精馏塔设计
引 言
塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。本设计的目的是分离苯—甲苯的混合液，故选用板式塔。
设计方案的确定和流程说明
1. 塔板类型
精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。
浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率较高。本设计采用浮阀塔板。
2. 加料方式
加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。故本设计采用泵直接加料。
3. 进料状况
进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。
对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段与提馏段塔径基本相等，制造方便。故本设计采用泡点进料。
4. 塔顶冷凝方式
苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。
5. 回流方式
回流方式可分为重力回流和强制回流。
本设计所需塔板数较多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。
6. 加热方式
加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。直接蒸气加热在一定回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。故本设计采用间接蒸气加热方式。
7. 操作压力
苯和甲苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。
综上所述，本设计任务为分离苯-甲苯混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，由于苯和甲苯属于易分离的体系，所以采用常压精馏。由于冷液进料加大提馏段的回流液流量，从而增大其负荷，所以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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经产品冷却后送至储罐。
第一章 精馏塔的工艺设计
第一节 精馏塔全塔物料衡算[1]
已知苯摩尔质量——78.11kg/kmol；甲苯摩尔质量——92.13kg/kmol
原料液组成
（摩尔分数，下同）：
=
=0.3884=38.84%
塔顶组成
：=
=0.9573=95.73%
塔底组成
：=
=0.0294=2.94%
原料液的平均摩尔质量
：
=0.3884×78.11+(1-0.3884)×92.13=86.68kg/kmol
进料量
：=6000kg/h=6000/86.68kmol/h=69.22
kmol/h
物料衡算式：=
+
，=
其中
为塔顶产品流量，kmol/h;为塔釜残液流量，kmol/h
联立解得：=26.78kmol/h,=42.44kmol/h
第二节 基本数据
1. 常压下苯-甲苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系
表1-1常压下甲苯-间甲苯酚气液平衡组成（摩尔）与温度关系[3]
|
苯的摩尔分数 |
温度/ |
苯的摩尔分数 |
温度/ |
||
|
液相（%） |
气相（%） |
液相（%） |
气相（%） |
||
|
0.0 |
0.0 |
475.35 |
23.4 |
86．0 |
419.25 |
|
2.5 |
27.3 |
462.15 |
25.3 |
87.0 |
418.35 |
|
5.8 |
46.6 |
454.15 |
27.8 |
88.5 |
415.35 |
|
7.8 |
53.5 |
448.95 |
33.0 |
90.9 |
410.75 |
|
9.7 |
58.8 |
446.95 |
49.3 |
95.1 |
400.95 |
|
10.3 |
60．8 |
446.05 |
52.8 |
95.8 |
398.95 |
|
11.9 |
67.4 |
440.85 |
66.5 |
97.2 |
393.95 |
|
12.5 |
69.4 |
438.95 |
76.5 |
98.2 |
390.15 |
|
15.0 |
75.6 |
432.95 |
1.0 |
1.0 |
383.85 |
|
17.3 |
78.2 |
430.25 |
|
|
|
利用表中数据由拉格朗日插值法求得下列温度
① 
：
， 
=95.50
② 
：
， =81.05
③ 
：
， =109.10
④ 精馏段平均温度：
⑤ 提馏段平均温度：
⑥ 气体温度：
：
，
=82.3；
：
， 
=110.0
2 密度
表1-2 液态芳烃的密度（kg/m3）[4]
|
温度 |
40 |
60 |
80 |
100 |
120 |
140 |
|
苯 |
857.3 |
836.6 |
815.0 |
792.5 |
768.9 |
744.1 |
|
甲苯 |
848.2 |
829.3 |
810.0 |
790.3 |
770.0 |
748.8 |
已知：混合液密度：
[3]
（1.1）
混合气密度：
（1.2）
其中a为质量分率，
为平均相对分子质量。
(1) 精馏段：
①
求
，
， =805.7kg/m3
， =801.8kg/m3
② 求平均组成
液相组成
:
， 
=0.638
气相组成
:
， =0.816
③ 求平均摩尔质量
=78.11×0.638＋92.13×(1－0.638)=83.2 kg/kmol
=78.11×0.816＋92.13×(1-0.816)=80.7 kg/kmol
④
求
⑤求
,
， 
kg/m3
(2) 提馏段：
＝102.3
⑤
求
，
， 
kg/m3
， 
kg/m3
⑥ 求平均组成
液相组成
:
， 
=0.197
气相组成
:
， 
=0.366
⑦ 求平均摩尔质量
=78.11×0.197＋92.13×(1-0.197)=89.4 kg/kmol
=78.11×0.366＋92.13×(1-0.366)=87.0 kg/kmol
⑧
求
⑨
求
,
， 
kg/m3
kg/m3
3 混合物的粘度
表1-3 液态芳烃的粘度 (mPa·s)[4]
|
温度 |
40 |
60 |
80 |
100 |
120 |
140 |
|
苯 |
0.485 |
0.381 |
0.308 |
0.255 |
0.215 |
0.184 |
|
甲苯 |
0.459 |
0.373 |
0.311 |
0.264 |
0.228 |
0.200 |
利用内差法求得精馏段与提馏段平均温度下苯与甲苯的粘度
(1) 精馏段：
＝88.3
， 
＝0.286mPa·s
， 
=0.291mPa·s
则精馏段粘度：
=0.286×0.638+0.291×(1-0.638)=0.288mPa·s
(2) 提馏段：
＝102.3
， ＝0.250mPa·s
， 
=0.260mPa·s
则提馏段粘度：
＝0.250×0.197＋0.260×(1－0.197)=0.258mPa·s
4．混合液体表面张力[7]
计算非水溶液混合物表面张力用Maclead-Sugden法。
公式：
（1.3）
式中：
——混合物的表面张力；
——I组份的等张比容；
，
——液相，气相的摩尔分率；
，
——混合物液相，气相的密度，mol/cm3。
计算等张比容：
[P苯]＝C6H5-+H=189.6+15.5=205.1
[P甲苯]＝C6H5-+CH3-=189.6+55.5=245.1
低压时蒸气密度和浓度一项可以略去不计，即气相表面张力略去不计，则：
(1) 精馏段：
＝205.1×
+
=2.1222
(2) 提馏段：＝205.1×
＋245.1×
=2.0917
5. 相对挥发度[4]
(1)精馏段：
=
=0.638 
=1-=0.362
=0.816 
=1-=0.184
则α1=
=2.516
(2)提馏段：
=
=0.197 
=1-=0.803
=0.366 =0.634
则α2=
=2.353
6. 实际回流比的确定
（1）最小回流比[4]
根据苯和甲苯的汽液平衡数据用Excel画出平衡曲线，即x-y图，如图1-1所示：
图1-1苯和甲苯的平衡曲线图
用Excel对曲线进行六次方拟合得曲线方程为：y = -14.578x6 + 47.557x5 - 59.277x4 + 35.508x3 - 11.33x2 + 3.1174x + 0.001
从点（
，）做垂线，即为进料线q线（因为是泡点进料，所以q线是x= ），该线与平衡线即曲线y
= -14.578x6 + 47.557x5 - 59.277x4 + 35.508x3 - 11.33x2 + 3.1174x + 0.001的交点坐标为
=0.6044 
=0.3884
（2） 实际回流比[4]
在实际操作中，常取最小回流比的（1.1～2.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费为无穷大。当R稍大于
时，塔板数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费随之锐减。当R继续增加时，塔板数固然仍随之减少，但已较缓慢。另一方面，由于R的增加，上升蒸汽量随之增加，从而使塔径、蒸馏釜、冷凝器等尺寸相应增大，故R增加到某一数值以后，设备费又回升。
