乙醇丙醇筛板式精馏塔的设计与计算.doc

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1、 吉林化工学院 化 工 原 理 课 程 设 计题目 乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计教 学 院 化工与制药工程学院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师 计海峰 2013年6月 21日 课程设计任务书设计题目：乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计任务要求：设计一连续筛板精馏塔以分离乙醇-丙醇具体工艺参数：1、原料加料量： 2、溜出液组成： 3、进料组成： 4、釜液组成： 5、塔顶压力： 6、单板压降： 工艺操作条件：1、操作压力：常压精馏（绝压）2、加热方式：塔底间接蒸汽加热，设置再沸器3、加料状态：泡点进料，4、塔顶冷凝器的冷凝方式：全冷凝器5、冷却介质：水6、回流比的选择：7、泡点回流,馏出

2、口与回流口组成相同主要设计内容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）塔径及精馏段（或提馏段）踏板结构尺寸的确定（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设备条件图摘要化工生产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，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同，借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。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。所以，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必要的。塔设备是

3、化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的汽液传质设备。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。本设计主要包括设计方案的选取和流程说明、全塔物料衡算和热量衡算、主要设备工艺尺寸设计、辅助设备选型与计算、设计结果汇总、工艺流程图以及设备条件图的绘制等内容。在该设计中，工艺参数选定泡点进料、泡点回流，操作回流比取最小回流比的1.5倍，计算出所需实际塔板数共计27块（包括再沸器），其中精馏段10块，提馏段17块；精馏塔塔径1.407m,全塔总塔高为17.416m，筛孔数目为7329个。通

4、过对精馏塔的塔板流体力学校核，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及塔板的结构尺寸设计都是合理的，各种接管尺寸也是合理的，这样，既保证了精馏过程的顺利进行，也提高了全塔及精馏效率，为工业生产实际应用提供了良好的装置设备。关键词：乙醇；丙醇；精馏段；提馏段；筛板塔。绪论1.精馏塔概述精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。下面四关于各种类型塔板的介绍：主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；网孔塔板；垂直浮阀；

5、多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔

6、喷出的气流方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。 垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为100-200mm的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。 林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔，并在

7、塔板入口处设置鼓泡促进装置。 无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管，结构简单，造价低廉。2.仪器的选用筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板和大孔径筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。 筛板塔制造维修方便，相同条件下生产能力比泡罩塔高10

8、%15%，板效率亦约高10%15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。第一章 设计方案1.1 装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离

9、，热量自塔釜输入，由冷凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。 总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因

10、素。1.2 操作压力的选择蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性物系，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，都能采用常压蒸馏；对敏性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须采用加压蒸馏。乙醇和丙醇在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。1.3 进料状况的选择进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季

11、节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。1.4 加热方式的选择加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.5 回流比的选择回流方式可分为重力

12、回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，故操作回流比为最小回流比的1.5倍。第二章 工艺计算2.1全塔物料衡算1、原料摩尔分数的计算设F、D、W分别为进料、溜出液和釜液的摩尔流量；、分别为进料、溜出液和釜液中易挥发组分的摩尔分数；已知：、，由物料衡算式： 总物料： 易挥发组分： 联立，可计

13、算出馏出液和釜液的摩尔流量分别为2、温度的确定表2-1 乙醇-丙醇相平衡数据表序号液相组成气相组成沸点/序号液相组成气相组成沸点/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.65086.25根据乙醇-丙醇相平衡数据表，用数值插值法确定塔顶温度、进料温度、塔釜温度。塔顶温度： 进料温度： 塔釜温度： 根据

14、温度-饱和蒸气压关系式（安托因方程）可计算出A（乙醇）、B（丙醇）组分分别在塔顶、进料板、塔釜时的分压。计算结果如下： 塔顶： 进料板： 塔釜： 3、相对挥发度的计算将该体系视为理想体系，根据拉乌尔定律，有代入上文计算出的分压值，可得 所以，全塔平均相对挥发度为精馏段的平均相对挥发度为 提馏段的平均相对挥发度为 4、回流比的确定因为采取泡点进料，即，所以 则又最小回流比 取操作回流比 5、摩尔流量的计算设、分别为精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量；和分别为精馏段和提馏段下降液体的摩尔流量。则精馏段下降液体的摩尔流量精馏段上升蒸汽的摩尔流量提馏段下降液体的摩尔流量提馏段上升蒸汽的摩尔流量6、平均摩

