360吨∕天轻烃分离精馏塔装置设计

1、石油化工工艺与设备课程设计说明书题目：360吨天轻烃分离精馏塔设计学生姓名： 学 号： 专业班级： 指导教师： 年 月 日 化工原理课程设计2-2石油化工工艺与设备课程设计任务书 专业班级： 学号： 姓名:一、 题 目设计一连续操作精馏装置，用以分离轻烃混合物。二、 原始数据1、 原料处理量：360 吨/天组成(质量分率)： nC3,0.35, nC4,0.25, iC5,0.25, nC6,0.15进料状态（摩尔气化分率）：02、 产品要求塔顶产品： nC4收率98.5%塔底产品： iC5收率99%三、 设计要求1、流程简图；2、完成工艺计算（包括物料及热量衡算总表）；3、完成塔板设计与水力

2、学校核；4、完成板式塔初步设计；5、完成辅助设备的初步选用；6、计算结果汇总表；7、分析与讨论；8、采用Autocad绘制流程简图和浮阀排列图；9、提交电子版及纸版：设计说明书图纸。 发出日期 年 月 日，交入日期 年 月 日 指导教师 目录第一章 前言1第二章 流程简图2第三章 物料衡算33.1 全塔初步物料衡算33.2 操作条件确定43.2.1 回流罐压力的计算43.2.2 塔顶压力的确定53.2.3 塔底压力的确定53.2.4 塔顶温度的确定53.2.5 塔底温度的确定63.3 最小理论板数和最小回流比63.3.1 最小理论板数的计算63.3.2 最小回流比的计算73.4 实际回流比和理

3、论板数83.5 全塔效率与实际板数103.6 进料位置与进料条件113.7 非清晰分割验算11第四章 能量衡算134.1 塔顶冷凝器的热负荷134.2 塔顶产品带出的热量134.3 塔底产品带出的热量134.4 进料带入热量144.5 散失的热量154.6 全塔热平衡求算塔底再沸器的热负荷154.7 确定冷却水的用量154.8 确定加热蒸汽的用量15第五章 精馏塔的选型与设计165.1 塔径165.1.1 精馏段165.1.2 提馏段195.2 塔板225.2.1 溢流装置的设计计算225.2.2 浮阀塔板结构参数的确定245.2.3 浮阀塔板流体力学计算255.2.4 负荷性能图325.3

4、塔体初步设计365.3.1 筒体375.3.2 封头375.3.3 人孔375.3.4 塔高375.3.5 裙座385.3.6 接管的设计38第六章 塔体的辅助设计426.1 列管式换热器的设计426.2 再沸器的设计42第七章 结果汇总表44参考文献48第一章 前言第一章 前言化工工艺与设备课程设计是化工工艺与设备教学的一个重要组成部分。要求根据给定的一项具体任务，设计一浮阀式板式精馏塔，具体任务包括：1、工艺设计：物料平衡、热量平衡、工艺条件的确定。2、塔盘设计：塔盘各部件的尺寸等。3、塔体设计：根据工艺设计结果确定塔高、接管等。4、附属设备选用：塔顶冷凝器和塔底再沸器的计算与选用。5、绘

5、图部分：绘制流程简图和浮阀排列图。通过课程设计这一具体的设计实践，应当达到以下目的：1、培养综合运用所学知识、查阅化工资料获取有关知识和数据、进行化工设备初步设计的能力；2、培养独立工作及发现问题、分析问题、解决问题的综合能力；3、提高计算能力、培养工程实际观念；4、深入了解化工设备的内部结构，掌握板式精馏塔的各主要部件的结构及作用；5、培养读图、识图、绘图的能力；6、培养严谨的学风和工作作风。在课程设计中，需要注意的事项有：1、先在草稿纸上（计算软件中）完成全部过程；2、独立完成，设计必要的数据计算表，写出详细的计算示例；3、计算过程中要随时复核计算结果，做到有错即改，避免大返工；4、每一个