精馏过程的操作费用主要包括再沸器加热介质和冷凝器冷却介质的费用。当回流比增加时，加热介质和冷却介质消耗量随之增加，使操作费用相应增加。总费用是设备费用与操作费用之和，在设计时，当总费用最小时的R即为适宜的回流比。
所以在本次设计中，回流比的确定是一个非常重要的环节，故采取下述方法来确定回流比。
图1-2 最小理论板数的求取
令R/=β，其中β称为回流剩余系数。给定不同的回流剩余系数，从而求出相应的回流比。然后求出（R- ）与（R+1）的比值，即得到吉利兰关联图的横坐标，然后用图解法算出最小理论板数为7块（包括再沸器）此时即可用吉利兰关联图求出理论板数N，并计算N（R+1）。在本设计系统中，取β=（1.1～2.0），对设备费用和操作费用进行计算结果如表1-4、图1-3所示。
表1-4 实际回流比-费用数据
|
R/Rmin |
1.1 |
1.2 |
1.3 |
1．4 |
1.5 |
1.6 |
1．7 |
1.8 |
1.9 |
2.0 |
|
R |
1.80 |
1.96 |
2.12 |
2．29 |
2.45 |
2.61 |
2.78 |
2.94 |
3.10 |
3.27 |
|
N |
18.51 |
15.78 |
14 |
12．28 |
11.56 |
10.70 |
10.31 |
9.76 |
10.31 |
9.27 |
|
N(R+1) |
51.79 |
46.71 |
43.74 |
40．39 |
39.89 |
38.67 |
38.94 |
38.48 |
42.31 |
39.55 |
由图1-3可知，当R/
=1.8时，设备费用和操作费用的和最小，故本课程设计中取R/=1.8。
7. 气液相体积流量
（1）精馏段
液相流量
：
气相流量
：
液相体积流量
：
气相体积流量
：
（2）提馏段
由前言中所述，本系统为泡点进料，则：
液相流量
：=
气相流量
：
液相体积流量
：
气相体积流量
：
表1-5 精馏段提馏段数据总汇
|
|
精馏段 |
提馏段 |
|
平均温度t/℃ |
88.3 |
102.3 |
|
平均液相摩尔质量ML/kg |
83.2 |
89.4 |
|
平均气相摩尔质量MV/kg |
80.7 |
87 |
|
平均液相密度ρL/kg |
804.1 |
788.3 |
|
平均气相密度ρV/kg |
2.7 |
2.8 |
|
粘度μ/mPa |
0.288 |
0.258 |
|
表面张力σ/dyn |
20.284 |
19.142 |
|
平均气相组成y |
0.816 |
0.366 |
|
平均液相组成x |
0.638 |
0.197 |
|
液相摩尔流量L/kmol |
78．73 |
147．95 |
|
液相体积流量L |
8．146 |
16．78 |
|
气相摩尔流量V/kmol |
105．51 |
105．51 |
|
气相体积流量V |
3153．58 |
3278.35 |
|
相对挥发度 |
2.516 |
2.353 |
第三节 理论塔板的计算
1. 理论塔板数[5]
理论板：指离开这种板的气、液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀的。本系统平衡线已经画出，故采用图解法求理论塔板数如图1-4所示
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
图1-4 理论塔板数
分别在图中做出两条操作线，在平衡线与操作线之间画阶梯，从图中可看出，共得到理论板数
=11(包括再沸器)，加料板在第6块板。
即
=5块,
=6块（包括再沸器）
2． 实际塔板数【5】
已知O’connell公式——塔板效率ET=0.49
（1.4）
其中
为平均相对挥发度，
为平均粘度
（1）精馏段
块
（2）提馏段
块
则实际塔板数=10+10=20块，加料板在第11块板。
第四节 塔径的初步设计[8]
塔径计算可依据流量公式：
（1.5）
式中 
——塔径，m
——气体体积流量，m3/s
——空塔气速，m/s。
表观空塔气相速度
（按全塔截面计）按下式进行计算：
（1.6）
安全系数＝（0.6～0.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。本设计中取0.7。
其中，
（1.7）
其中（
为液相密度，
为气相密度，kg/m3 C为负荷因子，
为极限空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为
；参数
反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（
为板间距，
为板上液层高度）
设计中，板上液层高度
由设计者选定，对常压塔一般取为0.05～0.08m，对减压塔一般取为0.025～0.03m。本设计取0.07m。
本设计塔板数较多，而且生产负荷波动不大，故板间距取较小值即可，根据标准，HT取0.45m。
表1-6 板间距的确定[8]
|
塔径 D，m |
0.3～0.5 |
0.5～0.8 |
0.8～1.6 |
1.6～2.0 |
2.0～2.4 |
〉2.4 |
|
板间距 |
200～300 |
300～350 |
350～450 |
450～600 |
500～800 |
|
（1）精馏段
=
=0.45-0.07=0.38m
查图得：
=0.0750
对
作修正：
则
经过圆整，
=1200mm 空塔气速
=0.9072m/s
由表1-6可知，当塔径为1.2m时板间距可取0.45m,符合假设。
塔截面积 
实际的空塔气速 
（2）提馏段
=
=0.45-0.07=0.38m
查图得：
=0.074
对
作修正：
则
经过圆整，
=1200mm空塔气速
=0.861m/s
由表1-6可知，当塔径为1.2m时板间距可取0.45m,符合假设。
塔截面积 
实际的空塔气速 
第五节 溢流装置[3]
溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。
（1） 降液管
降液管是液体自上层塔板流到本层塔板的通道。塔内液体从上一层塔板的降液管进入该塔板的受液盘上，在上层塔板降液管内清液层静压作用下，液体穿过降液管底隙，越过入口堰，进入塔板传质区内，液体横向流过塔板，经溢流堰溢流至降液管，进入下一层塔板。可见，降液管是塔板间液体的通道，也是溢流液体夹带气体得以分离的场所。降液管类型有圆形和弓形两种，前者制造比较方便，但流通截面积较小，没有足够的空间分离液体中的气泡，气相夹带较为严重，从而降低塔板效率。同时，溢流周边的利用也不充分，影响塔的生产能力。所以，除了小塔外，一般不采用圆形降液管。弓形降液管具有较大的容积又能充分利用塔板面积，应用较为普遍，故一般都采用弓形。在本课程设计中选用弓形降液管。塔板的溢流类型有U形流，单溢流，双溢流，和阶梯式双溢流。单溢流又称直径流，液体横过整个塔板，自受液盘流向溢流堰。液体流径长，塔板效率较高。塔板结构简单，广泛应用于直径为2.2米以下的塔中。在上一节塔径的初步设计中已经算出塔径取1.2米，所以采用单流形的弓形降液管。
降液管截面积
是塔板的重要参数，它与塔截面积
之比与（
/
）有关。
过大，气体的通道截面积A和塔板上气、液两相接触传质的区域都相对较小，单位塔截面的生产能力和塔板效率将较低；但
过小，则不仅容易产生气泡夹带，而且液体流动也会不流畅，甚至可能引起降液管的液泛。根据经验，对于单流形的降液管，一般取=0.06～0.12；对于小塔径塔
有时可低于0.06，本课程设计中可取=0.098。
（2） 溢流堰
溢流堰（外堰）又称出口堰，它设置在塔板上的液体出口处，为了保证塔板上有一定高度的液层并使液流在板上能均匀流动，降液管上端必须超出塔板板面一定高度，这一高度称为堰高，以
表示。弓形降液管的弦长称为堰长，以表示。为使上一层板流入的液体能在板上均匀分布，并减少进入处液体水平冲击，常在液体的进入口处设置内堰，当降液管为圆形时，应有内堰，当采用弓形降液管时可不必设置内堰。
堰长
根据液体负荷和溢流型式而定。对单溢流，一般取
为（0.6～0.8）D,其中D为塔径。
板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即：
=
+
式中——板上液层高度，m
——堰高，m
——堰上液层高度，m。
堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。
溢流堰的高度
直接影响塔板上的液层厚度。
过小，液层过低使相际传质面积过小不利于传质；但过大，液层过高将使液体夹带量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根据经验，对常压和加压塔，一般采取=50～80mm。对减压塔或要求塔板阻力很小的情况，可取为25mm左右。
堰长的大小对溢流堰上方的液头高度
有影响，从而对塔板上液层高度也有明显影响。对于塔径大于800mm的大塔，常采用倾斜的降液管及凹形受液盘结构，但不适宜用于易聚合及有悬浮固体的情况，此时比较适宜用平直堰结构。在这次课程设计中，我们选择了平直堰结构，其堰上方液头高度可由用弗兰西斯（Francis）式计算：
（m） （1.8）
式中，
为液体流量，m3/h；
为堰长，m；E为液流收缩系数。E体现塔壁对液流收缩的影响，若
不是过大，一般可近似取E=1，所引起的误差不大。一般设计时，
不宜超过60～70mm，过大时宜改用双流型或多流型布置。液量小时，
应不小于6mm，以免造成板上液相分布不均匀，如果达不到时，可采用齿形堰。
取堰长=0.73D=0.73
1.2=0.876m
对于精馏段，近似取E=1，
对于提馏段，近似取E=1，
（3） 受液盘
塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘。它有平形和凹形两种形式，前者结构简单，最为常用。为使液体更均匀地横过塔板流动，也可考虑在其外侧加设进口堰。凹形受液盘易形成良好的液封，也可改变液体流向，起到缓冲和均匀分布液体的作用，但结构稍复杂，多用于直径较大的塔，特别是液体流率较小的场合，它不适用于易聚合或含有固体杂质的物系，容易造成死角而堵塞。
对于600mm以上的塔，多采用凹形受液盘，其深度一般在50mm以上。本课程设计中，选取凹形受液盘。
（4）降液管底隙高度
降液管下端与受液盘之间的距离称为底隙，以
表示。降液管中的液体是经底隙和堰长构成的长方形截面流至下块塔板的，为减小液体阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以不可过小。但若
过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故一般底隙应小于溢流堰高，以保证形成一定的液封，一般不应低于6mm，即
。
按下式计算： 
（1.9）
式中，
——液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取
。降液管底隙高度一般不宜小于20～25mm。为简便起见，有时运用式子
= -0.006 来确定
对于精馏段，取
，
降液管底隙高度
，因为
，且
，所以满足要求。
对于提馏段，取
，
降液管底隙高度 
，因为，且
，所以满足要求。
（5） 弓形降液管的宽度和横截面积[10]
弓形降液管的宽度及截面积可根据堰长与塔径之比查图来求算。实际上，在塔径D和板间距
一定的条件下，确定了溢流堰长
，就已固定了弓形降液管的尺寸。
降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体中夹带的气泡能来得及分离。为此液体在降液管内的停留时间不应小于3～5s，对于高压下操作的塔及易起泡沫的系统，停留时间应更长些。
因此，在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即：
根据单溢流型的塔板结构参数系列化标准
当
时,查得：
降液管宽度
，降液管的横截面积
[12]
验算降液管内液体停留时间
精馏段：
提馏段：
停留时间
>5
，故降液管可用。[3]
第六节 塔板布置及浮阀数目与排列[8]
由于结构简单，制作方便，节省材料，本次设计采用浮阀式塔板。根据机械部标准JB1118-68,选用F1型33g重阀，孔径
=39mm。[8]
（1）塔盘及其布置
塔板有整块式和分块式两种，整块式即塔板为一个整体，多用于直径小于0.8～0.9m的塔。当塔径较大时,整块式的刚性差,安装检修不方便,为便于通过人孔装拆塔板,故多采用由几块板并装而成的分块式塔板。靠塔壁的两块为弓形板，其余为矩形板，相邻两板间距可取0.1m。在本次设计中，初选的塔径为1.2m，故选用分块式塔板，并且当塔径为1.2m时，塔盘分块数可取为三块。
单流型塔板的面积通常可以分为以下几个区域：
（a）受液区和降液区 即受液盘和降液管所占的区域，一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积计算。
（b）入口安定区和出口安定区 为防止气体窜入上一塔板的降液管或因降液管流出的液体冲击而漏夜过多，在液体入口处塔板上宽度为
的狭长带是不开孔的，称为入口安定区。为减轻气泡夹带，在靠近溢流堰处塔板上宽度为
的狭长带也是不开孔的，称为出口安定区。通常取
和相等，且一般为50～100mm。
（c）边缘区 在塔壁边缘需留出宽度为
的环行区域供固定塔板之用。一般取为50～75mm左右。对于2.5m以下的塔径，可取为50mm，大于2.5m的塔径则为60mm，或更大些。
在本课程设计中，取边缘区宽度为0.05m，安定区宽度
可取为0.07m。[10]
（2）浮阀数及其排列
浮阀的形式有很多，如F1型，V-4型，十字架型，A型，V-O型，目前应用最广泛的是F1型和V-4型，国内确定为部颁标准。F1型又分为重阀（代号为Z）和轻阀（代号为Q）两种，分别由不同厚度薄板冲压制成，前者重约为33g，最为常用；后者阻力略小，操作稳定性也稍差，适用于处理量大并要求阻力小的系统，如减压塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用轻阀外，其区别仅在于将塔板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔的阻力，主要用于减压塔。两种形式浮阀孔的直径
均为39mm。所以，在本课程设计中，采用F1型的重阀，重为33g,型号为F1Z-3C。
当气相体积流量V已知时，由于阀孔直径给定，因而塔板上浮阀的数目N，即阀孔数，就取决于阀孔的气速
，并可按下式求得
N=
（1.10）
阀孔的气速常根据阀孔的动能因子
来确定。
反映密度为
的气体以
速度通过阀孔时的动能的大小。综合考虑了对塔板效率、压力降和生产能力等的影响，根据经验可取=8～12。即阀孔刚全开时比较适宜，由此可知适宜的阀孔气速为
（1.11）
求得浮阀个数后，应在草图上进行试排列。阀孔一般按正三角形排列，常用的中心距有75、100、125、150（mm）等几种，它又分顺排和错排两种，通常认为错排时的接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，但本课程设计的塔径为1.2m，相对较小，所以选用错排。选用阀孔也可按等腰三角形排列，此时多固定底边尺寸B，例如B为70、75、80、90、100、110（mm）等。如果塔内气相流量变化范围较大，可采用—排轻浮阀一排重浮阀相间排列，以提高塔的操作弹性。对于整块式塔板，多采用正三角形错排，孔心距t为75～125mm。对于分块式塔板，宜采用等腰三角形错排，此时常把同一横排的阀孔中心距，定为75mm，而相邻两排间的阀孔中心距
可取为65mm，80mm，100mm等几种尺寸。故在本次课程设计中，采用等腰三角形错排。
经排列后的实际浮阀个数N和前面所求得的直可能稍有不同，应按实际浮阀个数N重新计算实际的阀孔气速和实际的阀孔动能因子
。
浮阀塔板的开孔率
是指阀孔总截面积与塔的截面积之比，即
（1.12）
目前工业生产中，开孔率一般在4％～15％之间。
精馏段：
取浮阀动能因子
=11,则孔速
=
=
=6.694m/s
每层塔板上的浮阀数目N为：
鼓泡区为气液接触有效区，其面积（单流型）按下式计算：
[5] （1.13）
式中，
；
，则
；
。
浮阀排列采用等腰三角形错排，取同一个横排的孔心距
，则排间距
由于塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：
。按
,
，用AutoCAD画图，得阀数107个。
图1-5 精馏段阀孔分布图
按
个重新核算孔速及阀孔功能因数
在8～12之间
开孔率
在4％～15％之间[8]
对于提馏段：取浮阀动能因子=11,则
=
=
每层塔板上的浮阀数目N为：
；
开孔区面积：
浮阀排列采用等腰三角形错排，取同一个横排的孔心距，则排间距
由于塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：
。按,，用AutoCAD画图，得阀数107个。
图1-6 提馏段阀孔分布图
按个重新核算孔速及阀孔功能因数
在8～12之间
在4％～15％之间
第二章 塔板的流体力学计算[3]
第一节 气体通过浮阀塔板的压降[8]
气体通过每层浮阀塔板的压降应为：
其中
为气体通过一层浮阀塔板的压强降，Pa；
为气体通过干板阻力所产生的压强降，Pa；
为气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降，Pa；
为气体克服液体表面张力所产生的压强，Pa。
习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，故上式又可写成
（2.1）
式中，
是与
相当的液柱高度，
=
，m
是与相当的液柱高度， =
，m
是与
相当的液柱高度， =
，m
是与相当的液柱高度，=
，m
1．精馏段
(1) 干板阻力
气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。板上所有浮阀刚好全部开启时，气体通过阀孔的速度称为临界速度，以
表示。
阀全开前（
） =19.9
（2.2）
阀全开后（
） =5.34
（2.3）
式中 —阀孔气速，m/s；
—液体密度，kg/
—气体密度，kg/
计算
时，可先将上二式联立而解出临界孔速
，即令：
19.9
=5.34
将g=9.81m/
代入,解得：
=
（2.4）
所以==
m/s
所以＜
6.694m/s
所以选用式（2.3），=5.34
(2) 板上充气液层阻力
一般用下面的经验公式计算=
（2.5）
式中，
—板上液层高度，m；
—反映板上液层充气程度的因数，称为充气因数，无量纲，液相为水时，
=0.5;为油时，=0.2～0.35;为碳氢化合物时，=0.4～0.5。
取
＝0.5，
(3) 液体表面张力所造成的阻力
此阻力很小，可忽略不计。
因此
2．提馏段
(1) 干板阻力
所以==
m/s
所以＜6.574m/s
所以选用第二个公式，=5.34
(2) 板上充气液层阻力
取＝0.5，
(3) 液面张力所造成的阻力
此阻力很小，可忽略不计。
因此
第二节 液泛[8]
为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液层高度
用来克服相邻两层塔板间的压强降，板上液层阻力和液体流过降液管的阻力。因此
[12] （2.6）
式中，
—上升气体通过一层塔板的压强降所相当的液柱高度，m；
—板上液层高度，m，此处忽略了板上液面落差，并认为降液管出口液体中不含气泡；
— 与液体流过降液管的压强降相当的液柱高度，m。
