二氧化硫与四氯化碳板式蒸馏塔设计.doc

1、滨 州 学 院化工原理课程设计题 目二硫化碳-四氯化碳浮阀精馏塔的设计 系 （院） 化学与化工系 专 业 应用化学 班 级 2009级2班 学生姓名 学 号 指导教师 职 称 2012年 6月6日化工原理（下）课程设计题目：处理量为48000吨/年二氯化碳和四氯化碳体系精馏分离板式塔设计板式精馏塔设计任务书一、 设计题目：二硫化碳-四氯化碳分离精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（进料量）48000吨年操作周期 7200 小时年进料组成 32%的二硫化碳和68%的四氯化碳（质量分数，下同）塔顶产品组成馏出液96%的二硫化碳，塔底产品组成釜液2.4%的二硫化碳2、操作条

2、件操作压力塔顶压强为常压（表压）进料热状态泡点进料3、设备型式4、厂址新乡地区三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图7、设计评述word文档 可自由编辑目录摘 要1绪 论3流程的设计及说明3第一章 塔的工艺设计51精馏塔的物料衡算51.1原料液、塔顶和塔底的摩尔分率51.2原料液平均摩尔质量51.3物料衡算51.4进料热状况的确定52塔板数的确定52.1理论板层数Nt5

3、2.1.1相对挥发度的求取52.1.2最小回流比及操作回流比的确定62.1.3精馏塔的气液相负荷62.1.4操作线方程72.1.5逐板计算法确定理论塔板数72.2实际板层数的确定82.2.1液相的平均黏度82.2.1.1塔顶、塔底温度的求取82.2.1.2液相的平均黏度82.2.1.3精馏段和提馏段相对挥发度82.2.1.4全塔效率ET和实际塔板数93精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算93.操作压力的计算93.2平均摩尔质量计算93.3平均密度的计算103.3.1气相平均密度103.2.2液相平均密度（部分数据见表2）103.3液体表面张力的计算（部分数据见表3）114精馏塔的塔体工艺尺寸计

4、算114.1塔径的计算115塔板的主要工艺尺寸的计算125.1溢流装置的计算125.1.1溢流堰长125.1.2溢流堰高hw125.1.3降液管宽度与降液管面积125.1.4降液管底隙高度h125.2塔板布置135.2.1边缘区宽和安定区宽135.2.2开孔区面积135.3浮阀数n与开孔率136塔板的流体力学的验算146.1塔板压降146.1.1干板阻力146.1.2淹塔146.2泛点率147.塔板负荷性能图147.1雾沫夹带线147.2液泛线157.3液相负荷上限线167.4漏液线167.5液相负荷下限线167.6负荷性能图16现将计算结果汇总与下表17第二章 热量衡算182.1相关介质的选

5、择182.2蒸发潜热衡算182.2.2 塔底热量192.3焓值衡算20第三章 辅助设备233.1冷凝器的选型233.1.1计算冷却水流量233.1.2冷凝器的计算与选型233.2冷凝器的核算243.2.1管程对流传热系数243.2.2壳程流体对流传热系数253.2.3污垢热阻263.2.4核算传热面积263.2.5核算压力降263.3泵的选型与计算283.4 再沸器的选型与计算293.4.1 加热介质的流量293.4.2 再沸器的计算与选型29第四章 塔附件设计304.1接管304.1.1进料304.1.2回流管304.1.3塔底出料管304.1.4塔顶蒸气出料管304.2筒体与封头314.2

6、.1筒体314.2.2封头314.3除沫器314.4裙座314.5人孔324.6塔总体高度的设计324.6.3塔立体高度32符号一览表33参考文献35结束语35word文档 可自由编辑摘 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，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

7、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。本设计书对二硫化碳和四氯化碳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。浮阀塔因具有优异的综合性能，在设计和选用塔型时常被首选的板式塔。优点：生产能力大，比泡罩塔提高20%40%；操作弹性大，在较宽的气相负荷范围内，塔板效率变化较小，其操作弹性较筛板塔有较大的改善；塔板效率较高，因为它的气液接触状态较好，且气体沿水平方向吹入液层，雾沫夹带较小；塔板结构及安装较泡罩塔简单，重量较轻，制造费用低，仅为泡罩塔的60%8

