浮阀精馏塔地设计

课程设计题 目:浮阀式连续精馏塔的设计教学院：化学与材料工程学院专 业：07级精细化工学 号：学生：哈哈指导教师： 屈媛 夏贤友2010年 5月20日课程设计任务书20092010学年第2学期学生： 专业班级：0化工程与工;精细工向指导教师：屈媛 夏贤友工作部门：化学与材料学院一、课程设计题目浮阀式连续精馏塔设计二、课程设计容（含技术指标）1. 工艺条件与数据原料液量1500kg/h,含苯42% （质量分数，下同），乙苯58%;馏出液含苯 98%,残液含苯2%;泡点进料；料液可视为理想溶液。2. 操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为 5kgf/cm2 （绝对压力）；冷却水进口温度30C，出口温度为45C ;设备热损失为 加热蒸汽供热量的5%。3. 设计容 物料衡算、热量衡算； 塔板数、塔径计算； 溢流装置、塔盘设计； 流体力学计算、负荷性能图。三、进度安排1. 5月6日：分配任务；2. 5月6日-5月14日：查询资料、初步设计；3. 5月15日-5月21日：设计计算，完成报告。四、基本要求1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说 明书应根据设计指导思想阐明设计特点， 列出设计主要技术数据，对有关工艺流 程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。 应按设计程序列出计算公式和 计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，塔结构简图。设计说明书具体包括以下容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条 件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。2. 图纸 1套：包括工艺流程图 （3 号图纸）和精馏塔装配总图 （1号图纸）教研室主任签名：年 月 日目录1设计方案简介2工艺流程草图及说明3工艺计算及主体设备设计4 辅助设备的计算及选型；5 设计结果概要或设计一览表6 对本设计的评述；7 附图（工艺流程简图、主体设备工艺条件图） ；8 参考文献。1设计方案的选择及流程说明1.1 设计方案的选定 设计方案的选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构的型式和 主要操作条件。所选方案必须： （1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量； （2）操作平稳、易于调节； （3）经济合理；（4）生产安全。在实际的设计问题 中，上述四项都必须兼顾考虑。课程设计方案选定所涉及的主要容有：操作压力进料状况、加热方式及其 热能的利用。1.1.1 操作压力 精馏可在常压、加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的 性质、技术上的可行性和经济上的合理性来考虑。鉴于本课题，采用常压精馏。1.1.2 进料状态进料状态有多种 , 但一般将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 , 这样进 料温度就 不受季节、气温变化和前道工序波动的影响 , 塔的操作就比较容易控 制。此外,泡点进料时 ,精馏段与提馏段的塔径相同 ,设计制造均比较方便。鉴于此,选用泡点进料 .1.1.3 加热方式精馏塔通常设置再沸器 , 采用间接蒸汽加热 ,以提供足够的热量。1.1.4 热能的利用蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝 , 因此, 热效率很低 ,通常进入 再沸器的 能量仅有 5%左右被有效利用 . 所以, 蒸馏系统的热能利用问题应值得 认真考虑。塔顶蒸汽冷凝放出的 热量是大量的 ,但其能位较低 , 不可能直接用来作塔 釜的热源。但可用作低温热源 ,或通入废热锅炉 ,产生低压蒸汽 ,供别处使用。或 可采用热泵技术 , 提高温度后再用于加热釜液。此外,通过蒸馏系统的合理设置 , 也可取得节能的效果。例如 ,可采取设置 中间再沸器和中间冷凝器的流程 , 因为设置中间再沸器 , 可利用温度比塔底低的 热源, 而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。1.2连续精馏流程?n塔顶产品（或冷凝为懵出液）三T回諫罐加热水蒸汽弋F 亠.