其中在前面已经算出，而是已知的，所以流体流过降液管的压强降 ，主要是由降液管底隙处的局部阻力造成的，
可按下面的经验公式计算：
塔板上不设进口堰
=0.153(
)=0.153
（2.7）
塔板上装有进口堰
=0.2
=0.2
（2.8）
式中，
为液体流量，
；
为堰长，亦即降液管底隙长度，m；
为降液管底隙高度，m；
为液体通过降液管底隙时的流速，m/s。
按上式可以算出降液管中当量清液层高度
。实际降液管中液体和泡沫的总高度大于此值。为了防止发生液泛现象，要求控制降液管中清液高度
，式中是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数，对于一般的物系，取0.3～0.5，对不易发泡的物系，取0.6～0.7，本课程设计中，取
=0.5。
1．精馏段
(1) 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 
=0.076m
(2) 液体通过降液管的压头损失
(3) 板上液层高度 
则
=
=
因为
＝0.5，所以
＝0.5×(0.45＋0.0574)＝0.2573m
可见
，所以符合防止液泛的要求。
2．提馏段
(1) 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 
=0.077m
(2) 液体通过降液管的压头损失
(3) 板上液层高度 
则
=
=0.1496m
因为
＝0.5，所以
＝0.5×(0.45＋0.05)＝0.25m
可见
，所以符合防止液泛的要求。
第三节 雾沫夹带[3,8]
通常用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量的指标。此比值称为泛点百分数，或称泛点率。
在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定的指标，即
＜0.1kg液/kg气：
大塔 泛点率＜80％
直径0.9m以下的塔 泛点率＜70％
减压塔 泛点率＜75％
泛点率可按下面的经验公式计算,即：
泛点率
（2.9）
或泛点率
（2.10）
式中，
—分别为塔内气、液负荷，；
，
—分别为塔内气、液密度，kg/；
—板上液体流径长度，m，对单溢流塔板，=
，其中
为塔径，
为弓形降液管宽度；
—板上液流面积，
，对单溢流塔板，
，其中
为塔截面积，
为弓形降液管截面积；
—泛点负荷系数，可根据气相密度及板间距
查图而得；
K—物性系数，其值见表
表2-1 物性系数参考表[12]
|
系统 |
物性系数 |
系统 |
物性系数 |
|
无泡沫，正常系统 |
1.0 |
多泡沫系统（如胺） |
0.73 |
|
氟化物（如氟里昂） |
0.9 |
严重起泡系统 |
0.6 |
|
中等起泡系统（如油吸收塔、乙二醇再生塔） |
0.85 |
形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔） |
0.3 |
一般按式（2.9）和式（2.10）分别计算泛点率，而取其中大者为验算的依据。若上二式之一算得的泛点率不在规定的范围以内，则应适当调整有关参数，如板间距、塔径等，并重新计算。
本系统为无泡沫正常体系，
取为1。
1．精馏段
泛点率
或泛点率
其中，令
=－2=
物性系数
＝1.0，查泛点负荷系数图得
=0.125
％
％
对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80％，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足要求。
2．提馏段
物性系数＝1.0，查泛点负荷系数图得=0.126
％
％
对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80％，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足要求。
表2-2 精馏段提馏段塔板数据总汇
|
|
精馏段 |
提馏段 |
|
浮阀数（单板）/个 |
110 |
116 |
|
开孔率/% |
11.3 |
11.3 |
|
孔速/m.s-1 |
6．694 |
6．574 |
|
单板压降/Pa |
599．5 |
595．46 |
|
出口堰高 |
0.0574 |
0.05 |
|
堰上液层高度 |
0.0126 |
0.020 |
|
弓形面积 |
0.115 |
0．115 |
|
弓形宽度 |
0．190 |
0．190 |
|
停留时间τ/s |
22．87 |
11．10 |
|
降液管底隙高度 |
0.029 |
0.041 |
|
堰长 |
0.876 |
0.876 |
|
雾沫夹带率% |
47.35 |
52．50 |
第四节 漏液校核
气体通过阀孔的气速较小时，板上部分液体就会从孔口直接落下，这种现象称为漏液。上层板上的液体未与气相进行传质就落到浓度较低的下层板上，降低了传质效果。严重的漏液将时塔板上不能积液而无法操作。故正常操作时漏液量一般不允许超过某一规定值。
一般取阀孔动能因数=5～6作为控制漏液量的操作下限，此时，漏液量接近10％。
取漏液点气速
为阀孔动能因子
时相应的值来进行验算。
(1) 精馏段
稳定系数
故不会产生严重漏液。
(2) 提馏段
稳定系数
故不会产生严重漏液。
第五节 塔的负荷性能图[1]
1、雾沫夹带线[12]
已知泛点率
，取=0.1kg液/kg气为雾沫夹带底限，即泛点率为80%
对于一定的物系及一定的塔板结构，式中
均为已知值，相应于=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出
的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。
(1) 精馏段
按泛点率=80％计算如下：
整理得： 
(2) 提馏段
整理得： 
表2-3 雾沫夹带线取点
|
精馏段 |
|
0.0005 |
0.001 |
0.002 |
0.004 |
0.008 |
0.012 |
|
|
1.5428 |
1.5332 |
1.5140 |
1.4755 |
1.3987 |
1.3218 |
|
|
提馏段 |
|
0.0005 |
0.001 |
0.002 |
0.004 |
0.008 |
0.012 |
|
|
1.5120 |
1.5026 |
1.4839 |
1.4466 |
1.3719 |
1.2971 |
2．液泛线[12]
因为
＝
＝
，由此确定液泛线，忽略式中
因为 
，
，
其中 
将上式分别代入，得到：
因物系一定塔板结构尺寸一定，则
及
等均为定值，而与
又有如下关系，即
（2.11）
式中阀孔数N与孔径
亦为定值。因此，可将式简化为与
的关系式
(1) 精馏段
整理可得，
(2) 提馏段
整理可得，
在操作范围内，任取若干个LS值，算出相对应得VS值：
表2-4 液泛线取点
|
精馏段 |
|
0.0005 |
0.001 |
0.002 |
0.004 |
0.008 |
0.012 |
|
|
2.9363 |
2.8608 |
2.7333 |
2.5002 |
2.0076 |
1.4260 |
|
|
提馏段 |
|
0.0005 |
0.001 |
0.002 |
0.004 |
0.008 |
0.012 |
|
|
2.8393 |
2.7695 |
2.6550 |
2.4588 |
2.0894 |
1.6999 |
3液相负荷上限线关系式[12]
液体的最大流量应保证在降液管中液体的停留时间不小于3～5。
液体在降液管内停留时间：
求出上限液体流量
值（常数），在
图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。
以
作为液体在降液管内停留时间的下限，则对于精馏段
同理，对于提馏段：
4 液相负荷下限线关系式[12]
取堰上液层高度
m作为液相负荷下限条件，先计算出
的下限值，依次作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。
对于精馏段，取
，则
所以
同理，对于提馏段，
5漏液线关系式[12]
对于
型33g重阀，可取阀孔动能因数
=5～6，则可得气相负荷下限的阀孔气速
。在本课程设计中，取=5，则：
又因为
（2.12）
式中，
均为已知数，故可由此式求出气相负荷
的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏液线。
以=5 作为规定气体最小负荷的标准，则
(1) 精馏段
(2) 提馏段
6塔板负荷性能图
根据上述关系式：对于精馏段，漏液线
；雾沫夹带线
；液相负荷下限线；液相负
荷上限线
；降液管液泛线
，作出精馏段塔板负荷性能图：
(1)—严重漏夜线；(2)—降液管液泛线；(3)—液相负荷下限线
(4)—液相负荷上限线；(5)—雾沫夹带线
从图2-1精馏段塔板负荷性能图可以得出：
= 1 \* GB3 ① 在精馏段，在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区内；
②塔板的气相负荷上限由物沫夹带线控制，
= 3 \* GB3 ③塔板的气相下限由漏液线控制，
所以，精馏段操作弹性
根据上述关系式：漏液线
；雾沫夹带线
；液相负荷下限线
；液相负荷上限线；降液管液泛线
，作出提馏段塔板负荷性能图：
(1)—严重漏夜线；(2)—降液管液泛线；(3)—液相负荷下限线
(4)—液相负荷上限线；(5)—雾沫夹带线
从图2-2提馏段塔板负荷性能图可以得出：
= 1 \* GB3 ① 在提馏段，在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区内；