15、尔质量的计算已知，乙醇的摩尔质量，丙醇的摩尔质量，根据乙醇-丙醇的相平衡数据，用数值插值法有塔顶温度 塔顶汽相组成 进料板温度 进料板汽相组成 塔釜温度 塔釜汽相组成 精馏段平均液相组成 精馏段平均汽相组成 提馏段平均液相组成 提馏段平均汽相组成 塔顶液相平均分子量塔顶汽相平均分子量进料板液相平均分子量进料板汽相平均分子量塔釜液相平均分子量塔釜汽相平均分子量精馏段液相平均分子量精馏段汽相平均分子量提馏段液相平均分子量提馏段汽相平均分子量7、原料质量分数的计算已知：进料板摩尔分数，则其质量分数为塔顶摩尔分数，则其质量分数为塔顶摩尔分数，则其质量分数为表2-2 物料衡算结果表项目塔顶进料塔底温度7

16、9.1086.4996.14液相摩尔分数0.9490.4490.039液相乙醇质量分数0.93450.38450.0302相对挥发度2.1312.0822.029摩尔流量45.05510054.945摩尔质量46.71453.71459.4548、理论塔板数的计算采用逐板法计算，该法应用相平衡方程与操作线方程从塔顶开始逐板计算各板的汽相与液相组成，从而求得所需要的理论板数。精馏段操作线方程提馏段操作线方程全塔相平衡方程计算过程如下所示：理论塔板数值值备注10.9530.907塔顶20.9160.84030.8620.75040.7890.64250.7020.53160.6130.432进料板

17、70.5440.36480.4600.29090.2810.158100.2050.110110.1460.076120.1460.146130.1040.053140.0770.039再沸器则 精馏段所需理论塔板数为 提馏段所需理论塔板数为 （不包括再沸器）2.2物性参数的计算表2-3 乙醇、正丙醇黏度表温度60801000.6010.4950.3610.8990.6190.4441、液体黏度的计算应用数值插值法，计算过程如下：精馏段平均温度 精馏段平均黏度为提馏段平均温度 提馏段平均黏度为2、塔效率的估算运用Oconnell法估算塔效率，即 塔顶、塔釜平均温度为根据温度-饱和蒸气压关系式计

18、算得 由拉乌尔定律知 运用内差法计算该温度下的液相摩尔分数同理，计算该温度下的液体黏度该温度下液体的黏度则，全塔效率 实际塔板数 块（包括再沸器）精馏段实际板数 块提馏段实际板数 块进料板位于第 块板处3、操作压强的计算塔顶压强，取每层塔板压降 D，则进料板压强 D塔釜压强 D精馏段平均操作压强 提馏段平均操作压强 4、密度的计算表2-4 液相密度温度708090100110754.2742.3730.1717.4704.3759.6748.7737.5726.1714.2（1）液相平均密度应用数值插值法有：塔顶温度，则进料板温度，则塔釜温度，则所以，精馏段平均液相密度为提馏段平均液相密度为（

19、2）汽相平均密度根据理想气体状态方程，有精馏段 提馏段 5、液体表面张力的计算表2-5 液体的表面张力温度608010020.2518.2816.2921.2719.4017.50运用内差法计算，已知：塔顶温度，有塔顶液体表面张力为进料板温度，有进料板液体表面张力为塔釜温度，有塔釜液体表面张力为则，精馏段平均液体表面张力提馏段平均液体表面张力6、液体比热容与汽化潜热的计算表2-6乙醇、正丙醇汽化热和比热容数据温度乙醇正丙醇汽化热热容汽化热热容0985.292.23839.882.2110969.662.30827.622.2820953.212.38814.802.3530936.032.46

20、801.422.4340918.122.55787.422.4950899.312.65772.862.5960879.772.76757.602.6970859.322.88741.782.7980838.053.01725.342.8990815.793.14708.202.92100792.523.29690.302.96运用插值法计算，已知：塔顶温度，有塔顶液体平均比热容为进料板温度，有进料板液体平均比热容为塔釜温度，则塔釜液体平均比热容为同理，运用插值法可计算出液体汽化潜热，计算结果如下表所示表2-7 汽化潜热计算结果表温度汽化潜热乙醇丙醇平均值79.05831.021726.902

