浮阀塔的设计方案(　　甲醇——水分离过程板式精馏塔设计).doc

《浮阀塔的设计方案(　　甲醇——水分离过程板式精馏塔设计).doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《浮阀塔的设计方案(　　甲醇——水分离过程板式精馏塔设计).doc（39页珍藏版）》请在沃文网上搜索。

1、滨州学院化工原理课程设计说明书 课程设计任务书一、课题名称甲醇水分离过程板式精馏塔设计二、课题条件（原始数据）原 料：甲醇、水溶液处理量：3200Kg/h原料组成：33%（甲醇的质量分率）料液初温： 20操作压力、回流比、单板压降：自选进料状态：冷液体进料塔顶产品浓度：98%（质量分率）塔底釜液含甲醇含量不高于1%（质量分率）塔 顶：全凝器塔 釜：饱和蒸汽间接加热塔板形式：筛板生产时间：300天/年，每天24h运行冷却水温度：20设备形式：筛板塔厂 址：滨州市三、设计内容1、设计方案的选定2、精馏塔的物料衡算3、塔板数的确定4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘

2、度、比热、导热系数）5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算6、塔板主要工艺尺寸的计算7、塔板的流体力学验算8、塔板负荷性能图（精馏段）9、换热器设计10、馏塔接管尺寸计算11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸）13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容课程设计任务书课程设计成绩评定表中英文摘要目录设计计算与说明设计结果汇总小结参考文献14、 有关物性数据可查相关手册15、 注意事项写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源每项设计结束后列出计算结果明细表设计最终需装订成册上交四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日

3、期）1、设计动员，下达设计任务书 0.5天2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度 1-2天3、初步确定设计方案及设计计算内容 5-6天4、绘制总装置图 2-3天5、整理设计资料，撰写设计说明书 2天6、设计小结及答辩 1天35滨州学院化学与化工系化工原理课程设计目 录摘要1绪论2第一章 设计方案的选择和论证31.1设计思路31.2设计方案的确定31.3设计步骤4第二章 塔的工艺设计42.1基础物性数据42.2精馏塔的物料衡算62.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数62.2.2进料热状况q的确定62.2.3操作回流比R的确定72.2.4求精馏塔的气液相负荷72.2.5操作线方程72.2.6用图

4、解法求理论塔板数82.2.7实际板数的求取82.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算92.3.1进料温度的计算92.3.2 操作压强92.3.3平均摩尔质量的计算102.3.4平均密度计算102.3.5液体平均表面张力计算112.3.6液体平均粘度计算122.4 精馏塔工艺尺寸的计算122.4.1塔径的计算122.4.2精馏塔有效高度的计算142.5 塔板主要工艺尺寸的计算152.5.1溢流装置计算152.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置162.7塔板流体力学验算172.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降172.7.2淹塔172.8精馏段塔板负荷性能图192.8.1雾沫夹带线192.8.2

5、液泛线192.8.3液相负荷上限线202.8.4气体负荷下限线（漏液线）202.8.5液相负荷下限线202.9小结21第三章 辅助设备的计算213.1精馏塔的附属设备213.1.1再沸器（蒸馏釜）223.1.2塔顶回流全凝器233.1.3原料贮罐243.1.4泵的计算及选型24第四章 塔附件设计244.1接管244.1.1进料244.1.2回流管254.1.3塔底出料管254.1.4塔顶蒸气出料管254.1.5塔底进气管254.2除沫器254.3裙座264.4人孔264.5塔总体高度的设计264.5.1塔的顶部空间高度264.5.2塔的底部空间高度264.5.3塔立体高度26设计结果汇总28致

6、 谢29主要符号说明30附录33摘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。本设计书对甲醇和水

7、的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，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，塔径0.8米，按逐板计算理论板数为25。算得全塔效率为0.46。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为14，提馏段实际板数为11。实际加料位置在第15块板(从上往下数)，操作弹性为3.19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160饱和蒸汽加热，用20循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。关键词：甲醇-水、精馏、图解法求理论塔板数、负荷性能图绪论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到

8、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。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

9、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。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

10、锥心形浮阀等。第一章 设计方案的选择和论证1.1设计思路在本次设计中，我们进行的是甲醇和水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，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

11、直接送入塔原料。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。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设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新

12、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。从甲醇水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。1.2设计方案的确定总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设