冷擬水连续精馏装置一般包括精馏塔、冷凝器、再沸器以及原料预热器 ，如图。除 此之外,还应确定全凝器或是分凝器，再沸器采用直接加热还是间接加热，另外根 据热能的利用情况决定是否采用原料预热器。1.3.板式塔的计算流程图计算开始,1.4 塔的工艺计算1.工艺条件与数据原料液量1500kg/h，含苯40% （质量分数，下同），乙苯60%;馏出液含苯97%,残液含苯2%;泡点进料；料液可视为理想溶液2.操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为 5kgf/cm2 （绝对压力）；冷却水进口温度30C，出口温度为45C ;设备热损失为 加热蒸汽供热量的5%。1.4.1 物料衡算与能量衡算141.1 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率设苯为 A,乙苯为 BM=78.11 kg/kmol , M b=106.17 kg/kmolXf0.42/78.110.42/78.11 0.58/106.170.496Xd0.98/ 78.110.98/78.11 0.02/106.170.9850.02/78.110.02/78.11 0.98/106.170.027mf0.49678.11(10.496)106.1792.25Kg/ KmolM d0.98578.11(10.985)106.1778.53Kg / KmolM W0.02778.11(10.027)106.17105.41Kg/Kmol1.4.1.2原料液及塔顶塔底产品的摩尔质量1.4.1.3全塔物料质量流量原液量处理量=总的物料衡算F=D+W则有=7.1921.4.1.4塔中回收率的计算在精馏计算中分离程度除用产品的摩尔分数表示外，还常用回收率表示，即:以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率：(D Xd)/(F Xf)6.898 0.98514.09 0.49697.22%141.5相对挥发度的计算计算相平衡线及精馏段是都必须直接或间接应用到塔的平均挥发度，要知道挥发度则必须知道塔顶塔底的温度，再由苯 lg pA 6.030551211.033，t 220.790*1424 255*乙苯lg Pb 6.08208这两个公式来求出塔顶塔底的温度对应下的Pa、Pb。t 213.06利用试差法计算温度。不同温度下苯和乙苯的饱和蒸汽压T (C)020406080100120140苯(KPa3.3710.0324.3752.19101.0180.0300.3480.2乙苯(KPa0.2530.9432.8657.39416.7734.2564.21112.1塔顶 X=0.985假设一个温度t=80.5 C利用 lg pA 6.030551211.033 及 lg pB 6.08208 1 424.255t 220.790t 213.06算得 pA =102.565、pB =16.996Pa代入中与0.985相差不大，故塔顶温度为80.5 C,此时 1 A 6.03采用同样的方法算得塔底温度tw=100.5 C， pA =182.5016、pB =34.65772 堂 5.27pB1.4.1.6 相平衡线的计算则塔中平均相对挥发度a ，-，25.64相平衡线方程为：xya (a 1)y代入上式中相对挥发度的值则相平衡线方程为X5.64 4.64y1.4.1.7 q 线方程精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。此设计中，泡点进料，q线方程定为：q 11.4.1.8 回流比求解q = 1( Rnin) q=1 = = = 0.39取 R)pt=2Rn in=0.78141.9精馏段操作线因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定 塔为恒摩尔流动。R值定为0.78精馏段操作线方程为：R 10.780.985 M c y xXdx0.438x 0.553XdR 1 R 10.78 11.78式中y、x分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数； xD塔顶易挥发组分的摩尔分数；R回流比，R= L/D;提馏段操作线塔顶的回流比R=0.78,则塔釜汽相回流比R与R的关系式为：XF-Xw0496-0 027R = (R +1) F W = 1.781.707Xd Xf而提馏段操作线方程为：（r + 1）x-Xw r- r= 1.586x- 0.0158精馏塔的热量衡算1.