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1、吉林化工學院化工原理課程設計 吉林化工學院 化 工 原 理 課 程 設 計題目 乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設計教 學 院 化工與制藥工程學院 專業(yè)班級 學生姓名 學生學號 指導教師 計海峰 2013年6月 21日 課程設計任務書設計題目：乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設計任務要求：設計一連續(xù)篩板精餾塔以分離乙醇-丙醇具體工藝參數(shù)：1、原料加料量： 2、溜出液組成： 3、進料組成： 4、釜液組成： 5、塔頂壓力： 6、單板壓降： 工藝操作條件：1、操作壓力：常壓精餾（絕壓）2、加熱方式：塔底間接蒸汽加熱，設置再沸器3、加料狀態(tài)：泡點進料，4、塔頂冷凝器的冷凝方式：全冷凝器5、冷卻介質(zhì)：水6、回流

2、比的選擇：7、泡點回流,餾出口與回流口組成相同主要設計內(nèi)容1、設計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設備工藝尺寸設計（1）塔徑及精餾段（或提餾段）踏板結構尺寸的確定（2）塔板的流體力學校核（3）塔板的負荷性能圖（4）總塔高4、輔助設備選型與計算5、設計結果匯總6、工藝流程圖及精餾塔設備條件圖38摘要化工生產(chǎn)常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。所以，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中

3、的各種參數(shù)是非常必要的。塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備類型之一。本次設計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的汽液傳質(zhì)設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。本設計主要包括設計方案的選取和流程說明、全塔物料衡算和熱量衡算、主要設備工藝尺寸設計、輔助設備選型與計算、設計結果匯總、工藝流程圖以及設備條件圖的繪制等內(nèi)容。在該設計中，工藝參數(shù)選定泡點進料、泡點回流，操作回流比取最小回流比的1.5倍，計算出所需實際塔板數(shù)共計27塊（包括再沸器），其中精餾段10塊，提餾段17塊；精餾塔塔徑1.407m,全塔總塔高為17.4

4、16m，篩孔數(shù)目為7329個。通過對精餾塔的塔板流體力學校核，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件、物性參數(shù)及塔板的結構尺寸設計都是合理的，各種接管尺寸也是合理的，這樣，既保證了精餾過程的順利進行，也提高了全塔及精餾效率，為工業(yè)生產(chǎn)實際應用提供了良好的裝置設備。關鍵詞：乙醇；丙醇；精餾段；提餾段；篩板塔。緒論1.精餾塔概述精餾塔（fractionating column）是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。下面四關于各種類型塔板的介紹：主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（

5、斜孔塔板）；網(wǎng)孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構成的。升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板的主要結構特征。這種結構不僅結構過于復雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達、液泛氣速低、生產(chǎn)能力小。 浮閥塔板浮閥塔板是對泡罩塔板的改進，取消了升氣管，在塔板開孔上訪設置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度。氣量較小時可避免過多的漏液，氣量較大時可使氣速不致過高，降低了壓降。 篩孔塔板 篩孔塔板是最簡單的塔板，造價低廉，只要設計合理，其操作彈性是可以滿足生產(chǎn)需要的，目前已成為應用最為廣泛的一種板型。 舌形塔板 舌形塔板是為了防止過量

6、液沫夾帶而設計的一種塔型，由舌孔噴出的氣流方向近于水平，產(chǎn)生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時從舌孔噴出的氣流，通過動量傳遞推動液體流動，降低了板上液層厚度和塔板壓降。 網(wǎng)孔塔板 網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開孔的薄板制造，具有舌形塔板的特點，并易于加工。 垂直浮閥 垂直浮閥是在塔板上開有若干直徑為100-200mm的大圓孔，孔上設置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定的間隙，泡罩側壁開有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度為零，液沫夾帶量很小。 多降液管塔板 在普通浮閥上設置多根降液管以適應大液體量的要求，降液管為懸掛式。 林德浮閥 林德浮閥是專為真空精餾設計的高效低壓降塔板，在整個浮

