年产3万吨氯苯精馏塔的设计.doc

1、 目 录化工原理课程设计说明书1第一节 概 述61.1 精馏操作对塔设备的要求61.2板式塔类型71.2.1筛板塔71.2.2浮阀塔71.2.3泡罩塔81.3精馏塔的设计步骤8第二节 设计方案的确定92.1操作条件的确定92.1.1操作压力92.1.2 进料状态102.1.3加热方式102.1.4冷却剂与出口温度102.1.5热能的利用102.2确定设计方案的原则102.2.1 满足工艺和操作的要求112.2.2 满足经济上的要求112.2.3 保证安全生产11第三节 板式精馏塔的工艺计算113.1精馏塔的物料衡算123.1.1 全塔物料衡算123.1.2料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率133

2、.1.3平均摩尔质量133.1.4物料衡算133.2.1理论塔板数的求取143.2.2实际塔板数153.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算163.3.1 操作压强163.3.2 温度163.3.3 平均摩尔质量163.3.4 平均密度计算173.3.5 液体表面张力的计算183.3.6 液体粘度的计算183.4气液负荷计算193.4.1精馏段：193.4.2提馏段：193.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算193.5.1 塔径的计算193.5.2 精馏塔有效高度的计算21第四节 板式塔主要尺寸的设计计算224.1溢流装置224.1.1溢流堰长：224.1.2溢流堰高度：224.1.3弓形降液管的宽度

3、与截面积：224.1.4降液管底隙高度：234.2 塔板布置234.2.1塔板的分块234.2.2边缘区宽度确定234.2.3开孔区面积计算244.2.4 筛孔计算及其排列：24第五节 筛板的流体力学验算255.1塔板压降255.1.1干板阻力的计算：255.1.2气体穿过液层的阻力：255.1.3液体表面张力的阻力的计算：265.2液面落差265.3雾沫夹带量的验算265.4漏液265.5液泛27第六节 塔板负荷性能图286.1精馏段286.1.1漏液线（1）286.1.2雾沫夹带线（2）286.1.3 液相负荷下限线（3）296.1.4 液相负荷上限线（4）：296.1.5 液泛线（5）3

4、06.2提馏段326.2.1漏液线（1）326.2.2雾沫夹带线（2）326.2.3 液相负荷下限线（3）336.2.4 液相负荷上限线（4）：336.2.5 液泛线（5）34第七节 精馏装置的附属设备367.1 回流冷凝器367.2 管壳式换热器的选型367.1.1管壳式换热器结构367.1.2选用要点367.3 再沸器37精馏塔设计结果一览表38设计结果分析与讨论39参考文献40后记及其他41第一节 概 述1.1 精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是

5、，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1） 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。（2） 使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又能及时完善分离。（3） 在塔内使气液两相具有最大限度的接近逆流，以提供最大的传质推动力。1.2板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。1.2.1筛

6、板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。（2） 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）操作弹性较小(约23)。（3）小孔筛板容易堵塞。1.2.2浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因

7、为它具有下列特点：（1）处理能力大（2）操作弹性大（3）塔板效率高（4）压力降小（5）造价低其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。1.2.3泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：（1）.操作弹性大（2）.无泄漏（3）.液气比范围大（4）

8、.不易堵塞，能诗云女冠多种介质泡罩他的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。1.3精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行：（1）设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。（2）蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。（3）塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。（4）管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。（5）抄写说明书。（6）绘制精馏装置设备图。第二节 设计方案的确定2.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操

9、作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。一般，除热敏性系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏；对于热敏物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水。冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必

10、须采用加压蒸馏。2.1.2 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)宜用直接蒸气回加热，其优点是可以得用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一

11、定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。2.1.5热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1 满足工

12、艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。2.2.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。2.2.3 保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。第三节 板式精馏塔的工艺计算已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F30

13、054t/年；回流比R（自选）；进料热状况:饱和蒸汽进料即q=0；塔顶压强，；单板压降不大于。由化学化工物性数据手册P174可知：表3-1 苯和氯苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（K）临界温度tC（）临界压强PC（atm）苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6由石油化工基础数据手册P457及内插计算可知： 表3-2 苯和氯苯的平衡关系温度80.185909510010510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665温度110115120125130131.750.1850.1310.0