21、826.12686.41820.191714.353762.29896.03801.758697.406701.8937、精馏塔汽、液相负荷的计算（1）精馏段的汽、液相负荷汽相负荷 液相负荷 （2）提馏段的汽、液相负荷汽相负荷 液相负荷 2.3热量衡算1、塔顶上升蒸汽的热量2、残液带出的热量3、回流带入的热量采用泡点回流，则馏出口与回流口组成相同，即，4、进料带入的热量5、塔顶馏出液的热量6、冷凝器消耗的热量7、散于周围的热量取8、加热蒸汽代入的热量全塔范围内列热量衡算式，有 且 即 则 表2-8 热量衡算计算结果：项目进料冷凝器塔顶溜出液塔底残液再沸器平均比热容155.55-139.7017

22、5.58-热量1345351.958460712.38497869.91927485.959489684.772.4塔和塔板主要工艺尺寸计算1、塔径的计算以精馏段计算为例取板间距 ，塔板清液层高度 液体表面张力时的气体负荷因子为 气体负荷因子 液泛气速 取泛点率为0.7，则空塔气速 所以，精馏段塔径 同理，计算得提馏段的塔径为1.455m 按标准圆整后，精馏段和提馏段塔径均取1.6m2、有效高度的计算精馏段： 提馏段： 在进料口安装防冲设施，取进料板板间距，且要求每68块板设计一个人孔，则全塔27块板应设计3个人孔，人孔处板间距所以，全塔有效高度为3、溢流装置计算（1）堰长塔径，可选用单溢流弓

23、形降液管，采用凹形受液盘。取 ,则堰长（2）溢流堰高度选用平直堰，堰上液层高度由弗朗西斯公式计算，近似取,则 同理，计算出提馏段 （3）弓形降液管宽度和截面积查图3-16， 得 又 液体在降液管内的停留时间 s 符合要求同理，计算出提馏段 s 符合要求（4）降液管底隙高度和液体流经底隙的流速 且 取 则 同理，提馏段 4、塔板设计（1）塔的分块因 ，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为4块，具体如下表所示：表2-9 塔的分块塔径塔板分块数（2）边缘区宽度确定取边缘区宽度，入口安定区宽度,出口安定区宽度均取（3）开孔区面积计算 （4）筛孔计算及其排列本设计取筛孔直径，按正三角形排列，一般碳钢厚度取

24、，则孔中心距塔板上的筛孔总数 个（5）开孔率因为筛孔按三角形排列，则开孔率气体通过筛孔的速度同理，计算得提馏段5、筛板的流体力学验算（1）干板阻力的计算则，流量系数 开孔率，干板阻力按下式计算：同理，计算出提馏段干板阻力 （2）气体通过液层的阻力的计算按有效流通面积计算气速 ，有 汽相动能因子 充气系数为则 同理，计算出提馏段 （3）液体表面张力的阻力的计算精馏段液体表面张力 同理，计算出提馏段 （4）塔板压降的计算 液柱高度 气体通过塔板的压降 同理，计算出提馏段的液柱高度 由以上计算结果可知，气体通过塔板的压降均低于设计允许值，符合要求。（5）液面落差对于的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面

25、落差的影响。本设计的，故液面落差可忽略不计。（6）液沫夹带量设计中规定雾沫夹带量，本设计采用亨特（Hunt）的经验式计算雾沫夹带量。按泡沫层相对密度为0.4计算，则塔板上鼓泡层高度 雾沫夹带量同理，计算出提馏段，均小于，所以，本设计液沫夹带量在允许范围内。（7）漏液点气速本设计 ，所以，漏液点气速按下式计算 稳定性系数同理，计算得提馏段漏液点气速，稳定性系数，在设计允许范围值内。（8）液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度，本设计塔板上不设置进口堰，液体流过降液管的压强降相当的液柱高度可用下式计算： 取 ，则 同理，计算得提馏段 ，均符合设计要求。根据以上各项流体力学验算结果，可认

26、为本设计精馏塔塔径及各工艺尺寸是合适的。6、塔板负荷性能图以精馏段为例计算（1）雾沫夹带线取极限值 ，已知式中 , , ，整理，得 同理，整理得提馏段雾沫夹带线 在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中2.7832.642.5362.4512.3402.9282.8842.6842.6002.490根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线。（2）液泛线令，即 ，式中：,取 ，已知： ， ，整理，得同理，整理得提馏段液泛线 在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中2.09371.9441.7951.6381.5292.172.0531.8701.7061.532根据上表中数据