塔顶冷凝器中冷却水用量和冷凝器的传热面积 本设计中设备热损失为加热蒸汽提供热量的95% Q水=0.95Q顶气即 q mK c 水(12 11) =V r所以 式中Q水一一冷却水吸收的热量， WQ顶气一一塔顶蒸气放出的热量， Wq m水冷却水用量，kg/s ;C 水一一冷却水的平均比热容，J/ (kgC)；t 1、t2冷却水的进、出口温度，C；V塔顶蒸气量，kmol/s ；r塔顶蒸气汽化热，J/kmol ；A冷凝器 -冷凝器的传热面积，m； Q 冷凝器的热负荷，W2K 传热系数，W/(m C ),取经验值； ? t均一一冷凝器的传热平均温度差，C。冷去水进口温度为：h 30C出口 t2 45 C乙醇蒸气进口温度为：t1 80.50C出口 t2 79.70Ct2 t1t1t2t 均7.90C所以2传热系数K 800w.m 2.k 1当塔顶温度为80.1 T时，此时苯的汽化热为394.02KJ/ Kg,则塔顶蒸气汽化热r 394.02 78.1130.777 106 J/kmolC水4.2 1O3J/kg0CV6.898R 1 D 1.780.003411kmol/s3600泡点进料0.95 V rq m水31.58kg/ s4.2 1015Q V r 0.95 0.003411 30.777 1062A冷凝器k t K t15.78m2.塔底再沸器中加热蒸汽用量和再沸器的传热面积塔底温度为t=100.5 C时，苯的汽化热360.4 KJ/Kg乙苯的汽化热为353.3KJ/ Kg,则塔底上升蒸汽汽化热为r=133.$OkI / s十、”口口厶丄匸、亠X3S4KJ rKEXm,171iE Jmal故再沸器的热流Q=Vr=qm水V rc水（t2t1 ）3Q133.801 5%103k t800 20.4则：q=0.064 kg /s塔底再沸器的面积 A再沸器8.61m21.5理论塔板数的设计联立精馏段和提馏段操作线方程X d =0.281用逐板计算法计算理论塔板数第一块塔板的一项组成与回流蒸汽的组成一致，所以=0.985 =yiyi(1yi)0.92第二快板：=0.956=y2y2 (i y2)第三块板:=0.9010.794y 3y 3(i y3)0.617第四块板=0.823 =0.452第五块板=0.75 =0.347第六块板=0.705 =0.298第七块板=0.684 =0.277故本题中需要六块，第七块为进料板，从第八快开始，用提馏段操作线求，用平衡方程求，一直到第八块板=0.115第九块板=0.167 =0.034第十块板=0.038 =0.007因为釜底间接加热，所以共需要10-1=9层塔板，精馏段需要六块，提馏段需要三块1.6 塔板效率和实际塔板数塔板效率在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率确定得是否合理，对设计的塔在建成后能否满足生产的要求有重要的意义。而总板效率与物系物性、塔板结构和操作条件密切相关。由于影响的因素多而复杂，很 难找到各种因素之间的定量关系，一般可采用下面的方法来确定总板效率。塔顶液相组成，Xd 0.973 tD 80.1C80.1136.190小tm 108.15 C所以，2o口苯=0.22mPa s塔底液相组成Xw 0.027，tw 13619 C ,u乙苯=0.29mPa s0.221 0.496 0.29 0.255mPa .s查表得在此温度下 故m Xf苯（1 a m 5.64 0.255Xf ）乙苯0.4961.44故实际塔板数实际塔板数N精612.713（块）精馏段：0.47N提丄 6.387（块）提馏段：0.47由奥康尔关联图知Et =0.47Np 13 720（块）1.6 .3塔的工艺条件及物性数据计算1.6.3.1操作压强，故取每层板的压降为塔顶压强Pd 101.325kPa，因为操作设备每层压降0.7 KPaPf 13 0.7 101.325 110.425kPa，故精馏段平均操作压强为：1.6.3.2温度 tm根据操作压强，由下式计算操作温度PP；XA Pb0Xb，经试差得到塔顶tD 80.50C，进料板温度 tF 136.190C，则精馏段的平均温度，1.6.3 .3 平均分子量M13.3M1921 0.985 78.11 （1 0.985） 106.1778.53Kg/KmolmM2LDm16.27mN/m106.1780.35Kg/Kmol0.9278.11 （10.92）进料板:yF0.496，Xf 0.149MVFm0.49678.1110.496106.1792.25Kg / KmolMLFm0.14978.111Lm （精）0.149LMD2106.17 101.99Kg / KmolLMF 720.53kg/m3则精馏段平均分子量：M lm （精）80.35 101.99291.17Kg/kmol1LmDLADLBDaAaBaAaBLmFLAFLBF1.6.3.4平均密度m1液相密度Lm根据数据查表有AD815 Kg / mbf 756.7 Kg /m3 ,。