13、计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在

14、室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.3设计步骤本次设计主要是针对甲醇和水二元液体混合物系的分离，由于分离要求非常高，因此选用精馏操作来实现该任务。根据对工业生产中各种常见板式塔的特点进行分析和设计任务的要求，本设计选用浮阀精馏塔。一般的精馏装置包括精馏塔、再沸器、冷凝器、釜液冷却器、产品冷却器等设备。精馏的原理是多次部分汽化与多次部分冷凝，因此在设计和操作过程中，充分考虑热量的利用是经济生产的关键。一般情况下，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，如何选用高效节能、投资低的节能工艺是设计的关键。具体设计步骤如图所示：塔工艺尺

15、寸计算工艺条件的确定及有关物性数据的计算负荷性能图流体力学验算附属设备及接管设计第二章 塔的工艺设计2.1基础物性数据（1）常压下，甲醇水的汽液平衡数据温度液相中甲醇的摩尔分数x气相中甲醇的摩尔分数y温度液相中甲醇的摩尔分数x气相中甲醇的摩尔分数y1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.9

16、7981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665（2）常压下，甲醇水的比热容数据温度/60708090100甲醇/ kJ/（kg ）2.682.712.792.852.90水/ kJ/（kg ）4.1874.1784.1954.2084.220(3)饱和蒸汽压Po Antoine方程 ABC甲醇7.205871582.271239.726水17.42853816.44227.02（4）甲醇-水的液相密度温度60708090100甲醇755745730725710水983.2977.8971.8965.3958.4（5）液体表面张力温度60708090100甲醇191

17、8.217.216.215.1水66.264.362.660.758.8（6）液体表面粘度温度60708090100甲醇0.360.320.280.240.20水0.460.40610.35650.31650.2838（7）液体的汽化热温度60708090100甲醇11301120111510701020水2358.62334.02308.82283.222572.2精馏塔的物料衡算2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数（1）甲醇的摩尔质量：水的摩尔质量：= (2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：(3) 物料衡算原料处理量 ： 总物料衡算： 即 （1）易挥发组分物料衡算：即 （2）

18、解得： D=9.31 W=2.2.2进料热状况q的确定由文献中甲醇水混合液t-x-y图可知，进料组成时，溶液的泡点为82，平均温度=由文献液体的比热容查得：51水的比热容为4.175kJ/（kg）甲醇用内插法求的：20 2.48kJ/（kg） 57.65 2.65kJ/（kg）2.61kJ/（kg）故原料液的平均比热容为 kJ/（kg）用内插法计算操作条件下，甲醇和水的汽化热由表7可知：设甲醇和水的汽化热分别为X，YkJ/kg 对于甲醇：解得：甲醇的汽化热为1079.9kJ/kg同理：水的汽化热为2303.2kJ/kg所以: kJ/kg所以:所以q线方程为：2.2.3操作回流比R的确定在图上可

19、知：=0.26 =0.631所以，2.2.4求精馏塔的气液相负荷 2.2.5操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：2.2.6用图解法求理论塔板数所以总理论板数为11块（包括再沸器），第7块板上进料。精馏段理论板数 提馏段理论板数 2.2.7实际板数的求取由甲醇与水不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知35对应的温度为塔底度，查得为。塔顶的温度为，这样，平均塔温为。由经验式查式中，用内插法求算甲醇的粘度，设甲醇的粘度：X 353.2K 363.2K X=0.265查文献在 水的粘度：。加料液体的平均粘度： =取表中温度下数据：可取96.4和65.0塔板效率：。精馏段实际板层数

20、 提馏段实际板层数 所以精馏塔的总实际塔板数为:2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1进料温度的计算查甲醇水的气液平衡数据文献，可知精馏段平均温度：提馏段平均温度：2.3.2 操作压强塔顶压强=101.33kPa进料板压强：=113.23+140.5=108.3kPa塔底压强：=精馏段平均操作压力：提馏段平均操作压力：2.3.3平均摩尔质量的计算精馏段平均温度：液相组成X1:精馏段平均摩尔质量：提馏段平均温度：提馏段平均摩尔质量:2.3.4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：提留段气相密度：（2）液相平均密度计算当时,用内插法求得下列数据对