6、阶段的设计完成之后，要求绘制必要的汇总表格并上交；5、引用参考文献的地方，查取的标准系列等要注明公式来源，标注清楚；6、尽量在教室进行设计，以便于答疑和掌握进度； 7、计算说明书用计算机打印，具体格式参见课程设计书写规范。49第二章 流程简图第二章 流程简图根据任务书的要求，初步绘制精馏塔的流程简图如下：图2-1 流程简图 第三章 物料衡算第三章 物料衡算3.1 全塔初步物料衡算首先需进行全塔的初步物料衡算。由设计任务书知，精馏任务的轻关键组分为正丁烷，重关键组分为异戊烷。注意到两关键组分相邻，同时分离程度的要求也较高，因此可采用清晰分割的方法进行初步物料衡算。在清晰分割的条件下，塔顶产品由丙

7、烷、正丁烷和异戊烷组成，塔底产品由正丁烷、异戊烷和正己烷组成。原料处理量为360t/d，各组分质量分数分别为：丙烷0.35、正丁烷0.25、异戊烷0.25、正己烷0.15。设丙烷为A、正丁烷为B、异戊烷为C、正己烷为D，进料为F、塔顶为D、塔底为W。用处理量乘以进料组成可求得进料物流中各组分质量流率：显然，塔顶丙烷质量流率等于进料中丙烷质量流率，塔底正己烷质量流率等于进料中正己烷质量流率:将进料中正丁烷、异戊烷质量流率分别乘以各自回收率要求可得塔顶物流中正丁烷与塔底中物流中异戊烷的质量流率：塔底物流中正丁烷与塔顶物流中异戊烷的质量流率：上述计算的结果列于表3-1。表3-1 全塔物料衡算表组分丙

8、烷A正丁烷B异戊烷C正己烷D总和进料F质量流量kg/h5250.00003750.00003750.00002250.000015000.0000质量分率0.35000.25000.25000.15001摩尔流量kmol/h119.063864.521751.977926.1106261.6740摩尔分率0.45500.24660.19860.09981塔顶D质量流量kg/h5250.00003693.750037.500008981.2500质量分率0.58460.41130.004201摩尔流量kmol/h119.063863.55390.51980183.1375摩尔分率0.65010.

9、34700.002901塔底W质量流量kg/h056.25003712.50002250.00006018.7500质量分率00.00930.61680.37381摩尔流量kmol/h00.967851.458226.110678.5366摩尔分率00.01230.65530.332413.2 操作条件确定3.2.1 回流罐压力的计算选择水作为塔顶产品的冷凝剂，根据中国的普遍气候条件，水的温度可取2030，为保证水和塔顶产品之间有1020的传热温差，选取塔顶回流罐中液体的温度为45是一个合理的数值。塔顶物流满足如下形式的方程：式中为相应温度下的相平衡常数。在烃类相平衡常数图2,P436内通过确

10、定温度为45，选择不同压力连线得到并试差使上式得到满足，可得出回流罐压力为11.55atm。试差过程如表3-2所示。表3-2回流罐压力试差过程回流罐压力P(atm)1111.511.55121.3901.3401.3051.2900.4600.4500.4380.4200.2050.1980.1950.190 1.06391.02441.00090.9849误差6.39%2.44%0.09%1.51% 3.2.2 塔顶压力的确定由回流罐压力为11.55atm 1atm知，需采取加压操作，回流罐的压力加上管线阻力即为塔顶压力：对加压操作，管线阻力取0.15 atm 是一个合理的数值，故3.2.3

11、 塔底压力的确定塔底压力等于塔顶压力加上全塔压降：根据经验，加压塔的每板压降取为5mmHg较为合理，假设实际塔板数=25，则3.2.4 塔顶温度的确定塔顶温度的确定过程与回流罐压力的确定过程相似，在烃类相平衡常数图2,P436内通过确定压力为11.70atm，选择不同温度连线得到Ki并试差使得到满足，可得出塔顶温度为58.5。试差过程如表3-3所示。表3-3 塔顶温度试差过程塔顶温度605958.5581.6701.6401.6301.6000.6050.5900.5870.5840.2800.2700.2660.260 0.97320.99531.00091.0116误差2.68%0.47%

12、0.09%1.16% 3.2.5 塔底温度的确定塔底温度的确定过程与塔顶温度的确定过程相似，在烃类相平衡常数图2,P436内通过确定压力为11.87 atm，选择不同温度连线得到Ki并试差使Kixi=1得到满足，可得出塔底温度为143.5。试差过程如表3-4所示。表3-4 塔底温度试差过程塔底温度142143143.51442.0992.1592.1802.1901.1591.1891.1981.2000.5400.5560.5680.570 0.96480.99051.00071.0028误差3.52%0.95%0.07%0.28%3.3 最小理论板数和最小回流比3.3.1 最小理论板数的计

