精馏塔的设计及选型

精馏塔的设计及选型
目录
精馏塔的设计及选型 (1)
目录 (1)
1设计概述 (1)
1.1工艺条件 (1)
1.2设计方案的确定 (1)
2塔体设计计算 (3)
2.1有关物性数据 (3)
2.2物料衡算 (6)
2.3塔板数的确定 (6)
2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (10)
2.5塔体工艺尺寸的设计计算 (13)
2.6塔板工艺尺寸的设计计算 (17)
2.7塔板流体力学验算 (21)
2.8负荷性能图 (25)
2.9精馏塔接管尺寸计算 (31)
3精馏塔辅助设备的设计和选型 (36)
3.1原料预热器的设计 (36)
3.2回流冷凝器的设计和选型 (39)
3.3釜塔再沸器的设计和选型 (44)
3.4泵的选择 (47)
3.5筒体与封头 (48)
1设计概述
1.1工艺条件
（1）生产能力：2836.1kg/d（料液）
（2）工作日：250天，每天4小时连续运行
（3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。

所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88%（下同）
（4）产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5.16%
即每天生产99%的丙酮905.54kg。

（5）进料温度：泡点
（6）加热方式：间接蒸汽加热
（7）塔顶压力：常压
（8）进料热状态：泡点
（9）回流比：自选
（10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压）
（11）单板压降≤0.7kPa
1.2设计方案的确定
（1）、精馏方式及流程：
在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精
馏方式。

母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。

塔顶装有全凝器，塔釜设有再沸器，进料输送采用离心泵，回流液采用高位槽输送。

（2）、进料状态：泡点进料。

（3）、加热方式：间接蒸汽加热。

（4）、加热及冷却方式：原料用塔釜液预热至泡点，再沸器采用间接蒸汽加热，塔顶全凝器采用自来水作为冷却剂。

优点是成本低，腐蚀性小，黏度小，比热容大，易于输送。

（5）、流程示意图
图1-1连续精馏筛板塔流程示意图
2塔体设计计算
2.1有关物性数据
1、丙酮和水的物性常数
表1-1 水的黏度和表面张力
温度黏度MPa表面张力
50 0.592 67.7
60 0.469 66.0
70 0.400 64.3
80 0.33 62.7
90 0.318 60.1
100 0.248 58.4
表1-2 丙酮的黏度和表面张力
温度黏度MPa表面张力
50 0.260 19.5
60 0.231 18.8
70 0.209 17.7
80 0.199 16.3
90 0.179 15.2
100 0.160 14.3
表1-3 丙酮和水的密度
温度丙酮水相对密度
50 758.56 998.1 0.760
60 737.4 983.2 0.750
70 718.68 977.8 0.735
80 700.67 971.8 0.721
90 685.36 965.3 0.710
100 669.92 958.4 0.699
表1-4 丙酮和水的物理性质
分子量沸点临界温度K 临界压强kpa
丙酮58.08 56.2 508.1 4701.50
水18.02 100 647.45 22050
表1-5 丙酮-水系统t-x-y数据表
丙酮摩尔数沸点
t/℃液相x/% 气相y/% 100 0 0 92 0.01 0.279 84.0 0.025 0.47 75.6 0.05 0.63 66.9 0.1 0.754 62.4 0.2 0.813 61.1 0.3 0.832 60.3 0.4 0.842 59.8 0.5 0.851 59.2 0.6 0.863 58.8 0.7 0.875 58.2 0.8 0.897 57.4 0.9 0.935 56.9 0.95 0.962 56.7 0.975 0.979 56.5 1 1
2.2物料衡算
1、原料液、塔顶及塔底液中丙酮的摩尔分率
丙酮的摩尔质量 A M =58.08kg/kmol ；
水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol 则=-+=-+=02
.18/)3512.01(08.58/3512.008.58/3512.0/)1(//B F A F A F F M M M x ωωω0.144 =-+=-+=
02.18/)99.01(08.58/99.008.58/99.0/)1(//B D A D A D D M M M x ωωω0.968 =-+=-+=02
.18/)0516.01(08.58/0516.008.58/0516.0/)1(//B W A W A W W M M M x ωωω0.017 2、原料液、塔顶及塔底液物料的平均摩尔质量
=-+=B F A F F M x M x M )1(0.144×58.08+(1-0.144)×18.02=23.79（kg/kmol ）
=-+=B D A D D M x M x M )1(0.968×58.08+(1-0.968)×18.02=56.80(kg/mol) B W A W W M x M x M )1(-+==0.017×58.08+0.983×18.02=18.70(kg/mol)
3、物料衡算
塔顶产品 80
.56454.905⨯=D =3.99（kmol/h ） 总物料衡算 D+W=F ，即3.99+W=F
丙酮物料衡算 F W D Fx Wx Dx =+，即0.968D+0.017W=0.144F
联立解得 F=29.9(kmol/h)，W=25.91(kmol/h)
2.3塔板数的确定
1、理论塔板数T N 的求取
丙酮-水属非理想溶液体系，故采用图解法求取理论塔板数
1）x-y 图
查手册得丙酮-水的气液平衡数据，如表5所示，根据表5绘制x-y 图
图1-2 丙酮-水的x-y 图
2）回流比
该精馏分离工艺的进料方式为泡点进料，故q=1,在图一中对角线上，自点e(0.144,0.144)作垂线即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为
xe=0.144,ye=0.775,故最小回流比为：
=--=--=144
.0775.0775.0968.0min e e e D x y y x R 0.31 操作回流比一般为最小回流比的1.1-2.0倍，取操作回流比为最小回流比的2倍，则操作回流比：R=0.31×2=0.62
3）气相及液相负荷
精馏段的气相和液相负荷
==RD L 0.62×3.99=2.47（kmol/h ）
=+=D R V )1( 1.62×3.99=6.46（kmol/h ）
提馏段的气相及液相负荷
=+=qF L L ' 2.47+29.9=32.37（kmol/h ）
==--=V F q V V )1(' 6.46（kmol/h ）
4）操作线方程
精馏段： 597.0382.0968.046.699.346.647.2+=⨯+=+=x x x V D x V L y D 提馏段： 079.001.50198.046
.691.2546.637.32''-=⨯-=-=x x x V W x V L y W 5）图解法求理论塔板数，如图二所示，总理论塔板数为5块（包括塔釜），第4块为进料板。