②塔板的气相负荷上限由物沫夹带线控制，
= 3 \* GB3 ③塔板的气相下限由漏液线控制，
所以，精馏段操作弹性
第三章 精馏塔的结构设计
第一节 筒体与封头[13]
1. 筒体【12,15】
精馏塔可视为内压容器。其各种设计参数如下：
a. 设计压力
该精馏塔在常压下操作，设计压力取为0.5MPa
b. 设计温度
该精馏塔塔底采用加热介质为蒸汽，温度不超过150℃,因此设计温度定为150℃。
c. 许用应力
该精馏塔筒体采用钢板卷焊而成，材料选择Q235-A，根据GB-3274，查得： 
d. 焊缝系数
按照GB150规定，焊缝系数主要考虑焊缝形式与对焊缝进行无损检验长度两个因素，本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部无损探伤，则
=0.85
表3-1 筒体的设计参数
|
设计压力/MPa |
设计温度/℃ |
许用应力/MPa |
焊缝系数 |
|
0.5 |
150 |
113 |
0.85 |
壁厚的确定：
计算厚度
由计算厚度查得，钢板负偏差
=0.5mm
该系统中苯和甲苯对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量
取2mm
则筒体的设计厚度
。
则筒体的名义厚度
取圆整值Δ=0.37，则筒体壁厚
则筒体的有效厚度
=
根据JB/T4737-95查得，筒体的公称直径为1200mm时，1m高的容积为1.131，1m高的内表面积为3.77
,1m高筒节钢板的质量为178kg。
2. 封头[12,15]
本设计采用标准椭圆形封头，材料选用Q235-A,除封头的拼接焊缝需100%探伤外，其余均为对接焊缝局部探伤，则
=0.85
封头的名义厚度
取圆整值Δ=0.27，则封头壁厚
则封头的有效厚度=
以内径为公称直径，
，选用封头为
查得封头曲面高度=300mm，直边高度
=25mm，内表面积
，容积为0.255，质量77kg。
第二节 裙座[13,14]
对于较高的立式容器，为抵抗风载荷及地震载荷，同时为了安装方便，一般安装性能较好的裙式支座。裙座较其他的支座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。由于塔径较大，所以座圈与塔体间采取对接焊缝。由于裙座对整个塔器而言是个至关重要的元件，支撑整个塔器，如它破坏将直接影响塔器的正常使用，并且裙座所耗费材料对整个塔而言不多，所以裙座材料选为Q235-A。
裙座结构主要有座圈，基础环，螺栓座及人孔。
座圈是裙式支座的基本构件，通常为一用钢板卷制的圆筒，其上端与塔的底封头相焊，下端焊在基础环上。座圈承受着塔的各种外载荷，并把它全部传给基础环。
基础环的作用是承受塔的全部载荷。
螺栓座的作用是用来安装地脚螺栓。
为了便于检修和安装，在裙座上应开设2个不带盖板的长圆形人孔。人孔的高度取为900mm，直径为180mm。
尺寸确定：
裙座名义厚度：
裙座筒体的内径：
裙座筒体的外径：
基础环内径：
基础环外径：
塔高
，考虑到腐蚀余量，基础环厚度
(Z—地脚螺栓个数，
—地脚螺栓直径) ,地角螺栓的取用规格为30×3.5。考虑到再沸器，裙座高度取3m，螺纹小径
为26.211mm，六角螺母的对边距S为46mm。
第三节 人孔[12,16]
人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板。另外，为了检查塔设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件，压力容器也需开设人孔。但由于设置人孔处的的塔板间距要增大，且人孔设置过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，所以一般板式塔每隔10～20层塔板或5～10m塔段，才设置一个人孔。人孔一般设置在气液进出口等需经常维修清理的部位，另外在塔顶和塔釜，也各设置一个人孔。在本设计中，共有20块塔板，所以共设置3个人孔，塔顶和塔釜各设置一个人孔，另外在进料处再设置一个人孔。
在设置人孔处，塔板间距应根据人孔的直径确定，一般不小于人孔公称直径，塔盘支承梁高度及50mm之和，且不小于600mm。人孔的形状一般有圆形和椭圆形两种。椭圆形人孔的短轴应力与受压容器的筒身轴线平行。本设计的工作压力不大，所以采用圆形人孔。塔体上宜于采用垂直吊盖人孔，在设置操作平台的地方，人孔中心高度一般比操作平台高0.7～1m，最大不宜超过1.2m，最小为600mm。当操作温度低于350℃时，应采用平焊法兰，人孔法兰的密封面形式及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。
人孔采用HG21519-95标准，采用垂直吊盖平焊法兰式人孔。该标准的压力范围是0.6～6.4MPa,公称直径为450～600mm。所以，在本设计中，人孔的公称直径选为450mm，其伸出塔体的筒体长为200mm，人孔中心距操作平台1000mm，人孔厚度
,接管
，人孔高度为220mm，公称压力为0.6MPa，公称直径为450mm。在设置人孔处，板间距为600mm，塔内的人孔手柄以
mm的圆钢制造，螺栓螺母数量为16个，螺栓直径×长度为20×95，螺柱数量为16个，螺柱直径×长度为20×120，总质量为114kg。另外，在裙座上开两个检查孔，短节材料为 Q235-A 。
第四节 吊柱[13,15]
为方便室外较高的整体塔装填，补充和更换填料，安装和拆卸塔内件，塔顶需设置吊柱。本设计中塔高度大，因此设吊柱。
吊柱设置方位应使吊柱中心线与人孔中心线间有合适的夹角，使人能站在平台上操纵手柄，让经过吊钩的垂直线可以转到人孔附近，以便从人孔装入或取出塔的内件。
吊柱的安装高度是由人孔的高度，平台高度和所吊装的塔内件尺寸决定的。
选用吊柱时，依据的基本参数是臂长S（mm）和设计载荷G（kg）。臂长S（mm）可由塔的直径及吊柱在塔壁上的安装位置确定，其方位首先取决于人孔的方位。在本课程设计中，取悬臂长度S为塔的中心线与人孔伸出塔体的筒体长度之和，即S=600+200=800mm，设计载荷G（kg）应取起吊重量的2.2倍左右，
吊柱的立柱用20号无缝钢管，其他零件采用Q235-A。，吊柱与塔体连接的衬板选用与塔体相同的材料，即选用Q235-A。
在本设计中，塔径D=1200 mm，选用吊柱起吊重量G=500kg的吊柱，500是指吊柱起吊时的质量，查得臂长S=800 mm ，高度L=3150 mm ，上下支座高度差H=900 mm ，
159×10 ，悬臂曲率半径R=750mm，垫板距离e=250mm，吊钩与封板距离L
，质量为222kg。标准图号为HG/T 21639—1980-14。
第五节 除沫器[16,17]
当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气体夹带雾滴的情况下，设置除沫器可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。常用除沫器有折流板式除沫器﹑丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大﹑重量轻﹑空隙率大及使用方便等优点。尤其是它具有除沫率高，压力降小的特点，从而成为一种广泛使用的除沫装置。
网丝的选择包括材料选择和丝径选择。材料选择应考虑到介质的腐蚀和操作温度。因丝网的丝径很细，极易被腐蚀破坏。所以丝网大多采用耐腐蚀的金属，合成纤维材料制造。
丝网除沫器包括固定式丝网除沫器和抽屉式丝网除沫器。其中固定式丝网除沫器分上装式丝网除沫器和下装式丝网除沫器，抽屉式丝网除沫器是由网块，导轨，封板，法兰，法兰盖等组成，可以拆卸。
本设计选用不锈钢标准型除沫器，丝网尺寸为0.1×0.4mm,材料：不锈钢扁丝（1Cr18Ni9Ti）。
对于精馏段
丝网除沫器的液泛气速
（3.1）
为气液过滤网常数，=0.116
则操作气速
本设计取 
故有效直径 
圆整得：
=0.9m
对于提馏段
丝网除沫器的液泛气速 为气液过滤网常数，=0.116
则操作气速
本设计取 
故有效直径 
圆整得：
=0.9m
查表得：
公称直径
主要外形尺寸丝网高度
，质量为28.7kg。
第六节 操作平台与梯子
3.6.1操作平台
操作平台应设置在人孔、塔顶吊柱等需要经常检修和操作的地方。操作平台应布置得在检修时不再需要另外设置脚手架和缆索。平台下的地面往往是通道，所以底层平台净空高度不应小于2m。各层平台之间的最小间距也不得小于2m，若无特殊要求，层间距也不宜大于8m。
操作平台的宽度应根据检修需要而定，一般为0.8～1.2m，最小不得小于0.6m，当平台设在人孔附近时，净宽不小于0.9m；用作修理塔盘用的平台，宽度最好不小于1.1m。平台全部为钢结构，材料用Q235-AF。
3.6.2梯子
不经常操作的平台，可采用直梯。若采用斜梯，则角度应小于60℃。直梯高度一般不应超过5m，当超过5m时，应设中间休息平台，当直梯标高超过4m时，应设安全笼，从地面（平台面）至安全笼第一护圈的距离为2.0～2.4m。梯子至塔体、保温层外表面的距离至少为200mm。当塔体上有加强圈时，则距离还须适当放大。梯子所有构件均采用Q235-AF。
本课程设计设置三个操作平台，距离三个人孔中心1000mm各设置一个，宽度取0.9m，平台全部为钢结构，材料用Q235-AF；采用笼式扶梯，梯子所有构件均采用Q235-AF。
第七节接管[10,15,16,17,19,20]
1. 进料管
液体进料管的设计应满足以下要求：
（1） 液体不直接加到塔盘的鼓泡区；
（2） 尽量使液体均匀分布；
（3） 接管安装高度应不妨碍塔盘上的液体流动；
（4） 液体内含有气体时，应设法排出。
（5） 管内的允许流速一般不超过1.5～1.8m/s.