13、算由芬斯克公式计算最小理论板数： 式中，各组分在平均温度、压力条件下的相对挥发度见表3-5：表3-5 各组分相对挥发度表K及塔顶条件下（11.70atm，58.5）塔底条件下（11.87atm，143.5）0.5872.1800.2661.1982.20681.8197则将与物料平衡数据代入表达式，算得即最小理论板数为11.6块。3.3.2 最小回流比的计算由如下形式的恩德伍德公式，可算得最小回流比：由于温度和压力变化不大，可用塔顶与塔底的算数平均温度101与平均压力11.785atm进行计算，在此温度压力下在烃类相平衡常数图2,P436内查得各组分值并求得与以重关键组分异丁烷为对比组分的值，

14、结果列于表3-6。表3-6 各组分值、值表2.81.20.620.264.51611.935510.4194又由任务书知e=0，则q=1-e=1，将物料衡算数据代入恩德伍德公式方程组解得3.4 实际回流比和理论板数在在 14的范围内，选取若干个回流比值，算出相应的值，并通过如下方程组求得相应的一系列N值，进一步可求得相应的一系列N（R+1）值，部分结果列于表3-7。表3-7 X、Y、N、R/Rmin、N(R+1)部分计算结果R/RminRXYNN(R+1)1.10.80880.04070.620733.851461.23141.20.88240.07810.576430.109056.6759

15、1.30.95590.11280.540827.619754.02101.41.02940.14490.509825.746152.24961.51.10300.17480.482524.279551.05861.61.17650.20270.458223.099750.27601.71.25000.22880.436422.129549.79171.81.32350.25320.416721.317149.53111.91.39710.27610.398920.626349.442621.47060.29760.382720.031249.48902.11.54410.31790.36781

16、9.512949.64322.21.61770.33710.354119.057149.88492.31.69120.35520.341518.652950.19852.41.76470.37230.329818.291950.57192.51.83830.38860.318917.967350.99572.61.91180.40400.308717.673851.46222.71.98530.41870.299217.407051.96532.82.05880.43270.290317.163452.50012.92.13240.44600.281916.940053.062432.2059

17、0.45870.274116.734453.64873.12.27940.47090.266616.544454.25613.22.35300.48250.259616.368354.88233.32.42650.49360.252916.204755.52513.42.50000.50420.246616.052156.18283.52.57360.51440.240615.909656.85393.62.64710.52420.234915.776257.53693.72.72060.53360.229515.650958.23083.82.79410.54260.224315.53305

18、8.93453.92.86770.55130.219415.422059.647142.94120.55970.214715.317160.3679以N(R+1)对R/Rmin作图，找出曲线最低点对应的R/Rmin、N(R+1)值，即可求得适宜的回流比、理论板数，如图3-1所示。图3-1 N与R的求取所求得的实际回流比为2.7724，理论板数为22.3156块。3.5 全塔效率与实际板数全塔效率可用奥康奈尔经验公式表示：其中，黏度数据采用塔顶与塔底的算数平均温度101与压力11.785atm下的液相黏度:L,A=0.01038cp，L,B=0.00969cp，L,C=0.10989cp, L,

19、D=0.15340cp。由表3-5所载Ki值可求得该温度压力下的相对挥发度。结合表3-1所载进料中各组分摩尔分率，可求得则实际塔板数与最开始假设的25块实际塔板相差不多，认为假设正确，向上圆整得实际塔板数为24块板。3.6 进料位置与进料条件代入数据解方程得： 则精馏段塔板数为12块，提馏段塔板数为12块。进料位置为第12块塔板与第13块塔板之间。根据每板压降为5mmHg的假设，由塔顶压力为11.70atm求得进料压力为11.78atm，采用与表3-4中相似的方法试差求得进料温度为62.5，试差过程如表3-8所示。表3-8 进料温度试差过程温度6262.5631.6691.7101.7230.