7、閥上布置一定數(shù)量的導向斜孔，并在塔板入口處設置鼓泡促進裝置。 無溢流塔板 無溢流塔板是一種簡易塔板，只是一塊均勻開有一定縫隙或篩孔的圓形平板，無降液管，結構簡單，造價低廉。2.儀器的選用篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的汽液傳質(zhì)設備。它的結構特點是塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板和大孔徑篩板兩類。工業(yè)上以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離難度大、易結焦的物系）。篩板的優(yōu)點是結構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。合理的設計和適當?shù)牟僮髂軡M足要求的操作彈性，而且效率高。 篩板塔制造維修方便，

8、相同條件下生產(chǎn)能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦約高10%15%，而每板壓力降則低30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。第一章 設計方案1.1 裝置流程的確定蒸餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，蒸餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設。按過程按操作方式的不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應性強等優(yōu)點，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。蒸餾通過物料在塔內(nèi)的多

9、次部分汽化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中的冷卻質(zhì) 將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時應考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器的冷卻介質(zhì)，既可以將原料預熱，又可以節(jié)約冷卻質(zhì)。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設置。甲醇和水不反應，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需進一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。 總之，確定流程時要較全面，合理地兼顧設

10、備，操作費用，操作控制及安全諸因素。1.2 操作壓力的選擇蒸餾過程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性物系，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都能采用常壓蒸餾；對敏性物系或者混合物泡點過高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物冷凝溫度過低的物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。乙醇和丙醇在常壓下就能夠分離出來，所以本實驗在常壓下操作就可以。1.3 進料狀況的選擇進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當組成一定時，流量一定對分離有利，節(jié)省加熱費用。采用泡點進料

11、不僅對穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，設計上采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。1.4 加熱方式的選擇加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費用增加。間接蒸汽加熱使通過加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來的冷液進行傳質(zhì)，其優(yōu)點是釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點是增加加熱裝置。本設計塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 1.5

12、 回流比的選擇回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點是回流冷凝器無需支持結構，其缺點是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因為塔頂冷凝器不已安裝，檢修和清理。在這種情況下，可采用強制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設計為小型塔，故采用重力回流。本設計物系屬易分離物系，故操作回流比為最小回流比的1.5倍。第二章 工藝計算2.1全塔物料衡算1、原料摩爾分數(shù)的計算設F、D、W分別為進料、溜出液和釜液的摩爾流量；、分別為進料、溜出液和釜液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；已知：、，由物料衡算式： 總

13、物料： 易揮發(fā)組分： 聯(lián)立，可計算出餾出液和釜液的摩爾流量分別為2、溫度的確定表2-1 乙醇-丙醇相平衡數(shù)據(jù)表序號液相組成氣相組成沸點/序號液相組成氣相組成沸點/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.65086.25根據(jù)乙醇-丙醇相平衡數(shù)據(jù)表，用數(shù)值插值法確定塔頂溫度、進料溫度、塔釜溫度。塔頂溫度

14、： 進料溫度： 塔釜溫度： 根據(jù)溫度-飽和蒸氣壓關系式（安托因方程）可計算出A（乙醇）、B（丙醇）組分分別在塔頂、進料板、塔釜時的分壓。計算結果如下： 塔頂： 進料板： 塔釜： 3、相對揮發(fā)度的計算將該體系視為理想體系，根據(jù)拉烏爾定律，有代入上文計算出的分壓值，可得 所以，全塔平均相對揮發(fā)度為精餾段的平均相對揮發(fā)度為 提餾段的平均相對揮發(fā)度為 4、回流比的確定因為采取泡點進料，即，所以 則又最小回流比 取操作回流比 5、摩爾流量的計算設、分別為精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量；和分別為精餾段和提餾段下降液體的摩爾流量。則精餾段下降液體的摩爾流量精餾段上升蒸汽的摩爾流量提餾段下降液體的摩爾流量提