21、于进料板：用内插法求得下列数据对于塔底： ，查表1-4得精馏段平均密度： 提馏段平均密度： 2.3.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力计算公式：塔顶：，用内插法得到 塔板：，用内插法得到 塔底：，用内插法得到 精馏段平均表面张力：提留段平均表面张力：2.3.6液体平均粘度计算 塔顶液相平均的黏度的计算由 ，用内插法求得：进料板液相平均黏度的计算由 ，用内插法求得：塔底液相平均黏度的计算：由，用内插法求得： 所以 2.4 精馏塔工艺尺寸的计算2.4.1塔径的计算精馏段气液相体积流量为提馏段气液体积流量 (1)精馏段塔径计算欲求塔径应求出空塔气速（安全系数）式中的C可有史密斯关联图文献查出横坐

22、标的数值为 取间距，取板上液层高度:=0.06m故查图得到因物系表面张力=36.2644mN/m，故需校正取安全系数为，则空塔速度为塔径:（2）提馏段塔径计算取板间距 板上液层高度 则 查文献史密斯关联图得到0.059因物系表面张力取安全系数为，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 2.4.2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2.5 塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1溢流装置计算因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管

23、、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：（1）溢流堰长取堰长为0.7D，即（2）溢流堰堰高hw 取板上清液层高度 故 （3）弓形降液管的宽度Wd和面积由，查文献弓形降液管的宽度与面积图得故 依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。降液管底隙高度ho因为小塔径，取降液管底隙高度h。= 0.02857m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度2.6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，故塔板采用整块式。（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F。=可求阀孔气速，即阀空直径由所选浮阀

24、型号决定，常用的F1型浮阀的阀空直径为39mm。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（底边长）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9-12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。开孔率。此开孔率在10%-14%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。2.7塔板流体力学验算2.7.1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)干板阻力 因，可用(2)板上充气液层阻力本设备分离的甲醇和水混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度所

25、以依式(3)计算液体表面张力所造成的阻力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。因此，气流经一层，浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为换算成单板压降(设计允许值)2.7.2淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要控制降液管中清液层高度可用 计算(1)气体通过塔板的压强降相当的液柱高度前面已经算出(2)液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，所以可用式（3） 板上液层高度前面已经选定液层高度为=0.06m这样 校正系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求。2.7.3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

26、时间可用式：塔板上液体流程长度塔板上液流面积甲醇和水混合液可按正常物系处理，按文献表取物性系数K值，K=1.0,又由文献查的泛点负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为为避免雾沫夹带过量，对于0.9m以下的塔，泛点需控制在70%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率低于70%，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。2.8精馏段塔板负荷性能图2.8.1雾沫夹带线对于甲醇水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F1(亦为上限值),利用式泛点率，依上式有整理后得即 此式便为雾沫

27、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。 0.0010 0.0070 1.00393 0.8843 2.8.2液泛线联立， 即由此式确定液泛线，忽略式中的项N=52， o整理得：即为液泛线的方程表达式，在操作范围内任取若干个Ls值，算出相应的Vs 0.001 0.003 0.005 0.007 1.0617 0.9483 0.8111 0.6184用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线。2.8.3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

28、。液体在降液管内停留时间。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。2.8.4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 2.8.5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，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.所的负荷性能图如下：(5)(3)(4)(2)(1)2.9小结1.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在适宜操作区的适中位

29、置，说明塔板设计合理。2.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.定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限 =0.99m3/s,气相负荷下限 0.31m3/s，所以可得塔板的这一操作弹性在合理的范围(2.54.5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的.第三章 辅助设备的计算3.1精馏塔的附属设备甲醇水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甲醇64.71101512.6水1002258647.33.1.1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。0C甲醇的汽化热：=水的

30、汽化热:= 选择因此选择列管式换热器，管子型号： 252.5名称公称直径mm公称压强管程数管子总根数规格4001600298名称中心排管数管程流通面积计算换热面积换热管长度规格120.076048.82000再沸器的裕度：45.4/41.685=1.0893.1.2塔顶回流全凝器甲醇的汽化热：=水的汽化热：=选因此可选择列管式换热器，规格如下：名称公称直径mm公称压强管程数管子总根数规格6002502232名称中心排管数管程流通面积计算换热面积换热管长度规格160.0364523000全凝器的裕度：52/39.2468=1.32493.1.3原料贮罐设计原料的储存利用时间为3天，平均温度为20