20、6190.6280.6320.2820.2870.2890.1040.1050.1060.97841.00041.0078误差2.16%0.04%0.78% 3.7 非清晰分割验算在烃类相平衡常数图2,P436内查得在塔顶条件下丙烷的K值为1.630，异戊烷的K值为0.266；又已查得塔底条件下丙烷K值为4.388，异戊烷的K值为1.198。则有 又由非清晰分割公式: 将之前求得的物料平衡与Nmin数据代入上式，解得这一含量极微，可以认为丙烷在塔底不存在，故清晰分割假设成立。 在烃类相平衡常数图2,P436内查得在塔顶条件下己烷的K值为0.096，异戊烷K值为0.266，在塔底条件下己烷的K值

21、为0.568，异戊烷K值为1.198。则有又由非清晰分割公式将之前求得的物料平衡与Nmin数据代入上式，解得这一含量极微，可以认为己烷在塔底不存在，故清晰分割假设成立。第四章 能量衡算第四章 能量衡算4.1 塔顶冷凝器的热负荷塔顶冷凝液温度为45，压力为11.55atm，塔顶蒸汽的温度为58.5，压力为11.70atm,查表得各物质焓值表：表4-1 塔顶各物质焓值表状态气相（58.5）液相（45）组分千卡/公斤kJ/mol千卡/公斤kJ/mol丙烷149.672027.599776.858114.1727正丁烷159.578338.786873.942417.9723异戊烷93.313428.

22、15409.59242.89424.2 塔顶产品带出的热量4.3 塔底产品带出的热量塔底温度为143.5，压力为11.87atm,查表得各物质的焓值表：表4-2 塔底各物质焓值表状态气相液相组分千卡/公斤kJ/mol千卡/公斤kJ/mol正丁烷177.919643.2448147.596335.8744异戊烷123.881737.376973.840322.2678正己烷111.190540.069947.489917.11404.4 进料带入热量进料温度为62.5，压力为11.78atm,查表得各物质的焓值表：表4-3 进料各物质焓值表状态气相液相组分kJ/kgkJ/molkJ/kgkJ/m

23、ol丙烷628.417827.7095376.293016.5923正丁烷673.613139.1504355.623120.6688异戊烷396.948628.638382.82435.9754正己烷324.388827.9532-15.1596-1.30634.5 散失的热量4.6 全塔热平衡求算塔底再沸器的热负荷带入数据可得：4.7 确定冷却水的用量假设冷却水进口温度为25，出口温度为45，所以进出口的平均温度为35，在此温度下水的比热容为。冷凝水流量：4.8 确定加热蒸汽的用量塔底温度为143.5，取加热蒸汽的温度比塔底温度至少高20，选择163.5的蒸汽，在该条件下水的潜热通过石油化

24、工基础数据手册5为。蒸汽用量为：第五章 精馏塔的选型与设计第五章 精馏塔的选型与设计5.1 塔径5.1.1 精馏段 1、密度和表面张力的计算塔顶气相平均相对分子质量： 塔顶气相密度为：通过查表查得在塔顶的条件下各组分液相密度：丙烷：正丁烷：异戊烷：得塔顶液相密度为： 通过查表查得在塔顶条件下各组分的表面张力：丙烷：正丁烷：异戊烷：得塔顶液相表面张力为： 2、气、液相负荷3、Smith法因为是加压塔，取板上液层高度为：取板间距查化工原理课程设计1图2-7可得对应板间距下的为：气相负荷因数C，在对应的下可以求得相应的C为：最大容许气速为：，在对应的C下，求得相应的最大气速相应为：实际选用的空塔气速

25、u应为：在对应的下求得相应的空塔气速为：塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：4、波律法最大允许气速为：求得在相应的板间距下的最大允许气速为：适宜的气速流通截面上的气速：当塔径D900mm或500mm或常压、加压塔：K=0.82根据化工原理课程设计1表2-4，取系统因数。适宜的空塔气速：在相应的最大允许气速下，求得的适宜空塔气速为：塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：将Smith法和波律法进行比较，取塔径较大的数值，以的大小作为费用的代表数据,找出最小值对应的塔板间距和塔径。将上述的数据汇成表格，如下所示：表5-1 精馏段塔径计算Smith波律法0.450.500.600.450