8、0%左右。其缺点：在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；浮阀阀片有卡死吹脱的可能，这会导致操作运转及检修的困难；塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负荷及真空塔中的应用。根据任务设计书，精馏设计的主要设备的工艺计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，按逐板计算理论板数为24，其中精馏段有13块，提馏段11块，塔径为1.0 m塔，回流比为2.07。塔顶使用全凝器，部分回流。操作弹性为2.7,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

9、沸器采用卧式浮头式换热器。用160饱和蒸汽加热，用16循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。word文档 可自由编辑绪 论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到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

10、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。流程的设计及说明图1 板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵

11、,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。如流量计、温度计和压表等，以测量物流的各项参数。第一章 塔的工艺设计1精馏塔的物料衡算1.1原料液、塔顶和塔底的摩尔分率二硫化碳的摩尔质量：76kg/kmol四氯化碳的摩尔质量：154kg/kmolXF=0.488XD=0.98XW=0.0471.2原料液平均摩尔质量MF=760.488（1-0.488）154=115.94kg/molMD=0.9876 (1-0.98)154=77.56 kg/molMW=0.04776(1-0.047)154=150.334 kg/mol1.3物

12、料衡算原料处理量：F=总物料衡算：DW=57.50 kg/mol二硫化碳物料衡算：D0.98+W0.047=0.48857.50联立得：D=27.18 kg/mol W=30.32 kg/mol1.4进料热状况的确定进料方式为泡点进料，q=12塔板数的确定2.1理论板层数Nt2.1.1相对挥发度的求取由，再根据表1数据可得到不同温度下的挥发度见表2表1T,Kx1y1348.050.02960.0823346.250.06150.1555343.450.11060.2660341.750.14350.3325336.950.25850.4950332.450.39080.6340328.450.

13、53180.7470325.450.66300.8290323.550.75740.8790321.650.86040.9320319.4511表2温度,K挥发度温度,K挥发度348.052.94332.452.7346.252.81328.452.6343.452.91325.452.46341.752.97323.552.33336.952.81321.652.22则=2.662.1.2最小回流比及操作回流比的确定泡点进料 Xq=XF=0.488；由=0.717；即R=1.8=2.072.1.3精馏塔的气液相负荷L=RD=2.0727.18=56.26kmol/hV=(1+R)D=(1+2

14、.07)27.18=83.44 kmol/hL=L+F=56.26+57.5=113.76kmol/hV=V=83.44 kmol/h2.1.4操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：2.1.5逐板计算法确定理论塔板数(1)精馏段利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数：y1=xD=0.98 x1=0.95(用平衡关系) ; y2=0.96(用物料衡算，即操作线) x2=0.9(用平衡关系) ; y3=0.926(用操作线) x3=0.825(用平衡关系); y4=0.875 (用操作线)x4=0.725(用平衡关系); y5=0.808 (用操作线)x5=0.613(用平衡关系

15、); y6=0.732(用操作线)x6=0.507(用平衡关系); y7=0.66(用操作线)x7=0.422(用平衡关系) 所以进料位置在第7块板(2)提馏段 利用相平衡方程和提留段操作线方程计算提留段塔板数： x7=0.422 y8=0.56(用物料衡算，即操作线) x8=0.324(用平衡关系) ; y9=0.424(用操作线) x9=0.206(用平衡关系) ; y10=0.263 (用操作线)x10=0.118(用平衡关系) ; y11=0.143(用操作线)x11=0.059(用平衡关系) ; y12=0.063(用操作线)x12=0.025(用平衡关系) 因此，理论板数为(12-

16、1)=11层，进料位置为第7层板。2.2实际板层数的确定2.2.1液相的平均黏度2.2.1.1塔顶、塔底温度的求取根据表1内插法求取塔顶温度tD=46.62塔底温度tW=73.92精馏段平均温度tM=(46.62+57.68)/2=52.152.2.1.2液相的平均黏度进料黏度（57.68C）：查资料得=0.28mPs；=0.64mPs塔顶物料衡算（46.62C）：查资料得=0.33 mPs；=0.71 mPs塔底物料衡算（73.92C）：查资料得=0.25mPs；=0.51mPs精馏段平均黏度提馏段平均黏度2.2.1.3精馏段和提馏段相对挥发度根据表1用插值法求得气相组成塔顶处气相组成：yD