27、，可绘出雾沫夹带线。（3）液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为,则作出液相负荷上限线，是一条与气体流量无关的垂直线。（4）漏液线已知 , 代入漏液点气速式整理，得 同理，整理得提馏段漏液线 在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中0.3090.3250.3380.3480.3570.2670.2830.2950.3050.313根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线。（5）液相负荷下限线取平直堰，堰上液层高度 作为液相负荷下限线的条件，整理得作出液相负荷下限线，也是一条与气体流量无关的垂直线。（6）塔的操作弹性 根据以上各线方程,可做出筛板塔的负荷性能图如图所示在负荷性能图上,作出

28、操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知 故操作弹性为：同理可算出提镏段：3.6 板式塔的结构 3.6.1 塔体结构(1)塔顶空间 指塔内最上层塔极与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为(1.52.0)HT。若需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距。 (2)塔底空间 指塔内最下层培板到塔底间距。其值由如下因素决定： 塔底储液空间依储存液量停留 38 min(易结焦物料可缩短停留时间)而定；再沸器的安装方式及安装高度； 塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距。 (3)人孔 对于D1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔

29、68层塔板设一人孔。人孔直径一般为450 mm600mm，其伸出塔体的筒体长为200250 mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。设人孔处的板间距应等于或大于600mm。 (4)塔高 板式塔的塔高如图所示。可按下式计算，即 H=(n-nF-nP-1)HT+nFHF+nPHP+HD+HB+H1+H2 式中 H塔高，m； n实际塔板数； nF进料板数； HF进料板处板间距，m； np人孔数； HB塔底空间高度，m； HP设人孔处的板间距，m； HD塔顶空间高度，m； H1封头高度，m； H2裙座高度m。 3.6.2 塔总体高度计算 塔体总高度利用下式计算：（1）塔顶封头封头分为椭圆形、蝶形

30、封头等几种，本设计采用椭圆形封头。由公称直径，查化工原理课程设计附录2得，曲面高度直边高度内表面积,容积。则封头高度（2）塔顶空间 设计中取塔顶间距考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.2m。（3）塔底空间塔底空间高度HB是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为5min，取塔底液面至最下一层塔板间距离为1.5m。则：(4) 人孔对的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔68块塔板设一个人孔，本塔具有32块塔板，需设置4个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距 。（5）进料处板间距 考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距。(6) 裙座 塔底常用裙座支撑，

31、本设计采用圆筒形裙座；由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm. 基础环内径： 基础环外径： 圆整后：,考虑到再沸器，取裙高。 塔体总高度：第 4 章 辅助设备及选型4.1精馏塔的附属设备 精馏塔的附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷却器、再沸器(蒸馏釜)、原料预热器等，可根据有关教材或化工手册进行选型与设计。以下着重介绍再沸器(蒸馏釜)和冷凝器的型式和特点，具体设计计算过程从略。 （1）再沸器(蒸馏釜)该装置的作用是加热塔底料液使之部分气化，以提供精馏塔内的上升气流。工业上常用的再沸器(蒸馏釜)有：内置式再沸器、釜式(罐式)再沸器、虹吸式再沸器、强制循环式再沸器等几种，详见第2章换热器设计部分

32、。 应予指出，再沸器的传热面积是决定塔操作弹性的主要因素之一，故估算其传热面积时安全系数要选大一些，以防塔底蒸发量不足影响操作。 （2）塔顶回流冷凝器 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。 整体式及自流式 将冷凝器直接安置于塔顶，冷凝液藉重力回流入塔，此即整体式冷凝器，又称内回流式，如图3-21(a)、(b)所示。其优点是蒸气压降较小，节省安装面积，可藉改变升气管或塔板位置调节位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。该方式常用于以下几种情况：传热面较小(例如50m2以下)；冷

33、凝液难以用泵输送或泵送有危险的场合；减压蒸馏过程。 图3-21(c)所示为自流式冷凝器，即将冷凝器置于塔顶附近的台架上，靠改变台架高度获得回流和采出所需的位差。 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。图3-21(d)所示为冷凝器置于回流罐之上，回流罐的位置应保证其中液面与泵入口间之位差大于泵的气蚀余量，若罐内液温接近沸点时，应使罐内液面比泵入口高出3m以上。图3-21(e)所示为将回流罐置于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝液藉压差流入回