精馏段为3块，提馏段1块。

图1-3 图解法图
2、实际塔板数的求取 1）塔内精馏段和提温度的求
图1-4 t-x-y 图
据此图可以确定进料板，塔顶，塔底的温度及气相组成
t F =64.40℃ F y =0.792 t D =56.78℃ D y =0.970 t W =90.18℃ W y =0.321
精馏段平均温度为t 1=
2F
D t t +=60.59℃ 提馏段平均温度为t 2=2
F W t
t +=73.48℃
2）全塔效率 E T 的求取
选用全塔效率估算L T E μlg 616.017.0-=公式计算。

式中的L μ为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

精馏段： 平均温度为60.59℃ ,在此平均温度下查化工原理附录得：
μA =0.235mPa.s,μB =0.469mPa.s 。

lg0.4690.144)-(1lg0.235144.0lg L ⨯+⨯=μ=-0.372 )372.0(616.017.0lg 616.017.0-⨯-=-=L T E μ=0.399
提馏段： 平均温度为73.48℃ ,在此平均温度下查化工原理附录得：
μA =0.211mPa.s,μB =0.399mPa.s 。

lg0.3990.144)-(1lg0.211144.0lg L ⨯+⨯=μ=-0.343 )343.0(616.017.0lg 616.017.0-⨯-=-=L T E μ=0.381
3）实际塔板数的确定 精馏段 52.7399
.03===
T T E N N 精 精馏段的实际塔板数为8块。

提馏段 62.2381
.01===
T T E N N 提 提馏段的实际塔板数为3块。

总塔板数为11块，不含塔釜。

2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (1)操作压强
取每层塔板压降p ∆=0.7kPa ，且塔顶操作表压为2kPa 计算。

塔顶操作压强P D =101.3+2=103.3kPa 进料压强板压强P F =P D +0.7×8=108.9kPa 塔底操作压强Pw=P D +11×0.7=111.0kPa 由此可计算得精馏段、提馏段的平均压强。

精馏段 P=（P D +P F ）/2=106.1kPa 提馏段 P ’=（P F +Pw ）/2=109.95kPa （2）操作温度
据图三得塔顶及塔底泡点温度分别为t D =56.78℃ ，t W =90.18℃，进料温度
F t =64.40℃。

精馏段平均温度：t=(56.78+64.40)/2=60.59℃ 提馏段平均温度：t ’=(90.18+64.40)/2=77.29℃ (3)平均摩尔质量
1）塔顶组分的平均摩尔质量
y 1=D x =0.968，查平衡曲线得1x =0.957；故塔顶气相和液相的平均摩尔质量分别为
气相平均摩尔质量02.18968.0-108.58968.0⨯+⨯=）（DV M =56.79（kg/kmol ） 液相平均摩尔质量02.18957.0-108.58957.0⨯+⨯=）（DL M =56.36（kg/kmol ）
2）进料板组分的平均摩尔质量
由图解法已知第4块理论板为进料板，其气相组成4y =0.761,查平衡曲线得对应的液相组成4x =0.117，故进料板气相和液相的平均摩尔质量分别为
气相平均摩尔质量02.18761.0-108.58761.0⨯+
⨯=）（FV M =48.51（kg/kmol ）
液相平均摩尔质量02.18117.0-108.58117.0⨯+
⨯=）（FL M =22.71（kg/kmol ）
3）塔底组分的平均摩尔质量
塔底W x =0.017,查得平衡曲线w y =0.321 ,同理可求得
气相平均摩尔质量02.18321.0-108.58321.0⨯+
⨯=）（WV M =30.88（kg/kmol ）
液相平均摩尔质量02.18017.0-108.58017.0⨯+
⨯=）（WL M =18.70（kg/kmol ） 4）精馏段气相和液相的平均摩尔质量
V M =(56.79+48.51)/2=52.65（kg/kmol ） L M =(56.36+22.71)/2=39.54（kg/kmol ） 5）提馏段气相和液相的平均摩尔质量
'V M =(30.88+48.51)/2=39.70（kg/kmol ） 'L M =(22.71+18.70)/=20.71（kg/kmol ） （4）丙酮水混合物的密度 A 气相平均密度 精馏段：RT PMv V =ρ=)
15.27359.60(314.865.521.106+⨯⨯=2.01(kg/3
m )
提馏段：=+⨯⨯==)
15.27329.77(314.870
.3995.109''''RT Mv P V ρ 1.50(kg/3m ) B 液相平均密度
塔顶：由D t =56.78℃查得丙酮的密度共线图及水的物性数据表可知
A ρ=749(kg/3m ),
B ρ=985(kg/3m )；塔顶液相的质量分率为：
=
A ω=⨯-+⨯⨯02
.18)957.01(08.58957.008
.58957.00.986
D ρ=1/(0.986/749+0.014/985)=751.52(kg/3m )
进料板：由F t =64.40℃，查得A ρ=738(kg/3
m ),ρB =980.5 (kg/3
m ) ,进料板液
相质量分率ωA =
02
.18)117.01(08.58117.008
.58117.0⨯-+⨯⨯=0.275
FL
ρ
=1/(0.275/738+0.725/980.5)=899.24 (kg/3
m ) 塔底：由W t = 90.18℃查得A ρ=710 (kg/3
m )，则B ρ=965.3 (kg/3
m ) 塔釜液相质量分率：=⨯-+⨯⨯=
02
.18)017.01(08.58017.008
.58017.0A ω0.052
w ρ=1/(0.052/710+0.948/965.3)=947.58 (kg/3m )
精馏段液相平均密度：L ρ=(751.52+899.24)/2=825.38 (kg/3
m
) 提馏段液相平均密度：'L ρ=(899.24+947.58)/2=923.41 (kg/3
m
)
（5）丙酮-水混合物的表面张力
塔顶：由D t = 56.78℃，可知A σ=19.5mN/m, B σ=66.94mN/m ， 故D σ=0.968×19.5+(1-0.968)×66.94=21.02mN/m 。