,bd Pm（精3.6 &张325 107425血俪如厶 kPa3（a为质量分率），塔顶，故LmD 689.69Kg/m故精馏段平均液相密度:LmFtm751.36 Kg /m380.5 136.192108.350Cxi ii 12 气相密度:液体表面力根据主要基础数据，查图知：ad 13.3mN/m, Bd 15.5mN/m ,Af 17.9mN/m , BF 20.5mN/m。md 0.985 13.3mF 0.496 17.91 0.98509152053.3mN/m1 l0.49622-5 19.2 ftlNP/npaS92.252LDX D ADXD BD0.985 0.308 (10.985) 0.3540.309mPa sLFX F AFXf af0.496 0.184 (10.496) 0.2260.205mPa s则精馏段平均表面力:液体粘度PMM精vm (精)106.875 85.3932.85kg /mRT8.314108.35 273.15根据主要基础数据，查图知：ad0.308 ,BD 0.35410.421 0.42LmF 744.1756.783.39kg/kmolaf 0.184 ,BF 0.22678.53M Vm (精)故精馏段平均液相粘度1.6.37气液负荷计算R 1 DM vm 精P 土VM精1 0.786.898 85.392.85367.88m3/hRDMm精 0.78 6.898 9117 0.68im3/hPlm 精720.531.7塔和塔板主要工艺尺寸计算1.7.1 塔咼根据实际经验取精馏段间距0.45m，提馏段塔高1.7.2 塔径0.0290.45 113 ：0氐 7 00685m 689.69V mv 367.88r 2.85塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操 作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。C 表。7 T间距0与塔径关系270.04320200.30.50.81.62.4塔径DT，m11 _maxC 0.5v0.04 J-00.536 2.850.682n/s4.0y V2.85200V250300350400板间距HT，mm300350450600600初选板间距Ht 0.30m，取板上液层高度hL 0.083m，故液滴沉降高度 Ht hL0.3 0.083 0.217m ； 夜气流动参数: 由液汽流动参数 及液滴沉降高度查Smith关联图（），可得液相表面力为20mN/m时的负荷因子C20 =0.045由现工艺条件校正得可取安全系数为0.6，则（安全系数0.6 0.8），故u 0.6umax 060 0.682 0.409m/s塔径设计塔径D与设计规值比较进行圆整，取塔径 D=0.6m气相通过的塔截面积A=塔截面积At1.8降液管及溢流堰尺寸降液管尺寸由以上设计结果得弓形降液管所占面积为=-A=0.2826-0.25=0.0326m根据以上选取的值，由算降液管宽度bD =选取平行受液盘，考虑降液管底部阻力和液封：4Vs4 367.88门D J A 0.564mV u V3.14 0.409 36003.14 0.409 3600,选取底隙溢流堰尺寸由以上设计数据确定堰367.88L 0.40936000.250 m,式中E取1，则算出0.2826 m堰高由选取清夜层高度确定：hw = 11 liaw = 0. 083 0. 006 = 0.077m溢流强度降液管底隙液体流量山2 0,24-xO,04x36001.9浮阀数及排列方式浮阀数选取型浮阀，重型，阀孔直径为初取阀孔，计算阀孔气速浮阀个数：n=浮阀排列方式通过计算及实际排列确定塔盘的浮阀数 n,在试排浮阀时，要参 考塔盘的各区布置，例如塔盘边缘宽度，液体进出口的安全宽度、以 及塔盘支撑梁所占的面积。取塔板上液体进出口安全宽度，取边缘宽度A 2 xU _x2 r2 sin 1 有效传质面积r求得D0.4rbe0.050.15m22xDbdbs0.40.075 0.040.085m22；2221 0.0852Aa 2 0.085 0.150.0850.15 sin1.56m0.15开孔所占面积讥_訂；时一（）.（）妙一 0.