34、流罐中，这样可减少台架，且便于维修，主要用于常压或加压蒸馏。 回流冷凝器的工艺计算步骤如下： 按工艺要求决定冷凝器的热负荷QR,选择冷却剂、冷却剂进出口温度并计算冷却剂用量； 初估设备尺寸，由平均温度tm和总传热系数K的经验数据，计算所需的传热面积A,并由此选择标准型号的冷凝器，或自行设计； 复核传热面积，对已选型号或自行设计的设备，核算实际上的总传热系数K和实际所需的传热面积； 决定安装尺寸，估计各管线长度及阻力损失，以决定冷凝器底部与回流液入口之间的高度差HR.需要注意的是，由于冷凝器常用于精馏过程，考虑到精馏塔操作常需要调整回流比，同时还可能兼有调节塔压的作用，故应适当加大其传热面积的裕

35、度。按经验，其面积裕度应在30左右。 4.2精馏塔的接管（1）塔顶蒸气出口管的直径dv操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为u=12-20m/s，取由 所以查标准系列选取37710规格的热轧无缝钢管。（2）回流管的直径dR由于塔顶冷凝器安装在塔顶平台，回流液靠重力自留入塔内，本设计取 所以有查标准系列选取253.5规格的热轧无缝钢管。(3)进料管的直径dF进料管得结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下：本设计采用泵输送料液，料液速度可取uF=1.5-2.5m/s，本设计取查标准系列选取424规格的热轧无缝钢管。(4)塔底出料管的直径dW一般可采用塔底

36、出料管的流速uW，本设计取查标准系列选取573规格的热轧无缝钢管。(5)塔底蒸汽的直径dW一般可采用塔底出料管的流速uV=20-25m/s，本设计取查标准系列选取32510规格的热轧无缝钢管。 本章符号说明Aa塔板开孔区面积，m2； Af降液管截面积，m2； A0筛孔总面积，m2； AT塔截面积，m2； C0流量系数，无因次； C计算umax时的负荷系数，m/s；Cs气相负荷因子，m/s； d0筛孔直径，m；D塔径，m；eV液沫夹带量,kg(液)/kg(气)； E液流收缩系数，无因次;F气相动能因子，kg1/2/(sm1/2)； F0筛孔气相动能因子，kg1/2/(sm1/2)； hl进口堰与

37、降液管间的水平距离，m； hc与干板压降相当的液柱高度，m液柱； hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m： hl与板上液层阻力相当的液柱高度，m； hL板上清液层高度，m； h0降液管的底隙高度，m； how堰上液层高度，m； hw溢流堰高度，m； hw进口堰高度，m； h与克服的压降相当的液柱高度，m； H板式塔高度; Hd降液管内清液层高度，m； HT塔板间距，m； K稳定系数，无因次； lW堰长，m； Lh液体体积流量，m3/h； LS液体体积流量，m3/s； n筛孔数目； NT理论板层数； P操作压力，Pa； P压力降，Pa； t筛孔的中心距，m； u空塔气速，m/s； u0气体

38、通过筛孔的速度，m/s； u0.min漏液点气速，m/s； u0液体通过降液管底隙的速度，m/s； VS气体体积流量，m3/s； LS液体体积流量，m3/s； Wc边缘无效区宽度，m； Wd弓形降液管宽度，m； Z板式塔的有效高度，m； 希腊字母 充气系数，无因次； 筛板厚度，m液体在降液管内停留时间，s； 粘度，Pas； 密度，kg/m3； 表面张力，N/m； 开孔率或孔流系数，无因次； 液体密度校正系数，无因次。 下标 max最大的；min最小的； L液相的； V气相的。 参考文献1 陈敏恒.丛德滋.方图南.齐鸣斋.化工原理(下册）. 化学工业出版社. 19982 吉林化工学院化工原理教研室.化工原理课程设计指导书.化学工业出版社.20023 卢焕章等.石油化工基础数据手册.化学工业出版社.19824 天津大学化工原理教研室.化工原理（上、下）.天津科学技术出版社.1994 5 化工原理（上、下）第二版 谭天恩、麦本熙、丁惠华著.化学工业出版社.1998.6 化工制图.张淑荣、王守发著.延边大学出版社.1979.7 华东化工学院.化工制图.人民教育出版社.1980.