进料板：由F t =64.40℃查得A σ=18.9mN/m ，σB =65.27mN/m ， 故F σ= 0.16×18.9+（1-0.16）×65.27=57.85mN/m
塔底：由w t =90.18℃查得A σ=15.8mN/m ，B σ= 60.71mN/m ， 则W σ=0.017×15.8+（1-0.017）×60.71=59.94mN/m
精馏段平均表面张力：
L
σ
=（21.02+57.85)/2=39.44mN/m
提馏段平均表面张力：L 'σ=(57.85+59.94)/2=58.90mN/m 2.5塔体工艺尺寸的设计计算 1、塔径
表1-6 塔径与塔板间距的关系
塔径D/m 塔板间距T H /mm 塔径D/m 塔板间距
T H /mm
0.3-0.5 200-300 1.6-2.0 450-600 0.5-0.8 300-500 2.0-2.4 600-800
0.8-1.6 350-450 >2.4 ≧800 （1）精馏段
精馏段气相及液相的流量分别为
V h =v VMv ρ=01
.265.5246.6⨯=169.21（3
m /h ）； =⨯==
38
.82554.3947.2L
L
h LM L ρ0.118（3m /h ）
S V =169.21/3600=0.047(s m /3); s L =0.118/3600=3.28510-⨯(s m /3)
=⨯=21
)01
.238.825(21.169118.0)(V L h h V L ρρ0.02 取塔板间距T H =0.25m,板上液层高度L h =0.05m ，则T H -L h =0.20m 查图得20C =0.043
图1-5 史密斯关联图
则复合因子：C=2.020)20
(
L
C σ=2
.0)20
44.39(
043.0⨯=0.049 最大允许气速：V
V
L C
u ρρρ-=max =0.049×01.201.238.825-=0.989（m/s ）
取安全系数为0.7，则空气塔速为：u=0.7max u =0.692(m/s)
塔径：D=
u V S
π4= 692
.014.3047
.04⨯⨯ =0.292m=292mm,
按标准塔径圆整后为 D=300mm （2）提馏段 h V '=V V M V '''ρ=50
.170.3946.6⨯=170.97（3
m /h ）； =⨯==
41
.92371
.2037.32''''L L h M L L ρ0.726（3m /h ） 'S V =170.97/3600=0.0475(s m /3); 's L =0.726/3600=2.02410-⨯(s m /3)
=⨯=21
)50
.141.923(97.170726.0)''(''V L h h V L ρρ0.02
取塔板间距T H =0.25m,板上液层高度L h =0.05m ，则T H -L h =0.20m 查图得20C =0.043
则复合因子：C=2.020)20
'
(
L C σ=2
.0)20
90.58(
043.0⨯=0.053 最大允许气速：'
'
'max V V L C
u ρρρ-==0.053×5.15.141.923-=1.32（m/s ）
取安全系数为0.7，则空气塔速为：u ’=0.7max u =0.922(m/s)
塔径：D=
''
4u V S π= 922
.014.30475
.04⨯⨯ =0.256m=256mm,
按标准塔径圆整后为 D ’=300mm 精馏段与提馏段塔径相等，塔径取300mm 。

塔截面积为=⨯=
=
22
3.04
4
π
π
D A T =0.071（㎡）
精馏段和提馏段的实际空塔气速分别为 071.0047.0=u =0.662（m/s ）；071
.00475
.0'=u =0.669（m/s ） 2、塔高
塔高按下式计算
B D P P F F T P F H H H N H N H N N N H ++++---=)1( （1）塔板间距T H =0.25m 。

（2）塔顶空间高度D H 取两倍的塔板间距，即T D H H 0.2==0.5m 。

3）塔底空间高度21h h H B +=。

塔底料液停留时间取3min ，查表知ＤＮ300mm 的封头容积为0.00533
m ,总深
度为100mm 。

按下式计算得塔底的储液高度为
=⨯⨯-⨯⨯⨯⨯=-⨯=2
213.014.325.00053
.058.947360060370.1891.25D 4
1360060
πρθ封头V WM h W W 0.287m 取塔底液面到最下层塔板之间的距离为2h =0.75m,则塔底空间高度为
2
1
h h H B
+==0.287+0.75=1.037m
（4）由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。

手孔的设置应方便人的手臂伸入塔内，在进料板，塔顶及塔釜处各设一个手孔，孔径为150mm 。

（5）取F H =0.6m 。

（6）塔高
B D P P F F T P F H H H N H N H N N N H ++++---=)1( =（11-1-1）×0.25+1×0.6+0+0.5+1.037=4.39m 2.6塔板工艺尺寸的设计计算 1、溢流装置
塔径为0.3m,采用单溢流,弓形降液管，平形受液盘。

（1）溢流堰堰长
精馏段：取=⨯==3.065.065.0D l W 0.195m 提馏段：=⨯==3.068.068.0'D l W 0.204m （2）溢流堰高度
选用平直堰，按下式计算堰上层液的高度，E 近似为1。

32)(100084.2w
h ow l l E h =
精馏段和提馏段的板上液层高度取为0.05m,即m h h L L 05.0'==，则有
精馏段 32
)195
.0118.0(1100084.2⨯⨯=
ow h =0.002m 溢流堰高度ow l w h h h -==0.05-0.002=0.048m
提馏段 3
2
)204.0726.0(1100084.2'⨯⨯=ow h =0.007m
溢流堰高度'''ow l w h h h -==0.05-0.007=0.043m （3）弓形降液管宽度和降液管截面面积
精馏段：由=D l w /0.65查右图得=T f A A /0.072，
=D W d /0.13，由此可得
d W =0.13×0.3=0.039m ；f A =0.072×0.071=0.005㎡
精馏段：由=D l w /'0.65查图四得=T f A A /'0.088，
=D W d /'0.15，由此可得
'd W =0.15×0.3=0.045m ；'f A =0.088×0.071=0.006
㎡
（4）验算液体在降液管中的停留时间
精馏段：h T f L H A /3600=τ=3600×0.005×0.25/0.118=38.1s>5s
提馏段：'/'3600'h T f L H A =τ=3600×0.006×0.25/0.726=7.44s>5s 故降液管设计合理。

（5）降液管底隙高度
因物系较清洁，不会有赃物堵塞降液管底隙，故取液体通过降液管底隙得流速=c
u 0.07m/s ，依式：c
u
l L h w h
o 3600=
来计算降液管底隙高度o h ：
精馏段：故07
.0195.03600118
.03600⨯⨯==
c
u l L h w h o =0.002m
图1-6 弓形降液管的
宽度与截面面积
提馏段：故07
.0204.03600726
.0'3600''⨯⨯=
=
c
u l L h w h o =0.014m 精馏段和提馏段降液管底隙高度o h 过小，取m h 03.00= m m h h W 006.0018.003.0048.00>=-=-
m m h h W 006.0013.003.0043.0'0>=-=-故降液管底隙高度设计合理。