26、.500.601.41511.32821.16921.07861.05061.00380.90110.88210.82020.52350.55190.6046根据数据表，选出板间距为，D=1.2m。5.1.2 提馏段1、密度和表面张力的计算塔底气相平均相对分子质量：塔底气相密度为： 通过查表查得在塔底的条件下各组分液相密度：正丁烷：异戊烷：正己烷：得塔底液相密度为：通过查表查得在塔底条件下各组分的表面张力：正丁烷：异戊烷：正己烷：得塔底液相表面张力为： 2、气、液相负荷3、Smith法因为是加压塔，取板上液层高度为：取板间距查化工原理课程设计1图2-7可得对应板间距下的为：气相负荷因数C，在对

27、应的下可以求得相应的C为：最大容许气速为：，在对应的C下，求得相应的最大气速相应为：实际选用的空塔气速u应为：在对应的下求得相应的空塔气速为：塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：4、波律法最大允许气速为：求得在相应的板间距下的最大允许气速为：适宜的气速流通截面上的气速：当塔径D900mm或500mm或常压、加压塔：K=0.82根据化工原理课程设计1表2-4，取系统因数。适宜的空塔气速：在相应的最大允许气速下，求得的适宜空塔气速为：塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：将Smith法和波律法进行比较，取塔径较大的数值，以的大小作为费用的代表数据,找出最小值对应的塔板间距和塔径。将上

28、述的数据汇成表格，如下所示：表5-2 提馏段塔径计算Smith波律法0.500.600.800.500.600.801.70591.59851.32691.36301.30221.21191.45501.53311.40850.92881.01751.1749根据数据表，选出板间距为，塔径选择D=1.4m。5.2 塔板5.2.1 溢流装置的设计计算1、板上液流形式的决定精馏段和提馏段的液相负荷分别为：塔径初选为1400mm，根据化工原理课程设计1表2-5，选择单流型。2、溢流堰单流式塔板的堰长一般为塔径的60%80%（1）精馏段：塔径为1.2m，所以选择堰长为：对常压及加压塔，一般取堰高为40

29、60mm，所以。溢流堰的型式：平口堰。将上述数据代入，则:所以假设基本一致。（2）提馏段：塔径为1.4m，所以选择堰长为：对常压及加压塔，一般取堰高为4060mm，所以。溢流堰的型式：平口堰。将上述数据代入，则:所以假设基本一致。3、降液管面积及宽度的决定一般情况下都是用弓形降液管，根据，通过查化工原理课程设计1附表7可得：（1）精馏段：则有：，（2）提馏段：则有：，4、受液盘由于塔径较大，精馏段D=1.2m,提馏段D=1.4m。物流无悬浮固体，也不易聚合，故受液盘采用凹形受液盘，盘深取50mm，并且开两个的泪孔。图5-1 凹型受液盘式塔板结果示意图5、进口堰凹形受液盘不必设进口堰。6、降液管

30、底隙高对于凹形受液盘，一般底隙高度等于盘深，所以降液管底隙高度为50mm。5.2.2 浮阀塔板结构参数的确定塔径大于800mm，故采用分块式塔板，分块式塔板由两块弓形板、一块通道板和数个矩形板构成。1、浮阀型式的选择选用F1型浮阀中的重阀，阀径48mm，阀孔直径39mm，重约33g。2、浮阀的排列分块式塔板采用叉排，等腰三角形排列，其底边固定为75mm，高t根据开孔率改变。3、开孔率（1）精馏段：查表选取标准塔板：，浮阀个数为80个，开孔率为8.46%，塔板有效鼓泡面积：验证：解得：（2）提馏段：查表选取标准塔板：，浮阀个数为116个，开孔率为9%，塔板有效鼓泡面积：验证：解得：塔顶、塔底浮阀

31、动能因数均在817之间，因此所选标准浮阀塔盘合适，基本无漏液现象。5.2.3 浮阀塔板流体力学计算1、塔板压力降浮阀塔板压力降认为由三部分组成，气流通过干塔板，通过液层的压力降为，克服液相表面张力的压力降。 以液柱高度表示压力降：（1） 干板压力降精馏段：临界阀孔气速：所以阀孔全开，全开后干板压降为： 提馏段：临界阀孔气速：所以阀孔全开，全开后干板压降为： (2)液层压力降 为充气系数，取=0.5。精馏段：提馏段：(3) 气体克服液体表面张力的压强降由于气体克服表面的压强降很小，可以忽略。(4)塔板压降精馏段：提馏段：2、雾沫夹带量(1)雾沫夹带量用阿列克山德罗夫经验公式计算：其中查得在塔顶条