17、=0.99;进料处气相组成：yF=0.712塔釜处气相组成：yW=0.122相对挥发度 塔顶处相对挥发度进料处相对挥发度塔釜处相对挥发度精馏段平均相对挥发度提馏段平均相对挥发度2.2.1.4全塔效率ET和实际塔板数全塔效率由公式算得精馏段：提馏段：则精馏段实际塔板数：精馏段实际塔板数：3精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算3.操作压力的计算塔顶操作压力：PD=101.325Kpa每层塔板压降：P=0.7Kpa进料板压力：PF=101.325+0.76=105.525Kpa精馏段平均压强Pm=(105.525+101.325)/2=103.425 Kpa3.2平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量计算由x

18、D=y1=0.98由得x1=0.95；进料摩尔质量的计算：xF=0.488由平衡曲线查的：yF=0.717；精馏段平均摩尔质量：；3.3平均密度的计算3.3.1气相平均密度由理想气态方程得3.2.2液相平均密度（部分数据见表2）塔顶部分依下式：（为质量分率）；其中=0.96,=0.04；即：；进料板处：加料板液相组成由xF=0.488得=0.32；提馏段的平均液相密度：表2位置温度（）塔顶 46.62122415430.9410.059进料口 57.68120615080.2030.797塔釜 73.92117714850.02010.97993.3液体表面张力的计算（部分数据见表3）液相表面

19、平均张力由式计算塔顶液相平均表面张力的计算：；进料液相平均表面张力的计算；表3位置温度（）塔顶 46.6228.41623.669进料口 57.6826.75922.286塔釜 73.9224.08920.067精馏段液相平均表面张力为：4精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为初选板间距HT=0.35m,取板上液层高度HL=0.06m 故：HT-hL=0.35-0.06=0.29查图表=0.062；公式；取安全系数为0.7，则：u=0.7=0.71.304=0.913m/s 故塔径采用标准塔径D=1.0m;则塔的横截面积: 空塔气速为板间距取0.35m合适5塔板的主

20、要工艺尺寸的计算5.1溢流装置的计算因塔径D=1.0可采用单溢流、弓形降液管、平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：5.1.1溢流堰长 溢流堰长LW取标准化LW=0.7D=0.7m5.1.2溢流堰高hw由hw=hL-how算得，how由算得，近似取E=1则取上清液层高度hL=0.06m则hw=0.06-0.011=0.049m5.1.3降液管宽度与降液管面积有=0.7查图得故：=0.15D=0.15；=0.071 =0.7855.1.4降液管底隙高度h取液体通过降液管底隙的流速uo=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度，即：hW-ho=0.049-0.016=0.033m0.006m故降液管底隙

21、高度设计合理，采用平形受液盘5.2塔板布置5.2.1边缘区宽和安定区宽因D1.5故采用整块式塔板；边缘区宽度=0.035m ,安定区宽度=0.065m5.2.2开孔区面积开孔取面积按式其中故: 5.3浮阀数n与开孔率取阀孔动能因子Fo = 10，用下式求孔速uo，uo = Fo / （V）1/2 = 10 / （3.36 ）1/2 = 5.46 m/s浮阀排列方式为等边三角形，孔新距t=0.075m按等边三角形叉排式绘图得浮阀数N=93；重新核算动能因数，F0变化不大，仍在912范围内。开孔率=u/u0=0.772/5.46=14.14%6塔板的流体力学的验算6.1塔板压降6.1.1干板阻力由

22、式hp=hc+hI+h得出因u0uoc故按式取充气系数0=0.5则hI=0hL=0.50.06=0.03m因液体表面张力在浮阀板中造成的阻力很小，可忽略所以，hp=hc+hI+h=0.0204+0.03+0=0.0504m则单板压强降=0.05041315.29.8=649.6Pa700Pa6.1.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd（HT + hW）。即液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即hd = 0.153m液注Hd=hP + hL + hd=0.0504+0.06+0.00147=0.112m液注取=0.5；（HT + hW）=0.5(0.3

23、5+0.049)=0.1995mHd0.1995m符合防止淹塔的要求6.2泛点率泛点率 =VSV/（LV）1/2/（0.78K CF AT）100%泛点率=0.606 3.36/（1315.2-3.36）1/2/（0.781 0.1260.785）100%=39.75%70%；符合要求7.塔板负荷性能图7.1雾沫夹带线雾沫夹带线以下式做出：泛点率按80%计算如下ZL=D-2Wd=1.0-20.15=0.7Ab=AT-2Af=0.785-20.071=0.643整理得：Vs=1.27-18.67Ls（）由上式知雾沫夹带线是直线，在操作范围内任取两个Ls依上式算出相应的VS值列于下表 表Ls.0.