2、塔板布置
本塔设计塔径D=0.3m,故采用整块式塔板。

（1）边缘区域确定 取边缘区宽度m W c 030.0=，安定区宽度m W W s s 020.0='=
（1）开孔区面积
依下式计算开孔区面积a A
⎥⎦⎤⎢⎣
⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=r x r x r x A a arcsin 18022
2
2ο
π
精馏段 其中： m W W D x s d T 091.0)020.0039.0(230
.0)(2=+-=+-=
m W D r c T 12.0030.02
30
.02=-=-=
则开孔区面积：
=⎥⎦⎤⎢⎣
⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯+-=12.0091.0arcsin 12.0180091.012.0091.022
22ο
πa A 0.039㎡ 提馏段 其中： =+-=+-=
)020.0045.0(2
30
.0)'(2's d T W W D x 0.085m m W D r c T 12.0030.02
30.02'=-=-=
则开孔区面积：
=⎥⎦⎤⎢⎣
⎡
⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯+-=12.0085.0arcsin 12.0180085.012.0085.02'2
22ο
πa A 0.037㎡
其中:W h —溢流堰高度 h ow —堰上液层高度 O h —降液管底隙高度 T H —塔板间距 W l —堰长 d W —弓形降液管高度 c W ——边缘区宽度 s W —安定区宽度 T D —塔径 r —鼓泡区半径 f A —降液管的面积 a A —开孔区面积 图6-7单溢流塔板示意图
(1)筛孔计算及其排列
丙酮-水混合溶液为无腐蚀性液体，可选厚度mm 3=δ的碳钢板，取筛孔的孔径mm d 50=，精馏段和提馏段的筛孔都按正三角形排列，取0.3/0=d t ，则
筛孔数可按下式计算
2
155.1t A n a
=
2
155.1t A n a
=
图1-8 筛孔的正三角形排列 图1-9 干板流量系数
开孔率可按下式计算:
精馏段：
气体通过阀孔的气速为==a s o A V
u ϕ=⨯039
.0101.0047
.011.93（m/s ） 提馏段： 2
2015.0037
.0155.1''155.1'⨯==
t A n a =189.9≈190（个） =⨯==)015
.0005
.0(907.0)'(907.02t d o ϕ10.1%
气体通过阀孔的气速为 =='''a s o A V u ϕ=⨯037
.0101.00475
.012.71（m/s ） 2.7塔板流体力学验算 1、塔板压降
塔板压降p h 包括干板压降c h 、板上层液的
有效阻力1h 和液体表面张力引起的的阻力σh 。

2)(907.0t
d A A o a o ==
ϕ)(2012.200015
.0039.0155.1155.12
2个≈=⨯==
t A n a %
1.10)015
.0005.0(907.0)(907.02
2=⨯==t d o ϕ/o d δ
即σh h h h l c p ++=。

（1）干板阻力
67.13/5/0==σd ，查图6-5得77.0=o C ，按下式验公式估算c h ， 即
⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛=L V C c u h ρρ2
00051.0 式中 0u —气体通过筛孔的速度，m/s ；
0c —流量系数。

故精馏段 ：
液柱m c u h L
V C 029.0)38.82501.2()77.093.11(051.0051.022
00==⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛=ρρ 提馏段： 液柱m c u h L V C 023.0)41.92350.1()77.071.12(051.0'''051.0'22
00==⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=ρρ （2）气体通过液层的阻力
根据公式进行计算()OW W L l h h h h +==ββ，V a a u F ρ=，f
T s
a A A V u 2-=进
行计算。

精馏段：s m A A V u f T s a /77.0005
.02071.0047
.02=⨯-=-=
相应的气体动能因子：09.101.277.0=⨯==V a a u F ρ
查《化工单元操作及设备课程设计-板式精馏塔的设计》图3-16 筛板上的充气系数与动能因子关联图，得：64.01=β
则()液柱m h h h h OW W L l 032.005.064.0=⨯=+==ββ 提馏段：s m A A V u f T V a /805.0006
.02071.00475
.0'2''=⨯-=-=
相应的气体动能因子：986.050.1805.0'''=⨯==V a a u F ρ 同理查筛板上的充气系数与动能因子关联图3-16，得：65.0'=β 则()液柱m h h h h OW W L l 0325.005.065.0''=⨯=+==ββ (3)液体表面张力引起的阻力 由公式：0
4d g h L ⋅=
ρσ
σ可得：
精馏段：液柱m d h L L 0039.010538.82581.91044.39481.943
3
0=⨯⨯⨯⨯⨯=⋅=
--ρσσ 提馏段：液柱m d g h L L 0052.010541.92381.91090.584''4'3
3
0=⨯⨯⨯⨯⨯=⋅=--ρσσ 由以上各项可分别计算得精馏段和提馏段的塔板压降 由公式：σh h h h l c p
++=可得：
精馏段塔板压降：液柱m h h h h l c p 0649.00039.0032.0029.0=++=++=σ 单板压降：a a p L a kP P g h P 7.049.52581.90649.038.825<=⨯⨯=⋅⋅=∆ρ 提馏段塔板压降：液柱m h h h h l c p 0607.00052.00325.0023.0''''=++=++=σ 单板压降：a a p L a kP P g h P 7.086.54981.90607.041.923'''<=⨯⨯=⋅⋅=∆ρ
故设计中的塔板压降符合要求。

2、液面落差
筛板塔液面落差很小，对于筛板塔在液体流量很大及塔径大于2.0m 是，要考虑液面落差的影响。

本设计中塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响。

3、漏液
已知：77.00=C ，m h L 05.0=，m h 0039.0=σ，m h 0052.0'=σ， 3/38.825m kg L =ρ，
3/01.2m kg V =ρ，3/41.923'm kg L =ρ，3
/50.1'm kg V =ρ
精馏段：漏液点气速s m h h C u V L L O /22.6/)13.00056.0(4.40min ,=-+=ρρσ 实际气速s m s m u /22.6/93.110>= 稳定性系数()之间在 2.0~5.15.192.122
.693
.11>==
K 提馏段：漏液点气速s m h h C u V L L O /98.6'/')''13.00056.0(4.4'0min ,=-+=ρρσ 实际气速s m s m u /98.6/71.12'0>= 稳定性系数()之间在 2.0~5.15.182.198
.671
.12>==
K 故在本设计中精馏段和提馏段的稳定系数满足设计要求，在设计负荷下不会产生过量漏液。