14、8790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660由化学化工物性数据手册P305可知：表3-3 液体的表面张力温度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32由化学化工物性数据手册P299、P300可知：表3-4 苯与氯苯的液相密度温度()6080100120140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg/1064.01042.01019.0996.4972.9由化学化工物性数据手册P303、P304可知：表3-5 液体

15、粘度温度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274由化学化工物性数据手册P303、P304可知：表3-6 苯和甲苯的饱和蒸气压（kPa）温度（）406080100120140160苯(kPa)24.3752.19101.0180.0300.3480.2712.6氯苯（kPa）8.85019.6639.4873.02126.1206.1206.0由化学化工物性数据手册P303、P304可知：3.1精馏塔的物料衡算3.1.1 全塔物料衡算常规塔指仅有一处进料和塔顶、塔底各有一个产品

16、，塔釜间接蒸汽加热的精馏塔。（1）全塔总物料衡算总物料F = D + W （3-1）易挥发组分 F= D + W （3-2）若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率为 （3-3）式中 F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；、分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。计算如下：3.1.2料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率3.1.3平均摩尔质量3.1.4物料衡算3.2塔板数的确定3.2.1理论塔板数的求取在本设计中，因苯氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法如下： （1）根据苯氯苯的气液平衡数据（表2）作x-y图，并标出c点（、）、e点（、）、a点（、）三点

17、；（2）求最小回流比及操作回流比。因饱和蒸汽进料即q=0，在x-y图中对角线上自点e作水平线ef(q线），该线与平衡线的交点坐标为（），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。故最小回流比为： 取操作回流比：（3） 求取精馏塔的气液相负荷（4）求操作线方程精馏段：提镏段：图3-1 图解法求理论板层数 (5)图解法求精馏段截距为0.2592，即点b(0,0.2592)，连接点和点可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点，连接点、点可作出提馏段操作线方程。按照常规的图解法作梯级可得：层，其中精馏段理论板数为3层，提馏段为3层，第4层为加料板。3.2.2实际塔板数精馏段： 提馏段： 故实际塔板数：（

18、层）3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算3.3.1 操作压强塔顶操作压力：取每层板的压降为0.7kPa则进料板的压强为：塔底压强为：，故精馏段平均操作压强为：，提馏段平均操作压强为：3.3.2 温度根据操作压强，由下式试差计算操作温度： （3-4）由表3-6中数据，经内差法和试差法计算求得：塔顶：，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度：，提馏段的平均温度：。3.3.3 平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量的计算： 进料板平均摩尔质量的计算：塔底平均摩尔质量的计算：则精馏段的平均摩尔质量为：则精馏段的平均摩尔质量为：3.3.4 平均密度计算1） 气相密度2）液相密度根据主要基础数据表4，由内插法得

19、：塔顶：塔底：进料板：由 （为质量分率） （3-5）故塔顶液相平均密度：塔顶液相平均密度：进料板液相平均密度：故精馏段平均液相密度： 提馏段平均液相密度：3.3.5 液体表面张力的计算 （3-6）根据主要基础数据表3，由内插法计算。则精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力：3.3.6 液体粘度的计算 （3-7）根据主要基础数据表3，由内插法计算。故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度3.4气液负荷计算3.4.1精馏段：3.4.2提馏段：3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表7 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.5

20、0.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故；图3-2 史密斯关联图图中HT塔板间距，m； hL板上液层高度，m；V ,L分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； V，L 分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 。精馏段： 查化工原理课程设计-天津大学出版社108页 史密斯关联图，可得； 取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则空塔气速为 按标准,塔径圆整为1.0m,塔截面积为：则空塔气速。提镏段： 查化工原理课程设计-天津大学出版社108页 史密斯关联图，可得； 取安全系数为