进料管的结构类型有很多，有直管进料和弯管进料，其中直管进料的阻力相对较小，故本设计中采用直管进料，则进料管的直径
，其
为进料流量，m3/s,
为进料流速，m/s.
由
=95.50℃ 查表得： 
已知 
所以 
由 
得：
进料方式有多种，由泵直接进料操作方便且容易调节流量，但波动较大，本设计流量相对较大，采用泵直接进料。则
取1.6m/s。
则
查热轧无缝钢管规格与重量，取
，进管的实际流速=1.512m/s
2. 塔顶蒸汽出料管
对其出料管的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，故采用直管出料。本塔顶蒸汽出料管为塔顶冷凝器的进口管，由冷凝气的设计结果知：塔顶蒸汽出料管的尺寸为
。
3. 回流管
回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用弯管回流。本回流管为塔顶冷凝器的出口管，由冷凝气的设计结果知：回流管的尺寸为
。
4. 塔釜出料管
塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的塔径较大，宜用直管出料。
该塔的出料管即为塔底再沸器的进口管，由再沸器的设计结果知：取
。
5. 塔釜进气管
对塔釜进气管的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分布状况。
该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管，由再沸器的设计结果知：取
。
6. 法兰的选择[17,19]
本设计的塔为常压操作塔，设计压力为0.5MPa,故选择法兰时，以0.6MPa作为其公称压力，即PN=0.6MPa
则根据国家标准GB/T 9112～9124—2000，均选择标准板式平焊管法兰，法兰类型代号为PL，HG标准号为HG20593，GB/T标准号为GB/T 9119结果如表3-2所示：
表3-2 精馏塔各接管法兰的尺寸
|
接管 |
公称 直径（mm） |
法兰外径 （mm） |
法兰 内径 （mm） |
螺栓孔中心圆直径（mm） |
螺栓孔直径（mm） |
螺栓孔数量 |
螺纹 Th |
连接凸出部分直径（mm） |
连接凸出部分高度（mm） |
法兰 厚 度 （mm） |
法兰质量（kg） |
|
进料管
|
50 |
140 |
59 |
110 |
14 |
4 |
M12 |
88 |
2 |
16 |
1．51 |
|
塔顶蒸汽管
|
200 |
320 |
222 |
280 |
18 |
8 |
M16 |
254 |
2 |
22 |
6．85 |
|
回流管
|
65 |
160 |
78 |
130 |
14 |
4 |
M12 |
108 |
2 |
16 |
1．85 |
|
塔釜出料管
|
150 |
265 |
161 |
225 |
18 |
8 |
M16 |
199 |
2 |
20 |
5．14 |
|
塔釜进气管
|
200 |
320 |
222 |
280 |
18 |
8 |
M16 |
254 |
2 |
22 |
6．85 |
第八节 开孔补强[15,21]
由于工艺或结构的需要，容器上总是需要开孔并安装接管。容器上开孔以后，由于器壁金属的连续性受到破坏，也会产生峰值应力，只是由于器壁是二向应力，又在开孔处装有接管，所以在开孔边缘出现的是多种应力叠加的较为复杂的应力状况。
在接管根部开孔边缘处的应力集中现象具有如下特点：①应力集中的范围是极为有限的；②开孔孔径的相对尺寸d/D越大，应力集中情况越严重，所以开孔不宜过大；③增大接管壁厚可以减小应力集中；④在球壳上开孔的应力集中系数稍低于筒体上开孔的应力集中系数；因此，在开孔周围一定范围内用焊接补强圈的方法，也就是说采用局部增加壳体壁厚的办法可以减小开孔附近应力集中，这种方法称作补强圈补强。在一些补强要求高的容器上，是把需要局部增厚的壳体部分全部挖掉，换上真正增厚了的壳体，这种办法称作整体锻件补强。
根据我国设计规范GB150-1998《钢制压力容器》规定，不需另行补强的最大孔径及条件需满足：①设计压力≤2.5MPa；②相邻两开孔中心的间距（对于曲面间距以弧长计算）应不小于两孔径之和的两倍；③接管公称外径≤89mm；④接管最小壁厚满足表3-3要求。
表3-3 接管最小壁厚的条件
|
接管公称外径/mm |
25 |
32 |
38 |
45 |
48 |
57 |
65 |
76 |
89 |
|
最小壁厚/mm |
3.5 |
4.0 |
5.0 |
6.0 |
|||||
补强圈的适用范围为设计压力
<4.0MPa；设计温度
<350℃；补强圈厚度不超过被补强壳体名义厚度
的1.5倍；壳体名义厚度
。故本课程设计采用补强圈补强。根据补强圈尺寸标准（JB/T
4736-2002）可得：
(1) 人孔的补强：选用尺寸为
的补强圈补强，质量为16.9kg，补强材料为Q235-A；
(2) 进料管的补强：由于进料管尺寸满足不需另行补强的要求，故不用另外补强；
(3) 塔顶蒸汽出料管的补强：选用尺寸为
的补强圈补强，质量为5.44kg，补强材料为Q235-A；
(4) 回流管的补强：由于回流管尺寸满足不需另行补强的要求，故不用另外补强；
(5) 塔釜出料管的补强：选用尺寸为
的补强圈补强，质量为3.13kg，补强材料为Q235-A；
(6) 塔釜进气管的补强：选用尺寸为
的补强圈补强，质量为5.44kg，补强材料为Q235-A。
第九节 塔总体高度设计[12,22]
塔总高度（不包括裙座）由下式决定
（3.2）
式中，
—塔高（不包括裙座），m；
—塔顶空间，m；
—塔板间距，m；
—开有人孔的塔板间距，m；
—进料段高度，m；
—塔底空间，m；
—实际塔板数；
—人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。
塔顶空间高度是指从第一层塔板到塔顶封头底边的距离，其作用是供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体夹带，必要时还可安装破沫装置。通常取1.0～1.5m，塔径大时可适当增大。
进料段的高度取决于进料口的结构型式和物料状态，一般要比大，有时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常考虑在进口处安装防冲设施，如防冲挡板，入口堰，缓冲管等，的大小应能保证这些设施的安装。
塔底空间高度是指从塔底最末一层塔板到塔底封头的底边处的距离，具有中间贮槽的作用，值可按贮量和塔径计算。
1. 塔顶空间高度
塔顶空间高度是指从第一层塔板到塔顶封头底边的距离，其作用是供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体夹带，必要时还可安装破沫装置。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，同时考虑到安装除沫器的需要，取除沫器到第一块板的距离为600 mm，塔顶空间高度取1200mm。
取 
，由前面设计可知，
=0.45，=0.6。
2. 塔底空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最底层塔板到塔底下封头切线的距离。其影响因数有：
（1）塔底储液空间依储液量停留3～8 min而定，此处取釜液停留时间取5 min。
（2）再沸器的安装方式及安装高度；