15、餾段上升蒸汽的摩爾流量6、平均摩爾質(zhì)量的計算已知，乙醇的摩爾質(zhì)量，丙醇的摩爾質(zhì)量，根據(jù)乙醇-丙醇的相平衡數(shù)據(jù)，用數(shù)值插值法有塔頂溫度 塔頂汽相組成 進料板溫度 進料板汽相組成 塔釜溫度 塔釜汽相組成 精餾段平均液相組成 精餾段平均汽相組成 提餾段平均液相組成 提餾段平均汽相組成 塔頂液相平均分子量塔頂汽相平均分子量進料板液相平均分子量進料板汽相平均分子量塔釜液相平均分子量塔釜汽相平均分子量精餾段液相平均分子量精餾段汽相平均分子量提餾段液相平均分子量提餾段汽相平均分子量7、原料質(zhì)量分數(shù)的計算已知：進料板摩爾分數(shù)，則其質(zhì)量分數(shù)為塔頂摩爾分數(shù)，則其質(zhì)量分數(shù)為塔頂摩爾分數(shù)，則其質(zhì)量分數(shù)為表2-2 物料

16、衡算結果表項目塔頂進料塔底溫度79.1086.4996.14液相摩爾分數(shù)0.9490.4490.039液相乙醇質(zhì)量分數(shù)0.93450.38450.0302相對揮發(fā)度2.1312.0822.029摩爾流量45.05510054.945摩爾質(zhì)量46.71453.71459.4548、理論塔板數(shù)的計算采用逐板法計算，該法應用相平衡方程與操作線方程從塔頂開始逐板計算各板的汽相與液相組成，從而求得所需要的理論板數(shù)。精餾段操作線方程提餾段操作線方程全塔相平衡方程計算過程如下所示：理論塔板數(shù)值值備注10.9530.907塔頂20.9160.84030.8620.75040.7890.64250.7020.5

17、3160.6130.432進料板70.5440.36480.4600.29090.2810.158100.2050.110110.1460.076120.1460.146130.1040.053140.0770.039再沸器則 精餾段所需理論塔板數(shù)為 提餾段所需理論塔板數(shù)為 （不包括再沸器）2.2物性參數(shù)的計算表2-3 乙醇、正丙醇黏度表溫度60801000.6010.4950.3610.8990.6190.4441、液體黏度的計算應用數(shù)值插值法，計算過程如下：精餾段平均溫度 精餾段平均黏度為提餾段平均溫度 提餾段平均黏度為2、塔效率的估算運用Oconnell法估算塔效率，即 塔頂、塔釜平均溫

18、度為根據(jù)溫度-飽和蒸氣壓關系式計算得 由拉烏爾定律知 運用內(nèi)差法計算該溫度下的液相摩爾分數(shù)同理，計算該溫度下的液體黏度該溫度下液體的黏度則，全塔效率 實際塔板數(shù) 塊（包括再沸器）精餾段實際板數(shù) 塊提餾段實際板數(shù) 塊進料板位于第 塊板處3、操作壓強的計算塔頂壓強，取每層塔板壓降 D，則進料板壓強 D塔釜壓強 D精餾段平均操作壓強 提餾段平均操作壓強 4、密度的計算表2-4 液相密度溫度708090100110754.2742.3730.1717.4704.3759.6748.7737.5726.1714.2（1）液相平均密度應用數(shù)值插值法有：塔頂溫度，則進料板溫度，則塔釜溫度，則所以，精餾段平均