24、0010.004Vs.1.251.1957.2液泛线由（HT + hW）= hP + hL + hd= hc+hI+ho+ hL + hd确定液泛线带入各式得：（HT + hW）=其中uo=，带入数据得：整理得（2）在操作范围内取若干个LS值，依上式算出相应的值列于下表：表2Ls.0.0010.004Vs.1.9871.3217.3液相负荷上限线依（3）7.4漏液线（）7.5液相负荷下限线0.006；取E，则（5）根据本题附表1、2及式（3）（4）（5）可分别做出塔板液相负荷性能图上的五条线7.6负荷性能图由上图查的（）max1.826；（）min0.329所以操作弹性现将计算结果汇总与下表项

25、目精馏段数值及说明备注塔径 D，m1.0板间距HT ，m0.35塔板形式单溢流弓形降液管整板空塔气速u，（m/s）0.772堰长lW ，m0.7堰高hW，m0.049板上液层高度hL ，m0.06降液管底隙高度 ho ，m0.016浮阀数 N ，个93等边三角形叉排阀孔气速u o ，（m/s）5.46阀孔动能因数Fo10临界阀孔气速u ，（m/s）5.46孔心距 t /m0.075指同一横排的孔心距单板压降PP /Pa649.6液体在液降管内停留时间/s15液降管内清液层高度Hd /m0.1995泛点率%39.75气相负荷上限(VS)max/（m3/s）1.826雾沫夹带控制气相负荷下限(VS

26、)min/（m3/s）0.329漏液控制操作弹性5.55第二章 热量衡算2.1相关介质的选择（1）加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度160,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。（2）冷凝剂选冷却水，温度20，温升16。原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，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16。2.2蒸发潜热衡算二硫化碳四氯化碳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二硫化碳46.3352552四氯化碳76.819555

27、6.3（1）塔顶热量其中 0C 二硫化碳: 蒸发潜热四氯化碳: 蒸发潜热 2.2.2 塔底热量其中 0C 二硫化碳: 蒸发潜热四氯化碳: 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。温度46.6257.6873.92二硫化碳82.783.889.6四氯化碳157.08158.62161.7 下: 下： 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 回流液组成与塔顶组成相同。(3)塔顶馏出液的焓(4)冷凝器消耗的焓QC=QV-QR-QD (5)进料口的焓下： 所以 (6)塔底残液的焓(7)再沸器 项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液

28、再沸器平均比热122.1184.19158.37热量 第三章 辅助设备3.1冷凝器的选型本设计冷凝器管壳式冷凝器原因：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，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t=20(夏季)冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取出口温度t2=36。泡点回流温度被冷凝的气体的温度，冷凝水的平均温度。 各自对应的相关物性数据项目种类Cp(KJ/(kgK)/(kg/m3)/Pas/Wm-1-1混合气体1.2262.

29、909.37410-60.167冷却后的混合液体1.820804.420.29210-30.143冷凝水4.176103 Wm-1-1996.20.836010-361.3863.1.1计算冷却水流量3.1.2冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式。）按单管程计时，初步选定换热器壳径/mm800管子尺寸25mm2.5mm公称压力/2.5管长3m管子总数98管城流通面积/0.0364管程数1管子排列方式正三角形壳程数1管中心距/mm32实际换热面积 采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为3.2冷凝器的核算3.2.1管程对流传热系数 管程流体流通截面积 管程流体流速 雷诺数 普朗特数

30、 3.2.2壳程流体对流传热系数管子正三角形排列，传热当量直径为壳程流通截面积 壳程流体流速、雷诺数及普朗特数分别为 取于是壳程流体的对流传热系数为 3.2.3污垢热阻查文献 故所选换热器是合适的3.2.4核算传热面积而该型号换热器的实际传热面积为从传热面积的核算中也可知，所选的换热器是可用的。3.2.5核算压力降 (1)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=1。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 是 (2)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