（3）塔底液面至最下层塔板之间要留有1～2m的间距，此处取1.5 m。
故 
所以,塔的总体高度=+裙座高度
第十节 附属设备设计[1,7]
1. 进料泵的选取
泵的技术指标包括型号，扬程，流量，必需汽蚀余量，功率与效率等。
泵的类型有很多，分类也不尽统一。按泵作用于液体的原理可将泵分为叶片式和容积式两大类。
离心泵的种类很多，化工生产中常用的离心泵有清水泵、耐腐蚀泵、油泵、液下泵、屏蔽泵，隔膜泵，计量泵，齿轮泵，螺杆泵，旋涡泵，轴流泵等。其中，清水泵是应用最广的离心泵，在化工生产中用来输送各种工业用水以及物理、化学性质类似于水的其他液体；输送酸碱和浓氨水等腐蚀性液体时，必须用耐腐蚀泵；输送石油产品的泵称为油泵，还有一些其它泵也有它适用的特殊场合。
前已求得进料流量 
即
泵的扬程为：
有以上可知，本课程设计中选用单级单吸式清水离心泵，泵的型号为IS—65—40—200，转速
为1450r/min，流量
为12.5m3/h，扬程为12.5m，效率
为55%，轴功率为0.77kW，电机功率为11kW，必需气蚀余量
为2.5r/m，泵质量为62kg，底座质量为46kg。
2. 冷凝器和再沸器
精馏塔另外还有很重要的设备——冷凝器和再沸器，由本小组的另外两位成员进行设计，这里不作详细叙述。
第十一节 预热器的选择[17]
在本课程设计中,原料液的温度是25℃,而采用的是泡点进料,原料液的温度要求达到95.5℃,所以采用140℃的饱和蒸汽来加热原料液。
查化学化工物性数据手册得：
表3-4 液态芳烃的比热容 (
/（
）[4]
|
温度 |
40 |
60 |
80 |
100 |
120 |
140 |
|
苯 |
1．767 |
1．828 |
1．881 |
1．953 |
2．047 |
2．143 |
|
甲苯 |
1.757 |
1.834 |
1.902 |
1.970 |
2.073 |
2.149 |
(1)
在＝
=60.25
时，由内插法可以算得：
， 
， 
(2) 蒸气温度
， 
(3) 计算蒸气流量
由表查得:
，过热蒸汽的汽化潜热
(4) 取传热系数
＝600
，则
(5) 由换热面积可以选择换热器：
在本次课程设计中，选用固定管板式换热器，公称直径
=273mm，公称压力
，管程数=1，管子根数
=65，中心排管数为9，管程流通面积
=0.0115m2，换热管长度
=1500mm，换热面积
=5.4m2，参考标准为JB/T 4715-92。
所设计精馏塔的主要结构尺寸汇总于表3-5：
表3-5 精馏塔结构设计汇总表
|
项 目 |
尺 寸 |
补 强 圈 |
|
进料管/mm |
|
—— |
|
塔顶蒸汽出料管/mm |
|
|
|
回流管/mm |
|
—— |
|
塔釜出料管/mm |
|
|
|
塔釜进料管/mm |
|
|
|
人孔/mm |
|
|
|
筒体壁厚/mm |
6 |
—— |
|
封头壁厚/mm |
6 |
—— |
|
塔总体高度/mm |
15790 |
—— |
第四章 塔的强度校核及载荷分析
第一节 筒体与封头[15]
1 筒体[15]
强度校核的思路：算出容器在校核压力下的计算应力，看它是否小于材料的许用应力，即
下面按上述思路作具体讨论：
（1）在用容器在校核压力
作用下的计算应力为
（4.1）
式中，K为形状系数，在本课程设计中，因为是筒体所以取K=1；
为校核压力，视不同情况下取其等于
；在本设计中，取=
为筒体或封头的有效厚度，其值下列条件确定。
对于新容器筒体取=
对于筒体和封头进行强度校核时，必须满足以下条件：
（4.2）
=
所以满足强度条件。
2 封头[15]
强度校核的思路：算出容器在校核压力下的计算应力，看它是否小于材料的许用应力，即
下面按上述思路作具体讨论：
（1）在用容器在校核压力作用下的计算应力为
式中，K为形状系数，在本课程设计中，因为是采用标准椭圆型封头
所以取K=1；
为校核压力，视不同情况下取其等于
；在本设计中，取=
=3.4mm
对于筒体和封头进行强度校核时，必须满足以下条件：
=
所以满足强度条件。
第二节 塔的质量载荷的计算[21]
1、筒体圆筒、封头、裙座质量
封头的高度：
筒体高度：
查得
，厚度
的圆筒质量为
查得，厚度的椭圆形封头质量为
圆筒质量：
封头质量：
裙座质量：
所以 
2、塔内构件质量
查表得浮阀塔盘质量为75
3、保温层质量
由于价格便宜，较易制造，选用膨胀珍珠岩（二级）作为保温层材料。其密度为100kg/m3,导热系数为0.050kcal/m.h.℃.采用直接涂抹式保温法。因为半径大于1000mm，操作温度小于150℃，保温层厚度选为60mm。
4、平台、扶梯的质量
表4-1 直立容器质量
、、的参考数据
|
名称 |
质量 |
|
笼式扶梯 |
40kg/m |
|
开式扶梯 |
15～24 kg/m |
|
铜制平台 |
150kg/m2 |
|
浮阀塔盘 |
75 kg/m2 |
|
塔盘充液量 |
70 kg/m2 |
平台数量：
由表查得：
平台质量：
笼式扶梯质量：
笼式扶梯高度：
5、操作物料质量
物料的平均密度 
封头的容积 
塔釜圆筒部分深度 
所以
6、人孔，接管，法兰等附件质量
按经验取附件质量为：
7、充液质量
8、偏心质量
9．各种质量载荷汇总
所以
全塔的操作质量：
全塔最小质量：
水压试验时最大质量：
第三节 自振周期的计算[21]
分析塔设备的振动时，一般情况下不考虑平台与外部接管的限制作用以及地基变形的影响，而将塔设备看成是顶端自由，底端刚性固定，质量沿高度连续分布的悬臂梁。
设计温度下的弹性模量
自振周期
＝
其中，为直立容器总高度，；
为设计温度下材料的弹性模量，
；
为直立容器筒体的有效厚度（即名义厚度减去壁厚附加量），；
为直立容器筒体的内直径，；
第四节 风载荷与风弯矩的计算[13]
安装在室外的塔设备将受到风力的作用。风力除了使塔体产生应力和变形外，还可能使塔体产生顺风向的振动（纵向振动）及垂直于风向的诱导振动（横向振动）。过大的塔体应力会导致塔体的强度及稳定失效，而太大的塔体挠度则会造成塔盘上的流体分布不均，从而使分离效率下降。
因风载荷是一种随机载荷，因而对于顺风向风力，可视为由两部分组成：平均风力，又称稳定风力，它对结构的作用相当于静力的作用；脉动风力，又称阵风脉动，它对结构的作用是动力的作用。
平均风力是风载荷的静力部分，其值等于风压和塔设备迎风面积的乘积。而脉动风力是非周期性的随机作用力，它是风载荷的动力部分，会引起塔设备的振动。计算时，通常将其折算成静载荷，即在静力的基础上考虑与动力有关的折算系数，称风振系数。
1 风力
直立容器受风压作用时，如同为受均布载荷的悬臂梁，这类载荷是由于空气流动的推力和吸力造成的，而风速的大小与方向均为随机值，故实际是一种动载荷。但为了简化计算，将其视为静载荷时，必须计入动力系数与风振系数，因此，直立容器任意段的水平风力
可按下式计算。
（4.3）
式中，
——直立容器第i段的有效直径，笼式扶梯与进口管布置成180℃角时，
；当笼式扶梯与进口管成90℃时，取
和
中的较大值，mm；——容器第i段的外径，mm；
——空气动力系数，一般取
；
——风压高度变化系数；
——塔顶接管外径，mm；
——笼式扶梯当量宽度，取
；
——操作平台当量宽度，作为参考值可取
；
——塔设备各计算段的计算高度，mm；
——接管保温层厚度，mm；
——容器第i段的保温层厚度，mm；
——第i段的风振系数，当直立容器高度
时，取