（）1 CjW选择排列方式，其孔口距可由以下的方法估算，如图由开孔区阀孔所占面积分数解得色 016%12.7%由塔板开孔率：At0.1261.10塔板流动性能的校核液沫夹带量校核，为控制液末夹带量巳过大，应使汽泛 点，浮阀塔板泛点率式中，由塔板上气相密度及塔板间距，查图图5-26，得分数,根据表所提供的数据，本物分的k值可选取1,塔板上液体流道长及液 流面积分别为ZL = D - 2bd = 0.4 - 2 X 0,04 = 0,32mAT故得二塔板阻力的计算1.9.1 . 1平板阻力临界孔速因阀孔气速大于其临界阀孔气速，故应在浮阀全开状态计算平板阻力。山厂八 uP1-2g72O.53X2X9.11.9.1 . 2塔板清夜层阻力h与堰高，溢流强度，气速有关，影响因素比较复杂，通常由以 下经验公式计算人。ho为充气分数，反映液层充气的程度，无量纲，当液相为水时，0=0.5 ;为油时。=0.20.35 ;为碳氢化合物时0=0.40.5二 hi =0.5克服表面力为液体表面力=2.36 X1O44 x 10-3 y 16.27720.53 xO.039 X9.81由以上三项阻力和求得塔板阻力:hf =+hi =0.046+0.042+0.00024=0.0882降液管液泛校核Plp2H谥 + = hw + how + A + 旦 + luPlKPlS式中为降液管中的清夜层高度 m;为截面的压力，N/;为塔板阻力；为页面落差，一般可忽略不计；为液体通过降液管的流动阻力。主要集中于底隙处，由局部阻力关系，并近似取局部阻力分数可得山 屮0.153X=1.18 xl0ahd =0 000059Hd=+h =0.083+0.0882+0.000059=0.171m取降液管中泡沫层相对密度，则可求得降液管中泡沫层的高度为：而 11-11%, O.b I 0.0770 b77 lld故不会发生降液管液泛液体在降液管停留时间校核应保证液体在降液管的停留时间大于35s,才能保证液体所夹带的气体的释出/故所夹带气体可以释出严重漏夜校核当空的动传因子低于5时，将会发生严重漏夜，故漏液点的孔速可取的相应孔流气速稳定分数K=故不会发生漏液踏板负荷性能图1.10.6 . 1过量液末夹带线关系在式中，已知物系性质及塔板结构尺寸， 同时给定泛点率时，即 可表示出气液相流量之间的关系，根据前面液沫夹带的校核选择，令, 则有得出上式为一线性方程，由亮点即可确定, 当时，时，由此两点作过量液末夹带线1.10.6 . 2液相下线关系式对于平直堰，其堰上液头高度how必须大于0.006m,取hw 0.006 m即可确定液相流量的下限线hw2.84 E 3600 Lh1000 I取E=1.0，代入求得Lh =0.74可见该直线式垂直于 轴的直线，该直线 为1.10.6 . 3严重漏夜线关系因动传因子低于5时会发生严重漏夜，取，计算相应流量，计算 相应流量,其中所以VO5Vh = 360OA0Uo = 3600Aff-p= = 3600 x 0.016PV=170.59m3/h上式为常数表达式，为一平行轴的直线，为漏液线，也称之为气相下 限线1.10.6 . 4液相上线关系式降液的最大流量为/57Z00.01-10.66.048m:Ji可见该线为一平行于 轴的直线，记为（41.10.6 . 5降液管泛线关系式当塔降液管泡沫层上升至上一层塔板时， 即发生了降液管液泛，根据降液管液泛的条件，得以下降液管液泛关系式:HdHthw=hwhowhfhd显然，为避免降液管液泛的发生，应 HdHt将式中how、hf、hd均表示为的函数关系，整理即可获得表示降液管泛线的关系式，在前面核算中可知，由表面力影响所致的阻力在中所占比例很小，在整理中可以略去，使关系得到简化，即把hf =+hi =,式中howho hd 0.(hwhow)hw2.84 E 3600Lh1000lw取 E=1.0,将how、h。、hd代入原式中整理可得3.4 XW0+ 4 275XW3+ 1.8 x 103将本设计中的给定条件和设计确定的数据带入上式中，整理得1.198x 10-5(vh)3+ 1.107 xlO-3(Lh)t 1.953 xlO4!2 = 0.291由上式计算降液管泛线上点得下表()102030()13610526由上表数据作出降液管的液泛线，记为 将以上 条线绘制在同一直角坐标系中，塔板的负荷 性图如图所示，将设计点（）标绘在图中，如点 D所示，由原点O及 D操作线OD操作线交严重漏液线 与点A液沫夹带线与点B。 