19、液相密度為提餾段平均液相密度為（2）汽相平均密度根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程，有精餾段 提餾段 5、液體表面張力的計算表2-5 液體的表面張力溫度608010020.2518.2816.2921.2719.4017.50運用內(nèi)差法計算，已知：塔頂溫度，有塔頂液體表面張力為進料板溫度，有進料板液體表面張力為塔釜溫度，有塔釜液體表面張力為則，精餾段平均液體表面張力提餾段平均液體表面張力6、液體比熱容與汽化潛熱的計算表2-6乙醇、正丙醇汽化熱和比熱容數(shù)據(jù)溫度乙醇正丙醇汽化熱熱容汽化熱熱容0985.292.23839.882.2110969.662.30827.622.2820953.212.38814.80

20、2.3530936.032.46801.422.4340918.122.55787.422.4950899.312.65772.862.5960879.772.76757.602.6970859.322.88741.782.7980838.053.01725.342.8990815.793.14708.202.92100792.523.29690.302.96運用插值法計算，已知：塔頂溫度，有塔頂液體平均比熱容為進料板溫度，有進料板液體平均比熱容為塔釜溫度，則塔釜液體平均比熱容為同理，運用插值法可計算出液體汽化潛熱，計算結果如下表所示表2-7 汽化潛熱計算結果表溫度汽化潛熱乙醇丙醇平均值79.

21、05831.021726.902826.12686.41820.191714.353762.29896.03801.758697.406701.8937、精餾塔汽、液相負荷的計算（1）精餾段的汽、液相負荷汽相負荷 液相負荷 （2）提餾段的汽、液相負荷汽相負荷 液相負荷 2.3熱量衡算1、塔頂上升蒸汽的熱量2、殘液帶出的熱量3、回流帶入的熱量采用泡點回流，則餾出口與回流口組成相同，即，4、進料帶入的熱量5、塔頂餾出液的熱量6、冷凝器消耗的熱量7、散于周圍的熱量取8、加熱蒸汽代入的熱量全塔范圍內(nèi)列熱量衡算式，有 且 即 則 表2-8 熱量衡算計算結果：項目進料冷凝器塔頂溜出液塔底殘液再沸器平均比熱

22、容155.55-139.70175.58-熱量1345351.958460712.38497869.91927485.959489684.772.4塔和塔板主要工藝尺寸計算1、塔徑的計算以精餾段計算為例取板間距 ，塔板清液層高度 液體表面張力時的氣體負荷因子為 氣體負荷因子 液泛氣速 取泛點率為0.7，則空塔氣速 所以，精餾段塔徑 同理，計算得提餾段的塔徑為1.455m 按標準圓整后，精餾段和提餾段塔徑均取1.6m2、有效高度的計算精餾段： 提餾段： 在進料口安裝防沖設施，取進料板板間距，且要求每68塊板設計一個人孔，則全塔27塊板應設計3個人孔，人孔處板間距所以，全塔有效高度為3、溢流裝置計

23、算（1）堰長塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。取 ,則堰長（2）溢流堰高度選用平直堰，堰上液層高度由弗朗西斯公式計算，近似取,則 同理，計算出提餾段 （3）弓形降液管寬度和截面積查圖3-16， 得 又 液體在降液管內(nèi)的停留時間 s 符合要求同理，計算出提餾段 s 符合要求（4）降液管底隙高度和液體流經(jīng)底隙的流速 且 取 則 同理，提餾段 4、塔板設計（1）塔的分塊因 ，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為4塊，具體如下表所示：表2-9 塔的分塊塔徑塔板分塊數(shù)（2）邊緣區(qū)寬度確定取邊緣區(qū)寬度，入口安定區(qū)寬度,出口安定區(qū)寬度均取（3）開孔區(qū)面積計算 （4）篩孔計算及其排列本設計取篩孔直徑