31、，则：=918.66/设安全系数为0.8 则：3.1.4泵的计算及选型进料泵的选型：因此选择泵的型号即可满足要求: 型号IS50-32-125流量7.5扬程22m转速轴功率0.96kW电机功率2.2kW效率47%气蚀余量2.0m质量（泵/泵座）/32/46结构形式单级悬臂 第四章 塔附件设计4.1接管4.1.1进料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， 管子型号： 2724.1.2回流管采用直管回流管，取。，管子尺寸：2524.1.3塔底出料管取，直管出料管子型号：2724.1.4塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速。管子型号：20

32、334.1.5塔底进气管采用直管取气速，则管子型号：1802.5。4.2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：4.3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12mm。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1.0m；考虑到再沸器，裙座高度取2.

33、0m。4.4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。4.5塔总体高度的设计4.5.1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。4.5.2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。=4.5.3塔立体高度m设计结果汇总项目内容数值或说明备注塔

34、径 D/m0.8板间距HT/m0.35塔板形式单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速U/(m/s)1.2058堰长/m0.56板上液层高度/m0.06降液管底隙高度h0/m0.02857浮阀数N/个52等边三角形叉排阀孔气速U0/(m/s)9.7587临界阀孔气速U0c(m/s)1.2059阀孔动能因数F09.9558孔心距t/m0.078同一横排的孔心距排间距h/m0.068相邻两横排中心线距离单板压降P/Pa527.56液体降液管内停留时间/s42.59降液管内清液层高度/m0.0006泛点率(%)61.83气相负荷上限/(m3/s)0.0032雾沫夹带控制气相负荷下限/(m3/s)0.304

35、4漏液控制操作弹性3.19致 谢经过近三周的时间，通过查阅文献、资料、计算数据，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。课程设计是对以往学过的知识加以检验，并且是对自己综合能力的体现，通过查资料和文献，自己受益匪浅，我们应该在校好好的利用图书馆资源，把时间应用到多看书，多学习一些专业相关的知识，课程设计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。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，

36、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，在动手开始之前一定要提前问清老师的设计题目的相关要求，发挥自己的主观能动性，设计出最佳方案，才能更好地完成。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，与人合作收获最大，不仅可以节省很多时间，也可以保证自己的准确性。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，自己受益匪浅。 在此，特别感谢 老师以及

37、我的同学，通过与他们的交流使得我的设计工作得以圆满完成。在此我向他们表示衷心的感谢！参考文献：1柴诚敬.化工原理课程设计.天津科学技术出版社，20092姚玉英.化工原理（下册）.天津科学技术出版社，修订版3柴诚敬.化工原理（下册）.高等教育出版社，2006.14申迎华.化工原理课程设计.化学工业出版社，2009.55姚玉英.化工原理（上册）.天津:天津科学技术出版社，修订版6任晓光.化工原理课程设计指导.北京:化学工业出版社，2009.17陈英南.常用化工单元设备的设计.华东理工大学出版社，2005.48李功样.常用化工单元设备设计.华南理工大学出版社9陈庆.过程设备工程设计概论.化学工业出版

38、社10张克义.AutoCAD工程制图.北京大学出版社主要符号说明符 号意义SI单位A传热面积m2塔截面积m2；降液管截面积m2AP鼓泡区面积m2Cp摩尔定压热容KJ/（K）；D塔径m；d0阀孔直径m；ET板效率液沫夹带量F进料流量/h；H折流挡板间距mH塔的有效高度m；HT板间距m；板上液层高度m；液体通过降液管的高度m；堰上液层高度m人孔高度m外堰高m；h0降液管底隙高度m塔板静压头m干板静压头降m含气液层静压头降mh表面张力造成的静压头降mK传热系数W/（m2K）符 号意义SI单位堰长m；L下降液体流量/h；LS 液相流量m3/sM摩尔质量kg/；N塔板数P操作压力Pr普朗特数P压力降Paq进料状况参数Q热负荷KJ/h；r鼓泡区半径mR回流比Re雷诺数t温度；平均温度差；u空气速m/s；阀孔气速m/s；u0c临界阀孔气速m/sV上升蒸汽流量/h；VS气相流量m3/sW塔底产品流量/h；wd降液管宽度m；边缘区宽度m；冷却水用量Kg/h；安定区宽度m附录1 带控制点生产工艺流程图2 板式精馏塔的总装置图3塔板图