4、液沫夹带
本设计符合)(/)(1.0气液kg kg e V < 公式2.36
)(
107.5f
T a
L
V h H u e -⨯=
-σ
其中取：m h h L f 125.005.05.25.2=⨯==
精馏段：s m u a /77.0=，m h f 125.0=，m N L /1044.393
-⨯=σ
气液kg /1.0048.0)125
.025.077.0(1044.39107.52
.33
6kg e V <=-⨯⨯=-- 提馏段：s m u a /805.0'=，m h f 125.0=，m N L /1090.58'3
-⨯=σ
气液kg kg e V /1.0037.0)125
.025.0805.0(1090.58107.5'2
.33
6<=-⨯⨯=-- 液沫夹带量在范围内，故符合设计要求。

5、液泛
为防止塔内发生液泛现象，降液管中清液层高度应服从)(W T d h H H +Φ≤，且d L p d h h h H ++=。

丙酮-水物系属于一般物系，取安全系数ϕ=0.5，当降液管液体在板上分布均匀，且溢流堰高度满足液封要求时，板上可不设入口堰。

已知：m h P 0649.0=，m h L 05.0=，m h W 048.0=，m H T 25.0=，s m u c /07.0=
m h P 0607.0'=
精馏段： m h H W T 149.0)048.025.0(5.0)(=+=+ϕ
不设进口堰 m u h c d 00075.007.0153.0)(153.02
2=⨯==液柱
m m H d 149.0120.000075.005.00649.0<=++=
提馏段：m h H W T 1465.0)043.025.0(5.0)'(=+=+ϕ
不设进口堰 m u h c
d 00075.007.0153.0)(153.0'22=⨯='=液柱 m m H d 1465.0111.000075.005.00607.0'<=++= 因)(W T d h H H +≤ϕ成立，故在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可以认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是符合设计要求的。

2.8负荷性能图 1、漏液线 精馏段： min ,min ,o o s u A V =
V L L O h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.40min ,-+= 其中，ow w L h h h +=，3/2)(100084.2w
h ow l L E h = 联立上面四式得
3
/23
/23
/200min ,258.00079.027.001.2/38.825}0039.0])195
.03600(100084.2048.0[13.00056.0{039.0101.077.04.4/}])(100084.2[13.00056.0{4.4s
s V
L w
h w o L L h l L E h A C V +=⨯-++⨯⨯⨯=-+
+=ρρσ故3
/2min ,258.00079.027.0s
o L V +=
同理可求得提馏段的漏液线方程
3
/23
/23
/200min ,'25.0006.0314.050.1/41.923}0052.0])204
.0'3600(100084.2043.0[13.00056.0{037.0101.077.04.4'/'}'])'(100084.2'[13.00056.0{'4.4's s V
L w
h w o L L h l L E h A C V +=⨯-++⨯⨯⨯=-+
+=ρρσ
故3
/2min ,'25.0006.0314.0's
o L V +=
由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的漏液线图5-10线1. 2、液沫夹带线 2.36
)(
107.5f
T a
L
V h H u e -⨯=
-σ以0.1为界限，计算气相流量和液相流量之间的
函数关系。

精馏段
已知：1=E ，m l W 195.0=，m N L /1044.393
⨯=σ，m H T 25.0=
式中s f
T s
a V A A V u 39.162=-=
，)(5.25.2OW W L f h h h h +==
3232
32
98.1)195
.03600(1100084
.2)3600(100084.2s s W s OW L L l L E h =⨯⨯⨯=⨯=
3
/23
/295.412.0)98.1048.0(5.2s
s
f L L h +=+⨯=
3
/295.413.0s
f T L h H -=-
取液沫夹带极限值V e 为气液kg kg /1.0
1
.0)95.413.039.16(1044.39107.52
.33
/236=-⨯⨯=--s s V L V e
3
233.2061.0s s L V -=⇒ 提馏段
1=E ，m l W 204.0'=，m N L /1090.58'3
⨯=σ，m H T 25.0=
式中s f
T s
a V A A V u '95.16'2''=-=
，)''(5.25.2'OW W L f h h h h +==
3232
32
'93.1)204
.0'3600(1100084
.2)''3600(100084.2's s W s OW L L l L E h =⨯⨯⨯=⨯=
3
/23
/283.411.0)'93.1043.0(5.2's
s
f L L h +=+⨯=
3
/2'83.411.0's
f T L h H -=-
取液沫夹带极限值V e 为气液kg kg /1.0
1
.0)'83.411.0'95.16(1090.58107.5'2
.33
/236=-⨯⨯=--s s V L V e 3
2'49.2057.0's s L V -=⇒
由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的液沫夹带线图5-10线2.
3、液泛线
令)(W T d h H H +=ϕ，
已知公式OW W L l c p d L p d h h h h h h h h h h H +=++=++=,,σ L l h h β= 将上述几个式子联立得σββϕϕh h h h h H d c OW w T ++++=--+)1()1(,即 ()()OW d W T c h h h h H h 11+-----+=ββϕϕσ 因： 2
20)(0512.0s L
V
a c V A C h ⋅⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⋅=
ρρ ()22
0153
.0s
w d L h l h ⨯⋅=
32
3
23600100084.2s W OW
L l E h ⨯⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛= 将上述关系式代入，得：3222s
s
s dL cL b aV --=，其中
3
/2322
)
3600)(1(1084.2,)/(153.0,)1(),()(051.0w
o w w T L
V
o o l E d h l c h h H b C A a ββϕϕρρσ+⨯==---+==
-
（1）精馏段液泛线方程 5.13)()(051.02
0==
L
V
o C A a ρρ 066.0)1(=---+=σβϕϕh h H b W T 7.4470)(153
.02
=⋅=
O W h l c
25.3)3600)(1(1084.23
2
3
=+⨯=-W
l E d β 精馏段液泛线方程：322225.37.4470066.05.13s
s
s
L L V --=
整理得322224.02.3310048.0s
s
s
L L V --=
（2）提馏段液泛线方程 10)''()'(051.02
00==
'L
V
C A a ρρ 071.0'')1'(=---+='σβϕϕh h H b W T 8.4207)
''(153
.02
==
'O W h l c
18.3)'3600)('1(1084.23
2
3
=+⨯='-W
l E d β
s
T f L H A =
τ 精馏段液泛线方程：3222
'18.3'8.4207071.0'10s
s
s L L V --=
整理得3222'318.0'1.447007.0's
s
s L L V --=
由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的液泛线图5-10线2. 4、液相负荷下线
对于平直堰，取堰上液层高度0.006m 作为最小液体负荷标准根据公式进行整 理006.0)3600(100084
.232
=⨯=W
s OW
l L E h m 精馏段：)/(000016.03600195
.0)84.21000006.0(
32/3min ,s m L s =⨯⨯=
提馏段：)/(000017.03600204
.0)84.21000006.0('32/3min ,s m L s =⨯⨯=
由精馏段和提馏段的液相负荷下限值可分别作出其液相负荷下线，如图5-10线4。