由此可见，该塔板负荷操作的上下限受严重漏液线 及液沫夹带线 的控制，分别从图中A B两点读得气相流量的下限及上限，并求 得该塔的操作弹性对浮阀塔，操作弹性一般为 34操作弹性二序号位号形式设备名称主要结构参数或性能操作条件1T-101浮阀式循环苯精馏塔D=600 N=20 H=29500操作温度t=152 C操作压力p=0.05 MPa (g)2E-101固定板式原料预热器32时tt=160C ts=100 Cpt=0.4MPaps=0.1 MPa (g)3E-102固定板式塔T-101顶冷凝器18时T=80C t s=40C p=0.05 MPa4E-103固定板式塔T-101再沸器9时tt=175C ts=150 Cpt=0.9MPapr=0.6 MPa (g)5E-104固定板式塔顶产品冷却器30时tt=80C t s=40C p=0.4 MPa6E-105固定板式塔底产品冷却器32时T =90C t s=40C p=0.4 MPa7P-101离心泵进料泵2台qv=20m/h H=40m苯、乙混合液8P-102离心泵釜夜泵2台qv=12rii/h H=21m乙苯液9P-103离心泵回流泵2台qv=20nn/h H=48m苯液10P-104离心泵塔顶产品泵2台3qv=12m/h H=15m苯液11P-105离心泵塔底产品泵2台qv=10nn/h H=35m乙苯液12V-101卧式原料罐V=12 时60C 0.1MPa (g)13V-102卧式回流罐V=5时80C 0.1MPa (g)14V-103立式塔顶产品罐600时常压40 C15V-104立式塔底产品罐6oom常压40 C16V-105立式不合格产品罐600m常压40 C对本次设计的评述或有关问题的分析讨论(一)精馏方案的确定精馏方案的确定包括流程的安排、设备结构类型的选择和操作条件的确定 等。面就有关容加以分析。1 操作压力的选择塔操作压力的选择不仅涉及到分离问题， 而且与塔顶和塔底的温度有关。 应 根据所处理的物料性质，并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。加压蒸馏可提高设备的处理能力， 但会增加塔壁的厚度， 使设备费用增加。 另外，压力增加使溶液的泡点和露点温度均增加， 物系的相对挥发度减小， 使物 系分离困难。 减压蒸馏不仅需要增加真空设备的投资和操作费用， 而且由于真空 下其体积增大， 需要的塔径增加， 因此设备费用增加。 对热敏性物料可采用减压 蒸馏，如苯乙烯 - 乙苯溶液。对常压下呈气态的混合物应采用加压蒸馏，如从空 气中分离氧和氮。而对于苯 -甲苯、乙醇 -水、甲醇 -水这一类的溶液不是热敏性 物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔 顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝， 因而也不需采用加压蒸馏。 所以为了有效的降 低设备造价和操作费用对这类溶液 可采用常压蒸馏。2加料方式的选择 加料方式可以用加料泵直接加料也可以用高位槽加料。 用泵直接加料， 简单 易行，但用高位槽加料流量稳定，以免受泵操作波动的影响。3进料热状态的选择进料热状态有五种。 原则上， 在供热一定的情况下， 热量应尽可能由塔底输 入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定， 免受季节 气温的影响，常采用泡点进料。 这样，塔精馏段和提留段上升的气体量变化较小， 可采用相同的塔径， 便于设计和制造。 但将原料预热到泡点， 就需要增设一个预 热器，使设备费用增加。4加热方式的选择 塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利 用压强较低的加热蒸汽， 并省掉间接加热设备， 以节省操作费用和设备费用。 但 直接蒸汽加热， 只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料， 所以通 常情况下，多采用间接蒸汽加热。5回流方式的选择 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省 一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比参考文献1 玉英主编 化工原理（上册） M 科学技术 19922 玉英主编 化工原理（下册） M 科学技术 19923 化工原理课程设计 M 科学技术 19944 王志魁 编 化工原理 M 化学工业5 雪暖 汤景凝主编，化工原理课程设计，东营，石油大学6 丛德滋 丛梅 方图南编化工原理详解与应用，化学工业 20017 谭天恩主编 化工原理 （ 下册 ） 化学工业 20088 匡国柱主编 , 化工单元过程及设备课程设计 化学工业 2009