24、，按正三角形排列，一般碳鋼厚度取，則孔中心距塔板上的篩孔總數(shù) 個（5）開孔率因為篩孔按三角形排列，則開孔率氣體通過篩孔的速度同理，計算得提餾段5、篩板的流體力學驗算（1）干板阻力的計算則，流量系數(shù) 開孔率，干板阻力按下式計算：同理，計算出提餾段干板阻力 （2）氣體通過液層的阻力的計算按有效流通面積計算氣速 ，有 汽相動能因子 充氣系數(shù)為則 同理，計算出提餾段 （3）液體表面張力的阻力的計算精餾段液體表面張力 同理，計算出提餾段 （4）塔板壓降的計算 液柱高度 氣體通過塔板的壓降 同理，計算出提餾段的液柱高度 由以上計算結果可知，氣體通過塔板的壓降均低于設計允許值，符合要求。（5）液面落差對于的

25、篩板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影響。本設計的，故液面落差可忽略不計。（6）液沫夾帶量設計中規(guī)定霧沫夾帶量，本設計采用亨特（Hunt）的經(jīng)驗式計算霧沫夾帶量。按泡沫層相對密度為0.4計算，則塔板上鼓泡層高度 霧沫夾帶量同理，計算出提餾段，均小于，所以，本設計液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。（7）漏液點氣速本設計 ，所以，漏液點氣速按下式計算 穩(wěn)定性系數(shù)同理，計算得提餾段漏液點氣速，穩(wěn)定性系數(shù)，在設計允許范圍值內(nèi)。（8）液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度，本設計塔板上不設置進口堰，液體流過降液管的壓強降相當?shù)囊褐叨瓤捎孟率接嬎悖?取 ，則 同理，計算得提餾段 ，均符合設計要求。根

26、據(jù)以上各項流體力學驗算結果，可認為本設計精餾塔塔徑及各工藝尺寸是合適的。6、塔板負荷性能圖以精餾段為例計算（1）霧沫夾帶線取極限值 ，已知式中 , , ，整理，得 同理，整理得提餾段霧沫夾帶線 在操作范圍內(nèi),任取幾個值, 依上式計算，將結果列于表中2.7832.642.5362.4512.3402.9282.8842.6842.6002.490根據(jù)上表中數(shù)據(jù)，可繪出霧沫夾帶線。（2）液泛線令，即 ，式中：,取 ，已知： ， ，整理，得同理，整理得提餾段液泛線 在操作范圍內(nèi),任取幾個值, 依上式計算，將結果列于表中2.09371.9441.7951.6381.5292.172.0531.8701

27、.7061.532根據(jù)上表中數(shù)據(jù)，可繪出霧沫夾帶線。（3）液相負荷上限線取液體在降液管中停留時間為,則作出液相負荷上限線，是一條與氣體流量無關的垂直線。（4）漏液線已知 , 代入漏液點氣速式整理，得 同理，整理得提餾段漏液線 在操作范圍內(nèi),任取幾個值, 依上式計算，將結果列于表中0.3090.3250.3380.3480.3570.2670.2830.2950.3050.313根據(jù)上表中數(shù)據(jù)，可繪出霧沫夾帶線。（5）液相負荷下限線取平直堰，堰上液層高度 作為液相負荷下限線的條件，整理得作出液相負荷下限線，也是一條與氣體流量無關的垂直線。（6）塔的操作彈性 根據(jù)以上各線方程,可做出篩板塔的負荷性

28、能圖如圖所示在負荷性能圖上,作出操作點 , 連接 ,即作出操作線.由圖可知 故操作彈性為：同理可算出提鎦段：3.6 板式塔的結構 3.6.1 塔體結構(1)塔頂空間 指塔內(nèi)最上層塔極與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，設計中通常取塔頂間距為(1.52.0)HT。若需要安裝除沫器時，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂間距。 (2)塔底空間 指塔內(nèi)最下層培板到塔底間距。其值由如下因素決定： 塔底儲液空間依儲存液量停留 38 min(易結焦物料可縮短停留時間)而定；再沸器的安裝方式及安裝高度； 塔底液面至最下層塔板之間要留有12m的間距。 (3)人孔 對于D1000mm的板式

