1）苯的摩尔质量：甲苯的摩尔质量：=（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：（3）物料衡算总物料衡算： 即 （1） 易挥发组分物料衡算： 即 （2）塔的物料衡算 总物料衡算：D+W=100 苯物料衡算：0.98D+0.02W=0.45100解得： D= W= 1.2.2平衡线方程的确定由文献1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出。如表1-6 苯甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡数

14、据苯摩尔分数温度苯摩尔分数温度液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2=同理可算出其它的2.352.332.462.562.582.492.612.392.45从而推出所以平衡线方程因为q=0.96即取操作回流比。 1.2.4求精馏塔的气液相负荷1.2.5操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操

15、作线方程为：1.2.6用逐板法算理论板数同理可算出如下值：所以总理论板数为13块（包括再沸器），第7块板上进料。1.2.7实际板数的求取由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知对应的温度为塔底温度，查得为。由它们的安托因方程2假设一个泡点t,代入上式检验，可知只有时，算出的，所以塔顶的温度为。这样，平均塔温为。由经验式3式中，相对挥发度；加料液体的平均粘度；及为塔顶及塔底平均温度时的数值。在苯的粘度：厘泊。 甲苯的粘度：厘泊。加料液体的平均粘度：厘泊。精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.3.1进料温度的计算依式=0.49（）查苯甲苯

16、的气液平衡数据，由内插法求得： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 1.3.2 操作压强塔顶压强 =101.3kPa取每层塔板压降P=0.7kPa，进料板压强： =101.3+13×0.7=110.4kPa塔底压强：=101.3+25×0.7=118.8 kPa 精馏段平均操作压力： 提馏段平均操作压力：1.3.3平均摩尔质量的计算塔顶： XD=Y1=0.98，X1=0.951 进料板：YF=，XF= 塔釜： XW=0.0187，YW= 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量： 1.3.4平均密度计算(1) 气相平均密度计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：提留段气

17、相密度：(2) 液相平均密度计算由式 求相应的液相密度。当时,用内插法求得下列数据 对于进料板：用内插法求得下列数据对于塔底： 精馏段平均密度：提馏段平均密度：1.3.5液体平均表面张力计算液体表面张力M = 由查手册得 由 查手册得 由查手册得 精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 1.3.6液体平均粘度计算塔顶液相平均的黏度的计算由 查表得：进料板液相平均黏度的计算由 查表得：同理可得由 查表得：同理可得1.4 精馏塔工艺尺寸的计算1.4.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段 提馏段 （1）精馏段塔径计算，由 （由式）由课程手册108页图5-1查图的横坐标为选板间距，取板上液层高

18、度 =0.06m ，故以为横坐标查图5-1得到 取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 （2）提馏段塔径计算 其中的查图，图的横坐标为取板间距 板上液层高度 则 查图5-1得到取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 塔截面积为以下的计算将以精馏段为例进行计算： 实际空塔气速为 1.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为1.5 塔板主要工艺尺寸的计算1.5.1溢流装置计算因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下

19、：（1）溢流堰长取堰长为0.66D，即（2）溢流堰堰高hw查1101图得，取E=1.0，则取板上清液层高度 故 （3）降液管的宽度Wd和降液管的面积由，查图得故 计算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速为0.11m/s依式156计算降液管底隙高度h0，即：故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度1.6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，因，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度确定 取 。（3）开孔区面积计算 其中：故 （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

20、孔气速，即每层塔板上浮阀个数为浮阀的排列，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，则设计条件下的阀孔气速为阀孔动能因数为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。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。1.7塔板流体力学验算1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降每层塔板静压头降可按式计算。(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式(3)

21、计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，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换算成单板压降(设计允许值)1.7.2降液管中清夜层高度式(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)计算溢流堰（外堰）高度前已计算(3)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中m(4)塔板上液面落差由于浮阀塔板上液面落差很小，所以可忽略。(5)堰上液流高度前已求出这样 为了防止液泛，按式：，取校正系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求。(6) 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35 s,才能使得液体所夹带

22、气体释出。本设计>5 s可见，所夹带气体可以释出。1.7.3计算雾沫夹带量（1）雾沫夹带量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。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,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，得泛点率F1为及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求。（2）严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，可见不会发生严重漏液。1.8精馏段塔板负荷性

23、能图1.8.1雾沫夹带上限线对于苯甲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),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有整理后得即 即为负荷性能图中的线(1)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，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.001 0.003 0.005 0.007 2.2212.173 2.1252.0771.8.2液泛线由式， 联立。即式中， ，板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差

24、可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系 式中各参数已知或已计算出，即 ；代入上式。整理后便可得与的关系，即 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 0.001 0.003 0.005 0.007 3.0072.83 2.602.261用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。1.8.3 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。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对

25、应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得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(3)。1.8.4气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因<5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量1.8.5液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 、代入的值则可求出为上式后得按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).所的负荷性能图如下：1.9小结1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。2.