31、埃索法来计算壳程压降。即式中流体横过管束的压力降Pa；流体通过折流挡板缺口的压力降；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；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壳程流体的摩檫系数，横过管束中心线的管子数，对三角形排列(式中n为换热器总管数)；折流挡板数；折流挡板间距，m;取按壳程流通截面积A0计算的流速，而A0=h(D-nCd0);壳径，m;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。管子为正三角形排列，管子排列方法对压力降的校正系数.横过管束中心线的管子数取折流挡板数壳程流通

32、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 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。3.3泵的选型与计算由 所以查文献油泵的型号如下：型号50Y60B流量9.9扬程38m转速轴功率2.39kW电机功率5.5kW效率35%气蚀余量2.3m泵壳许应力1570/2550Pa结构形式单级悬臂3.4 再沸器的选型与计算3.4.1 加热介质的流量 当时，查的 3.4.2 再沸器的计算与选型 取 按单管程计时，再沸器选型如下：壳径/mm400管子尺寸25mm2.5mm公称压力/2.5管长2m管子总数245管城流通面积

33、0.0174m2管程数1管子排列方式正三角形壳程数1管中心距/mm32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，4.1.2回流管采用直管回流管，取，4.1.3塔底出料管取，直管出料， 4.1.4塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速，4.2筒体与封头4.2.1筒体查文献可知：4.2.2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=1200mm，可查得曲面高,直边高度，内表面积，容积。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

34、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4.4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。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

35、曲度难以达到要求，一般每隔1020块板才设一个孔，本塔中共24块板，需设置2个人孔，每个人孔直径为450mm。4.6塔总体高度的设计（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。（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。 =4.6.3塔立体高度符号一览表Aa-塔板开孔面积，hw-液流堰高度，mAf-降液管面积, K-筛板稳定性系数,无因次A0-筛孔面积，L-塔内下降液体, Kmol/hC0-流量系数，无因次LS-塔内下降液体的流量K

36、mol/sR-回流比LW-溢流堰长度, mC-计算max时的负荷系数N -理论塔板数，块 -塔顶馏出液流量，m/sN -塔板数D-塔径,m NT-实际塔板数，块o-筛孔直径，mm-筛孔数，个E-液留收缩系数，无因次P-操作压强，ET-全塔效率（总板效率），无因次P-压强降，v-雾沫夹带量 q-进料热状态参数F-进料流量，Kmol/hQ-热负荷kJ/hHT-板间距,mt-孔心距，mm-板上液层高度，mu0 -空塔气速，m/s0-降液管底隙高度， mmD-塔内上升蒸汽流量,Kmol/how-堰上液层高度，mmH-有效塔高，mhP-与单板压降相当的液层高度，mmW -釜残液流量，Kmol/hH-降液

37、管泡沫层高度,m-溢流堰宽度，mh-板压降,mWs-安全区宽度，my-总相中易挥发组分的摩尔分率x-液 x -液相中易挥发组分的摩尔分率参考文献【1】姚玉英化工原理（上、下），天津，天津大学出版社，1999【2】陈英南常用化工单元设备的设计，上海：华东理工大学出版社，1996【3】梅慈云化工原理课程设计，广州，华南理工大学出版社，1990【4】北京化工研究院浮阀塔，北京，燃料化学工业出版社，1980【5】天大化工原理教研室编化工原理课程设计天津科学技术出版社, 天津, 1994【6】分子热力学性质手册计算方法与最新实验数据/张宇英，张克武编著.北京：化学工业结束语通过化工原理的课程设计，使我增长了不少实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的轮廓。设计中需要的许多知识都需要我们查阅资料和文献，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,更极大的拓宽了我们的知识面，学习到了书本上学不到的东西，这对于一个学化工的学生来说是十分重要的,因为除了理性认识还应具有一定的感性认识。同时由于设计的需要，计算机的应用能力得到了长足的进步。更重要的是通过这种解决设计性的课题，锻炼了我的逻辑思维能力，理论结合实际能力，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的用。word文档 可自由编辑