21、0.7（安全系数0.60.8），则空塔气速为 按标准,塔径圆整为1.0m,塔截面积为：则空塔气速。3.5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段：提馏段：在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。 故精馏榙的高度第四节 板式塔主要尺寸的设计计算4.1溢流装置因塔径是1.0m，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：4.1.1溢流堰长：单溢流取（0.6-0.8）D，取堰长为0.66D，即4.1.2溢流堰高度： （4-1）选用平直堰，堰上液层高度 （4-2）精馏段：；提馏段：查化工原理课程设计-天津大学出版社（下册）111页，图5-5液流收缩系数计算可知：精馏段：提镏段：取上

22、清液高度故 精馏段：提镏段：4.1.3弓形降液管的宽度与截面积：由 查化工原理课程设计：112页，图5-7弓形降液管的参数，得： ，利用式 （4-3）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（5s，符合要求）4.1.4降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速则降液管底隙高度为：精馏段提馏段较核：4.2 塔板布置4.2.1塔板的分块因0.8mD1.2m, 故由化工原理课程设计：118页，表5-3塔板分部数，得，塔板分为3块4.2.2边缘区宽度确定取边缘区宽度,安定区宽度4.2.3开孔区面积计算由式： (4-4)计算开空区面积，其中：所以4.2.4 筛孔计算及其排列： 筛孔数： （4-5）

23、 开孔率： （4-6）精馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚=3mm,取，故孔中心距。筛孔数孔，开孔率（在515范围内），气体通过筛孔的气速为： 提馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚=3mm,取，故孔中心距。筛孔数孔，开孔率（在515范围内），气体通过筛孔的气速为： 第五节 筛板的流体力学验算5.1塔板压降 （5-1）5.1.1干板阻力的计算： （5-2）依，查化工原理课程设计：115页，图5-10干筛孔的流量系数图得，故精馏段：提镏段：5.1.2气体穿过液层的阻力： （5-3）精馏段由化工原理课程设计：115页，图5-11充气系数关联图，得故提馏段 由化工原理课

24、程设计：115页，图5-11充气系数关联图，得故5.1.3液体表面张力的阻力的计算： （5-4）精馏段： ，故则单板压强： 提馏段： ，故则单板压强： 5.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大。故可忽略其影响。5.3雾沫夹带量的验算 （5-5）精馏段：提馏段：故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。5.4漏液 （5-6）精馏段：漏液点气速：实际孔速：稳定性系数，故在精馏段无明显漏液。提馏段： 漏液点气速：实际孔速：稳定性系数，故在提馏段无明显漏液。5.5液泛为防止降液管液泛的发生，降液管中清液层高度，苯和氯苯属一般物系，取 ，而。精馏段： 则精馏段不会发生液泛现象。精馏

25、段： 则提馏段不会发生液泛现象。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。第六节 塔板负荷性能图6.1精馏段6.1.1漏液线（1） 由 （6-1） （6-2） （6-3） （6-4）得 在操作范围内任取几个值，依上式计算相应的值，列于下表中：附表6-10.00060.00150.00300.00450.3170.3270.3400.350依表中数据即可作出漏液线。如图6-1中的（1）。6.1.2雾沫夹带线（2）以 为限，求 关系如下：由 （6-5）故 整理得： 在操作范围内，任取4个值，依上式算出相应的值列于下表中：附表6-20.00060.00150.00300

26、.00451.221.161.091.02依表中数据即可作出雾沫夹带线，如图6-1中线（2）所示。6.1.3 液相负荷下限线（3）对于平直堰，取堰上液层高度取液体在降液管中停留时间为4秒，由 取得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线，如图6-1中线（3）6.1.4 液相负荷上限线（4）： 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由 得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线，如图6-1中线（4）6.1.5 液泛线（5）令由 联立得： 忽略其中：将有关数据代入得，故整理得，在操作范围内取4个值，依上式计算值列于下表中： 附表6-30.00060.00150.00300.00451.14