29、塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔68層塔板設一人孔。人孔直徑一般為450 mm600mm，其伸出塔體的筒體長為200250 mm，人孔中心距操作平臺約8001200mm。設人孔處的板間距應等于或大于600mm。 (4)塔高 板式塔的塔高如圖所示?？砂聪率接嬎悖?H=(n-nF-nP-1)HT+nFHF+nPHP+HD+HB+H1+H2 式中 H塔高，m； n實際塔板數(shù)； nF進料板數(shù)； HF進料板處板間距，m； np人孔數(shù)； HB塔底空間高度，m； HP設人孔處的板間距，m； HD塔頂空間高度，m； H1封頭高度，m； H2裙座高度m。 3.6.2 塔總體高度計算 塔體總高度利用下式計算：（

30、1）塔頂封頭封頭分為橢圓形、蝶形封頭等幾種，本設計采用橢圓形封頭。由公稱直徑，查化工原理課程設計附錄2得，曲面高度直邊高度內(nèi)表面積,容積。則封頭高度（2）塔頂空間 設計中取塔頂間距考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間1.2m。（3）塔底空間塔底空間高度HB是指從塔底最下一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離，取釜液停留時間為5min，取塔底液面至最下一層塔板間距離為1.5m。則：(4) 人孔對的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔68塊塔板設一個人孔，本塔具有32塊塔板，需設置4個人孔，每個人孔直徑為450mm，在設置人孔處板間距 。（5）進料處板間距 考慮在進口處安裝防沖設施，取進料板處板間距。

31、(6) 裙座 塔底常用裙座支撐，本設計采用圓筒形裙座；由于裙座內(nèi)徑800mm，故裙座壁厚取16mm. 基礎環(huán)內(nèi)徑： 基礎環(huán)外徑： 圓整后：,考慮到再沸器，取裙高。 塔體總高度：第 4 章 輔助設備及選型4.1精餾塔的附屬設備 精餾塔的附屬設備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷卻器、再沸器(蒸餾釜)、原料預熱器等，可根據(jù)有關教材或化工手冊進行選型與設計。以下著重介紹再沸器(蒸餾釜)和冷凝器的型式和特點，具體設計計算過程從略。 （1）再沸器(蒸餾釜)該裝置的作用是加熱塔底料液使之部分氣化，以提供精餾塔內(nèi)的上升氣流。工業(yè)上常用的再沸器(蒸餾釜)有：內(nèi)置式再沸器、釜式(罐式)再沸器、虹吸式再沸器、強制循環(huán)式再沸器

32、等幾種，詳見第2章?lián)Q熱器設計部分。 應予指出，再沸器的傳熱面積是決定塔操作彈性的主要因素之一，故估算其傳熱面積時安全系數(shù)要選大一些，以防塔底蒸發(fā)量不足影響操作。 （2）塔頂回流冷凝器 塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，有臥式、立式、管內(nèi)或管外冷凝等形式。按冷凝器與塔的相對位置區(qū)分，有以下幾類。 整體式及自流式 將冷凝器直接安置于塔頂，冷凝液藉重力回流入塔，此即整體式冷凝器，又稱內(nèi)回流式，如圖3-21(a)、(b)所示。其優(yōu)點是蒸氣壓降較小，節(jié)省安裝面積，可藉改變升氣管或塔板位置調(diào)節(jié)位差以保證回流與采出所需的壓頭。缺點是塔頂結構復雜，維修不便，且回流比難于精確控制。該方式常用于以下幾種情況：傳