5、液相负荷上线
液相负荷上限线在s s V L -图中为与气相流量s V 无关的垂线。

以s 5=τ作为液体在降液管中停留时间的下限 根据公式整理得：
τ
T
f s H A L ⋅=max ,
精馏段：)/(00025.0525
.0005.03max ,s m H A L T
f s =⨯=
⋅=
τ
提
馏段：)/(0003.05
25
.0006.0''3max ,s m H A L T f s =⨯=⋅=τ
由精馏段和提馏段的液相负荷上限值可分别作出其液相负荷上线，如图6-10线5.
精馏段（a）
图1-10精馏分离丙酮-水体系的筛板塔负荷性能图
1.漏液线；
2.液沫夹带；
3.液泛线；
4.液相负荷下限线；
5.液相负荷上限线
精馏段：s m V s /0578.03max ,=，s m V s /0247.03
min ,=该筛板的操作上限为液沫
夹带控制，下限为漏液控制。

操作弹性：
34.20247
.00578
.0min
,max ,==
s s V V
提馏段：s m V s /0488.03max ,=，s m V s /025.03
min ,=该筛板的操作上限为液沫夹
带控制，下限为漏液控制。

操作弹性：
0.2025
.00488
.0min
,max ,==
s s V V 2.9精馏塔接管尺寸计算 1、进料管道
提馏段（b ）
进料体积流量)/(79.024
.89979
.239.293h m FM q F
F
v =⨯=
=
ρ
利用泵输送料液，取管道内流体流速s m u /5.1=
m u q d u d q V V 014.03600
5.114.379
.044412=⨯⨯⨯==
⇒=ππ 选用mm mm 325⨯φ的无缝钢管，实际流速： s m u /77.03600
)2003.0025.0(14.379
.042=⨯⨯-⨯⨯=
2、塔顶回流夜管道 塔顶回流夜体积流量)/(19.052
.7518
.5647.23h m LM q D
D
v =⨯=
=
ρ
用高位槽输送回流夜，取流速s m u /3.0=， m u q d V 015.03600
3.01
4.319
.044=⨯⨯⨯==
π 选用mm mm 325⨯φ的无缝钢管，实际流速： s m u /19.03600
)2003.0025.0(14.319
.042
=⨯⨯-⨯⨯=
3、塔底料液排出管道 塔底液体积流量)/(62.058
.97470
.1837.32'3h m M L q W
W
v =⨯=
=
ρ
塔底液出塔速度取s m u /5.0=，m u q d V 021.03600
5.014.362
.044=⨯⨯⨯==
π 选用mm mm 332⨯φ的无缝钢管，实际流速： s m u /33.03600
)2003.0032.0(14.362
.042
=⨯⨯-⨯⨯=
4、塔顶蒸汽出口管道
塔底液体积流量W
DV
v VM q ρ=
塔顶蒸汽密度)/(14.2)
15.27379.56(314.879
.563.1033m kg RT M P D DV D V =+⨯⨯==
ρ 所以)/(43.17114
.279
.5646.63h m VM q V
DV
v =⨯=
=
ρ
塔底液出塔速度取s m u /15=，m u q d V 064.03600
1514.343
.17144=⨯⨯⨯==
π 选用mm mm 476⨯φ的无缝钢管，实际流速： s m u /12.133600
)2004.0076.0(14.343
.17142
=⨯⨯-⨯⨯=
5、塔底蒸汽进口管道
塔底蒸汽体积流量V
WV
V VM q ρ=
塔底蒸汽密度)/(13.1)15.27318.90(314.888
.300.1113m kg RT M P W WV W V =+⨯⨯==
ρ
所以)/(54.17613
.188
.3046.6'3h m M V q V
WV
v =⨯=
=
ρ
塔底蒸汽流速取s m u /15=，则m u q d V 065.03600
1514.354
.17644=⨯⨯⨯==
π 用mm mm 476⨯φ的无缝钢管，实际流速： s m u /51.133600
)2004.0076.0(14.354
.17642=⨯⨯-⨯⨯=
接管尺寸汇总于表6-10中
表1-7 精馏塔接管尺寸
管位置进料口塔顶回流管釜液排出管塔顶蒸汽出口管塔顶蒸汽进口管管径Φ25×3 Φ25×3 Φ32×3 Φ76×4 φ76×4
筛板塔连续精馏分离丙酮-水工艺设计结果汇总于表6-11中
续表1-8 筛板塔连续精馏分离丙酮-水工艺设计结果汇总表
3精馏塔辅助设备的设计和选型 3.1原料预热器的设计 1. 确定设计方案 （1）、换热器的选型
两流体的温度变化情况：热流体为120℃的饱和蒸汽，冷流体的进出口温度分别为40℃（用塔釜液进行简单预热至40℃，再通入原料预热器）、64.4℃（进料温度），两流体的温差为8.672/)4.6440(120=+-=-m m t T ℃，温差大于50℃，故选用浮头式列管换热器。

（2）、流体流动空间及流速
因丙酮-水的混合液易于结垢，为了便于清洗，故选定原料液走管程，选用
mm mm 5.225⨯φ的碳钢管，管内流速取s m u i /5.0=。

塔顶蒸汽属于压强较低的洁净流体，选定走壳程。

1、换热面积
取传热系数为8002/()kJ m h ⋅⋅℃ 逆流操作：801=∆t ℃， 6.551=∆t ℃
则1.67)
6.55/80ln(6
.5580)/ln(1212=-=∆∆∆-∆=
∆t t t t t m ℃
传热的总热量可用公式t M C Q p ∆=进行估算：
T=337K 时，0c =2.2322KJ/Kg C p ⋅丙酮（） ， 0c =4.1842KJ/Kg C p ⋅水（） 则）（。