27、91.1101.0530.9932依表中数据即可作出泛液线。如图6-1中的（5）。根据上面各方程，可作出筛板榙（精馏段）的负荷性能图。图6-1 筛板榙（精馏段）的负荷性能图图中5条线包围区域为精馏段塔板操作区，A为操作点，OA为操作线。OA线与（1）线的交点相应相负荷为，OA线与雾沫夹带线（2）的交点相应气相负荷为。精馏段的操作弹性 6.2提馏段6.2.1漏液线（1） 由 （6-1） （6-2） （6-3） （6-4）得 在操作范围内任取几个值，依上式计算相应的值，列于下表中：附表6-40.00060.00150.00300.004502460.2580.2740.286依表中数据即可作出漏液

28、线。如图6-2中的（1）。6.2.2雾沫夹带线（2）以 为限，求 关系如下：由 （6-5）故 整理得： 在操作范围内，任取4个值，依上式算出相应的值列于下表中：附表6-50.00060.00150.00300.00451.2081.1491.0731.009依表中数据即可作出雾沫夹带线，如图6-2中线（2）所示。6.2.3 液相负荷下限线（3）对于平直堰，取堰上液层高度取液体在降液管中停留时间为4秒，由 取得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线，如图6-2中线（3）6.2.4 液相负荷上限线（4）： 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由 得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限

29、线，如图6-2中线（4）6.2.5 液泛线（5）令由 联立得： 忽略其中：将有关数据代入得，故整理得，在操作范围内取4个值，依上式计算值列于下表中： 附表6-60.00060.00150.00300.00451.1311.0931.0380.9815依表中数据即可作出泛液线。如图6-2中的（5）。根据上面各方程，可作出筛板榙（提馏段）的负荷性能图。图6-2 筛板榙（提馏段）的负荷性能图上图中5条线包围区域为精馏段塔板操作区，A为操作点，OA为操作线。OA线与（1）线的交点相应相负荷为，OA线与雾沫夹带线（2）的交点相应气相负荷为。提馏段的操作弹性第七节 精馏装置的附属设备精馏装置的主要附属设备

30、包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。下面简要介绍。7.1 回流冷凝器塔顶回流冷凝器通常采用管壳式换热器，有卧式、立式、管内或管外冷凝等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分，有以下几类：1、整体式及自流式 将冷凝器直接安置于塔顶，冷凝液借重力回流入塔，此即整体式冷凝器，又称回流式。其优点是蒸气压降小，节省安装面积，可借改变升气管或塔板位置调节们差以保证回流与采出所需的压头。缺点是塔顶结构复杂，维修不便，且回流比难于精确控制。2、强制循环式 当塔的处理量很大或塔板数很多时，若回流冷凝器置

31、于塔顶将造成安装、检修等诸多不便，且造价高，可将冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶输送回流，在冷凝器和泵之间需设回流罐，即为强制循环式。7.2 管壳式换热器的选型7.1.1管壳式换热器结构由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，

32、传热分系数大；正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。7.1.2选用要点1）、根据已知冷、热流体的流量，初、终温度及流体的比热容决定所需的换热面积。初步估计换热面积，一般先假定传热系数，确定换热器构造，再校核传热系数K值。 2）、选用换热器时应注意压力等级，使用温度，接口的连接条件。在压力降，安装条件允许的前提下，管壳式换热器以选用直径小的加长型，有利于提高换热量。 3）、换热器的压力降不宜过大，一般控制在0.010.05MPa之间； 4）、流速大小应考虑流体黏度，黏度大的流速应小于0.51.0m/s；一般流体管内的流速宜取0.41.0m/s；易结垢的流体宜取0.81.2m/s。 5）、

33、高温水进入换热器前宜设过滤器。 6）、热交换站中热交换器的单台处理和配置台数组合结果应满足热交换站的总供热负荷及调节的要求。在满足用户热负荷调节要求的前提下，同一个供热系数中的换热器台数不宜少于2台，不宜多于5台。7.3 再沸器工业上常用的的再沸器有以下几种：1、内置式再沸器，直接置于塔底部。其优点是安装方便、可减少占地面积，通常用于直径小于600mm的蒸馏塔中。2、釜式再沸器，对直径较大的塔，一般将再沸器置于塔外。其优点是：气化率高，可达80%以上。此外对于某些塔底物料需分移除的塔间歇精馏塔，因操作范围变化大，也宜采用釜式再沸器。3、虹吸式再沸器，热虹吸式再沸器依靠塔釜内的液体静压头核再沸器