26、因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限 =1.58 m3/s,气相负荷下限 0.46 m3/s，所以可得塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。第二章 热量衡算2.1相关介质的选择2.1.1加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度140,工程大气压为3.69。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。冷凝剂选冷却水，温度20，温升15。原因：冷却水方便易得，清洁不易结

27、垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择15。2.2蒸发潜热衡算表21苯甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点0C蒸发潜热KJ/Kg临界温度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.63363318.572.2.1 塔顶热量其中 则: 0C 苯: 蒸发潜热甲苯: 蒸发潜热2.2.2 塔底热量其中 则: 0C 苯: 蒸发潜热甲苯: 蒸发潜热2.3焓值衡算由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度，塔底温度，进料温度。下: Cp1=99.14/ Cp2=124.36/ /下：/ /下： (1)0时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0为基准。(2)回流液的焓注：此为泡点回流，据t-x-y图

28、查得此时组成下的泡点tD,用内插法求得回流液组成下的tD，tD=80.5。得到此温度下：CP1=99.14/ CP2=124.36/注：回流液组成与塔顶组成相同。(3)塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，所以(4)冷凝器消耗的焓QC=QV-QR-QD=3653925.96KJ/h(5)进料口的焓下：CP1=103.70 CP2=129.71所以 (6)塔底残液的焓(7)再沸器(全塔范围内列衡算式)塔釜热损失为10%，则=0.9设再沸器损失能量Q损=0.1QB，QB+QF=QC+QW+Q损+QD加热器实际热负荷0.9QB=QC+QW+QD-QF=3668080.20 QB=3668080.2

29、0/0.9=4075644.72KJ/h项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热119.59101.16132.17热量921799.723653925.96279618.89656336.074075644.72第三章 辅助设备3.1冷凝器的选型本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，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，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为t1=20(夏季)冷却水可来自松花江，冷却水出口温度

30、一般不超过40，否则易结垢，取出口温度t2=35。泡点回流温度tD=80.5.tD=81.25被冷凝的气体的平均温度，冷凝水的平均温度。在此前提下，表3-1 各自对应的相关物性数据项目种类Cp(KJ/(kgK)/(kg/m3)/Pas/Wm-1K-1混合气体1.2772.809.07710-60.13冷却后的混合液体1.880813.20.30610-30.125冷凝水4.176103996.30.845310-30.62933.1.1计算冷却水流量冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式。K=550)=2302KJ/)按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表3-2：壳径/mm600管

31、子尺寸25mm2.5mm公称压力/Mpa25管长3m公称传热面积/m244.9m2管子总数198管程数2管子排列方式正方形斜转45°壳程数1折流挡板形式圆缺形3.2冷凝器的核算3.2.1管程对流传热系数1该型号换热器总管数为136根，由于双管程，所以管程的截面积A1为这样，管内冷却水的实际流速对流传热系数对流传热系数计算壳程流体对流传热系数取换热列管中心距t=32mm。流体通过管间的最大截面积，壳程的流通截面积A为壳程中蒸汽流速由于流体被冷却，所以取，于是壳程流体的对流传热系数为污垢热阻管程与壳程污垢热阻分别取Rsi=0.00017/(m2K)/w,Rso=0.00034/(m2K)

32、/w在初选换热器型号时要求传热过程的总系数为，通过核算，该型号换热器在规定的流动条件所能提供的总传热系数为481，故所选换热器是合适的。总传热系数的裕度为核算传热面积按核算后所得的总传热系数K0值计算，则完成传热任务所需传热面积为而该型号换热器的实际传热面积A为从传热面积的核算中也可知，所选的换热器是可用的。换热面积的裕度为3.2.5核算压力降因为管程和壳程都有压力降的要求，所以要对管程和壳程的压力进行核算。(1)计算管程压力降管程压力降计算的通式为式中，壳程数Ns=1,管程数Np=2。可知管程流体呈湍流状态。取管壁粗糙=0.1mm,相对粗糙度，查-Re关联图可知摩檫因数=0.035。所以于

33、是 (2)计算壳程压力降由于壳程流体状况较复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式很多，计算结果都差不多。现用埃索法来计算壳程压降。即式中P1流体横过管束的压力降Pa；P2流体通过折流挡板缺口的压力降；Fs壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体可取1.0；Ns壳程数。而 式中F管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列F=0.5,对正方形斜转45°F=0.正方形排列F=0.3;f0壳程流体的摩檫系数，当Re>500(Re)-0.228;nc横过管束中心线的管子数，对正方形排列(式中n为换热器总管数)；NB折流挡板数；n折流挡板间距，m;u0按壳程流通截面

34、积A0计算的流速，而A0=h(D-nCd0);D壳径，m;d0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Fs=1.15,壳层数Ns=1。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F=0.4.横过管束中心线的管子数取折流挡板数壳程流通截面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。于是 Pa Pa所以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4.1接管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， 回

35、流管采用直管回流管，取。，塔底出料管取，直管出料塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速。塔底进气管采用直管取气速，则4.2筒体与封头筒体壁厚选6mm，所用材质为A34.2.2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D=1400mm，可查得曲面高,直边高度，内表面积，容积。选用封头，JB1154-73。4.3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： 除沫器直径选取不锈

36、钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）；丝网尺寸：圆丝0.23。4.4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。基础环内径：基础环外径：经圆整后裙座取，；基础环厚度考虑到腐蚀余量去1.2m；考虑到再沸器，裙座高度取2.2m，地脚螺栓直径取M22。4.5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

37、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。4.6塔总体高度的设计4.6.1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。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。 =塔立体高度设计结果汇总 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

38、 D/m1.40 板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速U/(m/s)0.840堰长(lw)0.792板上液层高度hW/m0.06降液管底隙高度h0/m0.03浮阀数N/个129等腰三角形叉排阀孔气速U0/(m/s)6.16临界阀孔气速U0c(m/s)5.97阀孔动能因数F010.30孔心距t/m0.075同一横排的孔心距排间距h/m0.065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/s15.4降液管内清液层高度Hd/m0.126泛点率(%)50.1气相负荷上限Vsmax/(m3/s)1.58雾沫夹带控制气相负荷下限Vsmin/(m3/s)0.

39、46漏液控制操作弹性3.43结束语经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，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。课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。 在此，特别感谢化工原理教研室的刘放老师