C kg kJ C p ./92.3)144.01(184.4144.032.2=-⨯+⨯= h kg FM q F m /32.71179.239.29=⨯==
则h kJ t t q c Q m p /108.6)404.64(32.71192.3)(412⨯=-⨯⨯=-= 加热蒸汽用量h kg r Q q o mo
/84.302
.2205108.64
=⨯== 所需传热面积 24
28.11.67800108.6m t K Q A m =⨯⨯=∆=
3、工艺结构尺寸 （1）、管径和管内流速
选用mm mm 5.225⨯φ的碳钢管，取管内流速s m u i /5.0=。

（2）、管程数和换热管数 已知3/24.899m kg F =ρ 单管程换热管数 )(24.15.002.014.325.0)
360024.899/(32.71125.022根==⨯⨯⨯⨯==
i i Vi s u d q n π
所需换热管长度为 m n d A L s o 15.82
025.014.328
.1=⨯⨯==
π 按单程管设计，换热管过长，宜采用多程管结构，现取换热管长m l 2=，该换热器管程数为52/15.8/≈==l L N p ，换热管数N=2×5=10(根)
（1）换热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。

取管心距mm t 32=。

横过管束中心线的管数)(476.31019.119.1根≈===N n c （2）壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率为0.7，则壳体内径为 mm N t D 1277.0/103205.1/05.1=⨯⨯==η 圆整后取D=200mm 。

（3）折流板
采用弓形折流板，取圆缺高为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为
mm h 5020025.0=⨯=。

取折流板间距B=0.8D ，则B=0.8×200=160mm ，可取B 为200mm 。

折流板数=B N 换热管长/折流板间距-1=2000/200-1=9块，折流板圆缺面垂直装配。

（4）接管
壳程流体进出口接管：取接管内蒸汽流速s m u /15= 壳程：水蒸汽密度3/715.1m kg =ρ 则接管内径mm m u q d mo o 21021.0715
.136001514.384
.3044==⨯⨯⨯⨯==
ρπ
取mm mm 332⨯φ的无缝钢管。

管程流体进出口接管：取管内料液流速s m u /5.0= 则接管内径mm m u q d m 24024.03600
24.8995.014.332
.71144==⨯⨯⨯⨯==
ρπ 取mm mm 332⨯φ的钢管。

3.2回流冷凝器的设计和选型 1、确定设计方案 （1）、换热器的选型
两流体的温度变化情况：热流体为56.76℃的饱和蒸汽，冷流体的进出口温度分别为20℃、30℃，两流体的温差为78.312/)3020(78.56=+-=-m m t T ℃，鉴于两流体的热力学温度不高，且温差低于50℃，故选用壳程带膨胀节的固定板式列管换热器。

（2）、流体流动空间及流速
因冷却水易于结垢，为了便于清洗，故选定冷却水走管程，选用
mm mm 5.225⨯φ的碳钢管，管内流速取s m u i /1.1=。

塔顶蒸汽属于压强较低的洁净流体，选定走壳程。

2、冷凝面积
冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。

当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。

取冷凝器传热系数
22
2926/()700/(K kc l J m h a m k =⋅⋅=⋅⋅℃)℃h 昆明地区夏季最高平均水温20℃，温升10℃。

对于逆流： 00.3000.2078
.5678.56→←，78.31278
.2678.36221=+=∆+∆=
∆t t t m ℃
塔顶全凝器的热负荷：
塔顶温度：t D =56.78℃ 进料板温度：t F =64.4℃ 塔釜温度 ：t W =90.18℃ 塔顶：用内插法求温度
t LD =56.78℃ t VD =56.78℃ 冷凝器的热负荷：)()1(LD VD C I I D R Q -+= I VD —塔顶上升气体的焓 I LD —塔顶镏出液的焓
）
（水丙V D V D LD VD H x H x I I ∆-+∆=-1
丙V H —丙酮的蒸发潜热 水V H ∆—水的蒸发潜热
蒸发潜热与温度的关系：
38
.02,1,12)11(r r V V T T H H --∆=∆
Tr —对比温度
表1-10 沸点下丙酮和水的汽化潜热
物质 沸点/O C 蒸发潜热 KJ/Kg Tc/K 丙酮 56.1 523 508.1 水 100 2257 648.15
在 t VD =56.78℃ 丙酮：1.50815.27378.5622+==
c r T T T =0.65 1156.1273.150.648508.1
r c T T T +=
== 蒸发潜热 0.38
1-0.65=523=521.87/1-0.648V H kJ kg ⎛⎫
⨯ ⎪
⎝⎭
V 丙
水：15
.64815.27378.56''22+==
c r T T T =0.510 576.015
.64815.273100''21=+==
c r T T T
0.38
1-0.510=2257=2384.6/1-0.576V H kJ kg ⎛⎫
⨯ ⎪
⎝⎭
V 水
kg
J H x H x I I V D V D LD VD /k 47.5816.2384968.0-187.521968.0-1=⨯+⨯=∆+∆=-）（）（水
丙
h kJ I I D R Q LD VD C /1044.24.66380.5699.3)62.01()()1(5⨯=⨯⨯⨯+=-+=
所以冷凝器冷凝面积
25
62.278
.3129261044.2'm t K Q A m c =⨯⨯=∆=
考虑15%的面积裕度，则01.315.162.2=⨯=A ㎡ 冷却水用量h t c Q q p C /kg 3.583710
18.41044.25m =⨯⨯=∆=水水水 3、工艺结构尺寸 (1)管径和管内流速
选用mm mm 5.225⨯φ的碳钢换热管，取管内流速s m u i /1.1=。

(2)管程数和换热管数 单管程换热管数 )(57.41
.102.014.325.0)
3600997/(3.583725.02
2根水
水==⨯⨯⨯⨯=
=
u d q n i V s π 所需换热管长度为 m n d A L s o 67.75
025.014.301
.3=⨯⨯==
π 按单程管设计，换热管过长，宜采用多程管结构，现取换热管长m l 2=，该换热器管程数为42/67.7/≈==l L N p ，换热管数N=5×4=20(根) (3)换热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。