34、内两相流的密度差产生推动力形成热虹吸式运动。 热虹吸式再沸器利用再沸器中气液混合物和塔底液体的密度差为推动力，增加流体在管内的流动速度，减少了污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小可以分为立式热虹吸式再沸器和卧式热虹吸式再沸器。一般立式热虹吸式的管程走工艺液体，壳程走加热蒸汽；卧式热虹吸式再沸器的蒸发侧不加限制，可以根据工艺要求，如蒸发量大小和是否容易结垢来选择流径。卧式热虹吸式再沸器的安装高度低于立式，其循环推动力较大，循环量也较大。4、强制循环式虹吸式再沸器，用泵使塔底液体在再沸器与塔间进行循环。其优点是液体流速大，停留时间短，便于控制和调节液体循环量。该方式特别适用于高粘度液体

35、和热敏性物料的蒸馏过程。精馏塔设计结果一览表序号项目数值精馏段提馏段1平均温度，90.94116.322平均压力，kPa107.05110.553气相流量，（）0.6320.3004液相流量，（）0.00180.00195实际塔板数556有效段高度Z，m1.61.67塔径，m1.01.08板间距，m0.40.49溢流形式单溢流单溢流10降液管形式弓形弓形11堰长，m0.660.6612堰高，m0.0470.04613板上液层高度，m0.060.0614堰上液层高度，m0.0130.01415降液管底隙高度，m0.0340.03616安定区宽度，m0.0650.06517边缘区宽度，m0.035

36、0.03518开孔区面积，0.5320.53219筛孔直径，m0.0050.00520筛孔数目2731153721孔中心距，m0.0150.02022开孔率，%10.15.723空塔气速，m/s0.8050.38224筛孔气速，m/s11.769.8925稳定系数1.921.62626每层塔板压降，Pa675.5679.327负荷上限雾沫夹带控制液泛控制28负荷下限漏液控制漏液控制29液沫夹带，（液/气）0.10.130气相负荷上限，1.0170.8531气相负荷下限，0.3250.258332操作弹性3.1293.291设计结果分析与讨论对于本次的设计，我发现，要想设计好一个理想的精馏塔是要

37、下很大功夫的，学过的理论知识不仅要掌握扎实，而且还要求有认真的态度来应对如此大的计算量，总之，还是要坚持下面是我对这次设计进行的分析与讨论：对于精馏段：经地反复的衡算，在最后得出的筛板塔的负荷性能图中可以看出，设计结果还算理想。主要想说的是提馏段的设计。对于提馏段：在筛板塔（提馏段）的负荷性能图中不难看出，操作弹性很差，这个结果很不理想。对于这样的结果，我作了一下分析：在图中，如果液泛线或雾沫夹带线下移些，结果会更好。想要改变这种状况，还可以改下提馏段板间距,使液泛线或雾沫夹带线下移些，让OA与它们的交点尽量在整个区域的中间。使操作弹性变大，设计将更合理。这是第一次自己设计一个塔，没有太多经验

38、，有时遇到问题都不知道该怎么解决，应该改些什么。但是通过这次设计，真的让我学到了好多，也让我明白了，学知识不能只学书本，“实战演习”也同样重要！参考文献1 贾绍义,柴诚敬. 化工原理课程设计M. 天津:天津大学出版社, 2002.2 华南理工大学化工原理教研室著化工过程及设备设计M广州: 华南理工大学出版社, 1986.3 魏崇关，郑晓梅，化工工程制图 北京化学工业出版社，19924 习玉伟，王立业， 化工设备机械基础，19895 夏清，陈常贵，化工原理（修订版），天津大学出版社，20056 国家医药管理局上海医药设计院著. 化工工艺设计手册M. 北京: 化学工业出版社, 1996.后记及其他通过化工原理课程设计, 我深刻地体会到书到用时方知少精溜塔的设计，在化工行业有较广的应用，通过近一个月的生产实习，使我认识到精溜在应用是十分广泛的，可以说任