33、熱面較小(例如50m2以下)；冷凝液難以用泵輸送或泵送有危險的場合；減壓蒸餾過程。 圖3-21(c)所示為自流式冷凝器，即將冷凝器置于塔頂附近的臺架上，靠改變臺架高度獲得回流和采出所需的位差。 強制循環(huán)式 當塔的處理量很大或塔板數(shù)很多時，若回流冷凝器置于塔頂將造成安裝、檢修等諸多不便，且造價高，可將冷凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂輸送回流，在冷凝器和泵之間需設回流罐，即為強制循環(huán)式。圖3-21(d)所示為冷凝器置于回流罐之上，回流罐的位置應保證其中液面與泵入口間之位差大于泵的氣蝕余量，若罐內(nèi)液溫接近沸點時，應使罐內(nèi)液面比泵入口高出3m以上。圖3-21(e)所示為將回流罐置于冷凝器的上部，冷

34、凝器置于地面，冷凝液藉壓差流入回流罐中，這樣可減少臺架，且便于維修，主要用于常壓或加壓蒸餾。 回流冷凝器的工藝計算步驟如下： 按工藝要求決定冷凝器的熱負荷QR,選擇冷卻劑、冷卻劑進出口溫度并計算冷卻劑用量； 初估設備尺寸，由平均溫度tm和總傳熱系數(shù)K的經(jīng)驗數(shù)據(jù)，計算所需的傳熱面積A,并由此選擇標準型號的冷凝器，或自行設計； 復核傳熱面積，對已選型號或自行設計的設備，核算實際上的總傳熱系數(shù)K和實際所需的傳熱面積； 決定安裝尺寸，估計各管線長度及阻力損失，以決定冷凝器底部與回流液入口之間的高度差HR.需要注意的是，由于冷凝器常用于精餾過程，考慮到精餾塔操作常需要調(diào)整回流比，同時還可能兼有調(diào)節(jié)塔壓的

35、作用，故應適當加大其傳熱面積的裕度。按經(jīng)驗，其面積裕度應在30左右。 4.2精餾塔的接管（1）塔頂蒸氣出口管的直徑dv操作壓力為常壓，蒸汽管中常用流速為u=12-20m/s，取由 所以查標準系列選取37710規(guī)格的熱軋無縫鋼管。（2）回流管的直徑dR由于塔頂冷凝器安裝在塔頂平臺，回流液靠重力自留入塔內(nèi)，本設計取 所以有查標準系列選取253.5規(guī)格的熱軋無縫鋼管。(3)進料管的直徑dF進料管得結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。管徑計算如下：本設計采用泵輸送料液，料液速度可取uF=1.5-2.5m/s，本設計取查標準系列選取424規(guī)格的熱軋無縫鋼管。(4)塔

36、底出料管的直徑dW一般可采用塔底出料管的流速uW，本設計取查標準系列選取573規(guī)格的熱軋無縫鋼管。(5)塔底蒸汽的直徑dW一般可采用塔底出料管的流速uV=20-25m/s，本設計取查標準系列選取32510規(guī)格的熱軋無縫鋼管。 本章符號說明Aa塔板開孔區(qū)面積，m2； Af降液管截面積，m2； A0篩孔總面積，m2； AT塔截面積，m2； C0流量系數(shù)，無因次； C計算umax時的負荷系數(shù)，m/s；Cs氣相負荷因子，m/s； d0篩孔直徑，m；D塔徑，m；eV液沫夾帶量,kg(液)/kg(氣)； E液流收縮系數(shù)，無因次;F氣相動能因子，kg1/2/(sm1/2)； F0篩孔氣相動能因子，kg1/2

37、/(sm1/2)； hl進口堰與降液管間的水平距離，m； hc與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱； hd與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺： hl與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨?，m； hL板上清液層高度，m； h0降液管的底隙高度，m； how堰上液層高度，m； hw溢流堰高度，m； hw進口堰高度，m； h與克服的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺； H板式塔高度; Hd降液管內(nèi)清液層高度，m； HT塔板間距，m； K穩(wěn)定系數(shù)，無因次； lW堰長，m； Lh液體體積流量，m3/h； LS液體體積流量，m3/s； n篩孔數(shù)目； NT理論板層數(shù)； P操作壓力，Pa； P壓力降，Pa； t篩孔的中心距，m；