取管心距mm t 32=。

横过管束中心线的管数)(632.52019.119.1根≈===N n c
(4)壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率为0.7，则壳体内径为 mm N t D 6.1797.0/203205.1/05.1=⨯⨯==η 圆整后取D=200mm 。

（5）折流板
采用弓形折流板，取圆缺高为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为
mm h 5020025.0=⨯=。

取折流板间距B=0.4D ，则B=0.4×200=80mm ，可取B 为100mm 。

折流板数=B N 换热管长/折流板间距-1=2000/100-1=19块，折流板圆缺面垂直装配。

（6）接管
壳程流体进出口接管：取接管内蒸汽流速s m u /15=
壳程：蒸汽量h kmol V o /46.6=，平均相对分子质量kmol kg M o /79.56=，
968.0=D x 。

质量流量h kg q mo /86.36679.5646.6=⨯= RT PMv V =ρ=
3/14.2)
15.27378.56(314.879
.563.103m kg =+⨯⨯
则接管内径mm m u
q d Vo
o 64064.015
14.3)
14.23600/(86.36644==⨯⨯⨯==
π
取mm mm 476⨯φ的无缝钢管。

管程流体进出口接管：取管内循环水流速s m u /5.1=
则接管内径mm m u
q d 37037.05
.114.3)
9973600/(3.583744V ==⨯⨯⨯=
=
π水
取mm mm 345⨯φ的钢管。

3.3釜塔再沸器的设计和选型
1、加热器热负荷及全塔热量衡算
表1-12 丙酮和水在不同温度下的比热容()()
/p C kJ kg ⋅单位：℃。

物质 塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段
丙酮 2.232 2.374 2.250 2.241 2.308 水 4.184 4.211 4.186 4.185 4.196
精馏段：
丙酮 kg kJ t t C F D pA /08.17)4.6478.56(241.2)(-=-⨯=- 水 kg kJ t t C F D pB /88.31)4.6478.56(185.4)(-=-⨯=-
提馏段：
丙酮 kg kJ t t C F W pA /50.59)4.6418.90(308.2)('-=-⨯=- 水 kg kJ t t C F W pB /17.108)4.6418.90(196.4)('-=-⨯=- 塔顶流出液的比热容：
)./(30.2)968.01(185.4968.0241.2)1(1C kg kJ x C x C C D pB D pA p 。

=-⨯+⨯=-⨯+⨯=塔釜流出液的比热容：
)./(16.4)017.01(196.4017.0308.2)1(''2C kg kJ x C x C C W pB W pA p 。

=-⨯+⨯=-⨯+⨯= 为简化计算，现以进料焓，即64.4℃时的焓值为基准。

h kJ t C D dt C D Q p t t p D D
F
/9.1726)4.6478.56(80.5699.311-=-⨯⨯=∆==⎰
h kJ t C W dt C W Q p t t p W W
F
/8.12490)4.6418.90(70.1891.2522=-⨯⨯=∆==⎰对全塔
进行热量衡算：
F S D W C F Q Q Q Q Q Q +=++=
所以h kJ Q Q Q Q C W D s /1055.21044.28.124909.172655⨯=⨯++-=++= 由于塔釜热损失为10%，则90%η=
所以h kJ Q Q S
s /1083.29
.01055.2'55⨯=⨯==η 式中 '
S S D W Q Q Q Q ——塔顶流出液——加带走热热器理想热负荷；
——加热器实量；——塔底流出液带际热负荷；
走热量。

蒸汽选择120℃饱和水蒸气，传热系数
224186/()1000/(K kc kJ l m h a m =⋅=⋅⋅⋅℃)℃h 料液温度：
.1200.12010018.90←→ 91.242
20
82.29221=+=∆+∆=
t t t m ℃ 再沸器的传热面积：25
71.291.2441861083.2'm t K Q A m S =⨯⨯=∆=
2、工艺结构尺寸计算
（1）、换热管：选用规格为mm mm 5.225⨯φ碳钢管，管长L=2000mm ，按正三角形排列，换热管数)(183.172
025.014.371
.2根≈=⨯⨯==L d A N o π （2）、壳体直径
换热管按正三角形排列，则壳径o d b t D 2)1(+-=
管心距t=32mm ，对角线上管子数目567.4181.1≈==b 。

故mm d b t D o 178252)15(322)1(=⨯+-⨯=+-=，按标准圆整到200mm 。

取管程进口管直径mm mm D i 5.357⨯=φ，出口管直径mm mm D o 4108⨯=φ。

壳程进口管径mm mm 5.357⨯φ，出口管径mm mm 345⨯φ。

3.4泵的选择
1、料液输送泵的选型 料液流量：h m M F L LF
F
F /79.024
.89979
.239.293=⨯=
⋅=
ρ
输送对扬程的要求不高,小于5.0m
查表]2[选取料液输送泵型号为：IS 50-32-125，转速min /1450r n =,扬程
m H 4.5=，效率%43=η。

2 、 釜液泵的选型 釜液流量为：h m M W L LW
W
W /51.058
.94770
.1891.253=⨯=
⋅=
ρ
输送对扬程的要求不高,小于5.0m
查表]2[选取釜液泵型号为：IS 50-32-125，转速min /1450r n =，扬程
m H 4.5=，效率%43=η。

3 、 馏液冷却泵的选型 馏液流量为：h m M D L LD
D
D /3.03=⋅=
ρ
输送对扬程的要求不高,小于5.0m
查表]2[选取釜液泵型号为：IS 50-32-125，转速min /1450r n =，扬程
m H 4.5=，效率%43=η。

3.5筒体与封头 1 筒体
（1）塔径为300mm,璧厚选4mm,所用材质为Q235A 。

（2）塔顶空间高度取 D H =0.50m 。

2 封头
封头分椭圆形封头、蝶形封头等几种 ，本设计采用椭圆形封头。

由公称直径D=300mm 查得曲面高度mm h 751=、直边高度mm h 252=，内表面积 21211.0m A =封，容积30053.0m V =封，厚度4mm ，因此选用封头型号为（D300 × 4 ，JB/T4729-94 ）。

3 支座的设计
本塔采用耳式支座，耳式支座由底板、筋板和垫板组成，本塔支座采用A1型号。

4 除沫器设计
当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，工艺过程中不允许出塔气速夹带雾滴，因此设置除雾器。

本设计空塔气速0.922m/s<1.5m/s ，所以可以不设除沫器。