。风压计算时，对于高度在10m以下的塔设备，按一段计算，以设备顶端的风压作为整个塔设备的均布风压；对于高度超过10m的塔设备，可分段进行计算，每10m分为一个计算段，余下的最后一段高度取其实际高度。本课程设计中，笼式扶梯与进口管布置成90℃；查我国各主要地区基本风压值可知，南京的
；考虑到风压高度变化，将塔设备分为四段，即0-5m（1-1截面），5-10m（2-2截面），10-15m（3-3截面），15-15.79m（4-4截面）；地面粗糙度为B类，指田野、乡村、丛林、丘陵以及房屋比较稀疏的中小城镇和大城市郊区，其风压高度变化系数取值见表4-2。
表4-2 地面粗糙度类别为B时的风压变化系数值
|
距地面高度Hit |
5 |
10 |
15 |
20 |
|
风压变化系数 |
0.80 |
1.00 |
1.14 |
1．25 |
表4-3 水平风力计算表
|
塔段/m |
0-5 |
5-10 |
10-15 |
15-15.79 |
|
空气动力系数 |
0.7 |
0.7 |
0.7 |
0.7 |
|
第i段的风振系数 |
1.7 |
1.7 |
1.7 |
1.7 |
|
风压高度变化系数 |
0.80 |
1.00 |
1.14 |
1.25 |
|
计算高度 |
5000 |
5000 |
5000 |
790 |
|
有效直径 |
2332 |
2332 |
2332 |
2332 |
|
水平风力 |
3885 |
4856 |
5536 |
959 |
/mm2 风弯矩
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课程设计小结
为期一个月的课程设计终于结束了，虽然回想起来觉得充满了辛酸，但是看着自己的设计说明书心里却充满了满满的甘甜，一个塔或一个再沸器或一个换热器的模型终于诞生了，虽然它们可能存在着很多的问题，但却是我们这一个月来的心血。其实，虽然我们现在已经大四了，但是这么多年的学习生涯中却很少有机会将自己所学到的理论知识运用到实践中去，然而化工课程设计却给了我一个锻炼自己的机会，让我发现化工设计原来需要运用这么多的知识，几乎将大学所学的知识全部都运用起来了。
在这一个月的学习中，虽然每天很忙碌，但是却真真切切地学到了很多很多，从开始的工艺计算，结构设计，到后来的强度设计，到最后的CAD制图和设计说明书，每前进一步都经历了忙碌，迷茫，挫折，欣慰，直到最后的成功。每天的专注和辛劳，都使我对化工原理基础课有了重新的认识，尤其是对精馏单元操作的深刻理解。
我们都知道，实践和理论是有一定差距的，人们不断地致力于理论研究其实也是为实践而服务的，但没有遇到实际问题时，谁也不能完全预料到真正的实际情况是怎样的。我们平时学到的，其实都是很理论性的东西，而现在却需要综合考虑许多实际情况，这无疑会使问题变得复杂得多，但每个细节都必须明确，不可缺省，有时甚至一个很微小的变化，就会使整个问题变得完全不同。
通过这次课程设计，我掌握了化工设计的基本程序与方法，提高了结合设计课题查阅有关技术资料及物性参数的能力，通过查阅技术资料，选用设计计算公式，搜集数据，分析工艺参数与结构尺寸间的相互影响，增强了自己分析问题和解决问题的能力，了解了一般化工工程设计的基本内容与要求；通过编写设计说明书，提高了我的文字表达能力，对撰写技术文件的有关要求有了一定程度的了解；通过制图，了解了一般化工设备图的基本要求，进行了一次较为系统的绘图基本技能训练，也提高了自己的电脑绘图能力。同时也培养了合理确定工艺流程、正确进行工艺计算、用文字数表图纸表达设计思想的能力。
此次设计的最大感触就是，设计计算是一个反复试算的过程，计算的工作量非常大，通常一个小小的数据将影响整个设备的主体尺寸或强度要求，这就要求我们对待每一步的计算都要以认真，严谨的态度，每个数据的选取都要有它的合理性，都要有一定的依据。不仅要求计算正确，还应从工程的角度综合考虑各种因素，从而从总体上达到最佳的结果。在设计过程中还要求我们树立正确的设计思想，实事求是，要有认真负责的工作作风和运用工程观点解决实际问题的能力，加强理论与实践的联系。
作为化工专业的学生，课程设计过后我有了很深的自豪感和责任感，祖国的发展和建设少不了设计，而我今后可能就会是众多设计者中的一员，这使得我感到很骄傲，然而同时，要想做出好的设计就要有扎实的基础和吃苦耐劳的精神。所以我要在今后的学习中不断的提高自己的能力，好在不久的将来把自己的知识投入到祖国的建设中去。
一个月的日子我们尝遍了酸甜苦辣，身体机能发挥到极致，死亡的脑细胞太多太多了，心理素质估计也提高了不少，最有意义的是课程设计真正地把一个班的人聚到了一起，大家一起交流，一起探讨，组成了一个团结和睦的大家庭。彼此之间加深了认识，增进了友谊。
我们大学生活的最后一年，一个月的课程设计带给我们无穷的收获，不仅为我们踏入社会添了精彩的一笔，也会是我们这一生中非常难忘的回忆。
参考文献
[1] 李国庭,陈焕章,黄文焕等.化工设计概论[M].北京:化学工业出版社,2008
[2] 谭蔚.化工设备设计基础[M].天津:天津大学出版社,2000.
[3] 中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册(上册)[M].北京:化学工业出版社,2003
[4] 刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册（有机卷）[M].北京:化学工业出版社,2002.
[5] 王国胜.化工原理课程设计[M].大连:大连理工大学出版社,2005
[6] 时钧,汪家鼎,余国琮等.化学工程手册 第二版(上卷).北京:化学工业出版
社,1996
[7] 钟秦,陈迁乔,王娟等.化工原理[M].北京:国防工业出版社,2007
[8] 匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计[M].北京:化学工业出版社,2001
[9] 蔡纪宁，张秋翔.化工设备机械基础课程设计指导书[M].北京:化学工业出版社,2005
[10] 《化学工程手册》编辑委员会.《化学工程手册》(第三卷).北京:化学工业出版社,1989
[11] 侯丽新.板式精馏塔.北京:化学工业出版社,2000
[12] 贺匡国.化工容器及设备简明设计手册 第二版.北京:化学工业出版社,2002
[13] 朱有庭,曲海文,于浦义.化工设备设计手册(下卷)[M].北京:化学工业出版社,2004
[14] 刁玉玮,王立业,喻健良.化工设备机械基础[M].大连:大连理工大学出版社,2006
[15] 董大勤.化工设备机械基础.北京:化学工业出版社,2007
[16] 路秀林,王者相.塔设备.北京：化学工业出版社,2004
[17] 国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册 第二版(下册).北京:
化学工业出版社，1996
[18] 潘红良，郝俊文.过程设备机械设计[M].上海.华东理工大学出版社.2006
[19] 余国琮.化工机械工程手册(中卷).北京:化学工业出版社,2002
[20] 任晓光.化工原理课程设计指导.北京:化学工业出版社,2008
[21] 余国琮.化工机械工程手册(上卷).北京:化学工业出版社,2002
[22] 陈英男,刘玉兰.常用化工单元设备的设计.上海:华东理工大学出版社,2005
[23] 贾绍兴，柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津.天津大学出版社,2002
[24] 朱有庭，曲海文，于浦义.化工设备设计手册(上卷)[M].北京.化学工业出版社,2004