38、 u空塔氣速，m/s； u0氣體通過篩孔的速度，m/s； u0.min漏液點氣速，m/s； u0液體通過降液管底隙的速度，m/s； VS氣體體積流量，m3/s； LS液體體積流量，m3/s； Wc邊緣無效區(qū)寬度，m； Wd弓形降液管寬度，m； Z板式塔的有效高度，m； 希臘字母 充氣系數(shù)，無因次； 篩板厚度，m液體在降液管內(nèi)停留時間，s； 粘度，Pas； 密度，kg/m3； 表面張力，N/m； 開孔率或孔流系數(shù)，無因次； 液體密度校正系數(shù)，無因次。 下標 max最大的；min最小的； L液相的； V氣相的。 參考文獻1 陳敏恒.叢德滋.方圖南.齊鳴齋.化工原理(下冊）. 化學工業(yè)出版社. 19

39、982 吉林化工學院化工原理教研室.化工原理課程設計指導書.化學工業(yè)出版社.20023 盧煥章等.石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊.化學工業(yè)出版社.19824 天津大學化工原理教研室.化工原理（上、下）.天津科學技術出版社.1994 5 化工原理（上、下）第二版 譚天恩、麥本熙、丁惠華著.化學工業(yè)出版社.1998.6 化工制圖.張淑榮、王守發(fā)著.延邊大學出版社.1979.7 華東化工學院.化工制圖.人民教育出版社.1980.8 王國勝.化工原理課程設計（第二版）.大連理工大學出版社.2006.9 王志魁.化工原理第三版.化學工業(yè)出版社.2004.結束語通過這次課程設計，讓我對化工設備機械基礎這門課有了進一

40、步的認識。這次課設是對這門課程的一個總結，對化工機械知識的應用。通過這次設計對我們獨自解決問題的能力也有所提高。在整個過程中，我查閱了相關書籍及文獻，取其相關知識要點應用到課設中，而且其中有很多相關設備選取標準可以直接選取，這樣設計出來的設備更加符合要求。學會了疊加法，對精餾這張有了更深的了解。這次課設的書寫中對格式的要求也很嚴格，在老師的指導下我們按照畢業(yè)設計的格式要求完成課設。這就為我們做畢業(yè)設計打下了基礎。因為的知識有限，所做出的設計存在許多缺點和不足，請老師做出批評和指正。最后感謝老師對這次課設的評閱?；ぴ碚n程設計教師評分表評價單元評價要素評價內(nèi)涵滿分評分平時成績20%出勤能按時到

41、指定設計地點進行課程設計，不曠課，不遲到，不早退。10紀律學習態(tài)度認真，遵守課程設計階段的紀律，作風嚴謹，按時完成課程設計規(guī)定的任務，按時上交課程設計有關資料。10說明書質(zhì)量30%說明書格式符合課程設計說明書的基本要求，用語、格式、圖表、數(shù)據(jù)、量和單位及各種資料引用規(guī)范等。10工藝設計計算根據(jù)選定的方案和規(guī)定的任務進行物料衡算，熱量衡算，主體設備工藝尺寸計算，附屬設備的選型等。20制圖質(zhì)量30%制圖圖形圖紙的布局、線形、字體、箭頭、整潔等。20制圖正確性符合化工原理課程設計任務書制圖要求，正確繪制流程圖和工藝條件圖等。10答辯20對設計方案的理解答辯過程中，思路清晰、論點正確、對設計方案理解深入，主要問題回答正確20指導教師綜合評定成績：實評總分；成績等級 指導教師（簽名）： 2013年 月 日 2013年6月21日注：按優(yōu)（90-100分）、良（80-89分）、中（70-79分）、及格（60-69分）、不及格（60分以下）五級評定成績。化工原理教學與實驗中心