32、件下各组分气相粘度为：丙烷：，正丁烷：异戊烷：，正己烷：得：查得在塔底条件下各组分气相粘度为：丙烷：，正丁烷：异戊烷：，正己烷：得： 精馏段：浮阀塔，则取 ；，则取又已知：代入数据解得：提馏段：浮阀塔，则取 ；，则取又已知：代入数据解得：该值远小于0.1 kg雾沫/kg气体。(2)泛点率泛点率:其中，泛点率，%；气相负荷因数，；气、液相体积流率，；泛点负荷因数，与气相密度及塔板间距有关，可由图查得；系统因数，;液相流程长，；对于单流式，；液流面积，；代入数据解得:精馏段:可得：即精馏段提馏段:可得：即精馏段综上，经验证， ,合理。3、降液管内液面高度降液管内液面高度代表液相通过一层塔板所需的液

33、位高度。塔板上溢流堰出口处液面高度，m；塔板上液面落差，m，浮阀塔可不计；塔板压力降，m液柱；流体流经降液管阻力损失，m液柱；其中：降液管底隙高，m；弓形降液管长，m；对于凹形受液盘，为降液管下沿到受液盘直边的水平截面积，；代入数据后求得：精馏段：标准塔盘：可得：满足要求。提馏段：标准塔盘：可得：满足要求。 4、液漏根据已经求得的阀孔动能因数，查化工原理课程设计1表2-6可知，在正常工作范围内，所以不存在液漏现象。5、液体在降液管内的停留时间及流速（1）液体在降液管内的停留时间 代入数据，可以求得：精馏段：提馏段：即停留时间合格。（2）流速代入数据解得：精馏段：提馏段：即流速合格。塔板数据汇成

34、下表：表5-3 塔板参数表塔径 D/mm塔板间距 HT/mm塔截面积 AT/mm2堰长 lw /mm降液管面积 Ad/mm2阀孔个数n（个）精馏段120060011310876115080提馏段14005001539011042065116开孔率 /%塔板压降 P/mmHg出口堰高 Hw/mm降液管底隙高 hb/mm降液管宽度 Wd/mmt/mm精馏段8.465.00874050190100提馏段95.04034050270855.2.4 负荷性能图一、精馏段的负荷性能图1、过量雾沫夹带线取可得： 2、淹塔线简化以后：代入数据经计算可得： 所以：3、过量液漏线4、降液管超负荷线5、液相负荷下限

35、线6.操作线将精馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，并将操作线方程一并绘出，得到精馏段的负荷性能图如下：图5-1 精馏段塔板负荷性能图操作点为：操作弹性：的范围内，满足条件。2、 提馏段的负荷性能图1、过量雾沫夹带线取可得： 2、淹塔线简化以后：代入数据经计算可得： 所以：3、过量液漏线4、降液管超负荷线5、液相负荷下限线6.操作线将提馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，并将操作线方程一并绘出，得到提馏段的负荷性能图如下：图5-2 提馏段塔板负荷性能图操作点为：操作弹性：的范围内，基本满足条件。5.3 塔体初步设计5.3.1 筒体考虑到塔的操作温度、压力、物性的腐蚀性及经济

36、性，塔体采用碳钢（Q235F钢）。根据塔体承受压力和塔体直径，查表3,P93取壁厚为12mm。5.3.2 封头采用碳钢椭圆形封头，厚度取稍厚于筒体。查表3,P94选取标准椭圆形封头，其结构尺寸如下：精馏段：公称直径Dg=1200 mm，曲面高度h1=300 mm，直边高度h2=40 mm，封头厚度S=14mm。提馏段：公称直径Dg=1400 mm，曲面高度h1=350 mm，直边高度h2=40 mm，封头厚度S=14mm。5.3.3 人孔根据每7块板设置一个人孔，塔顶、塔底，进料处必须设置的原则，选择在塔顶及第7、13、19块板之上及塔底各设置一个人孔，第15块板之上即进料处。人孔规格为Dg4

37、50，即 4806mm的圆形人孔。设置人孔的地方，塔板间距应大于等于600mm。5.3.4 塔高塔顶空间高度取。由于进料为两相进料，进料空间高度可取。塔底空间高度用下式计算：塔底产品停留时间取为10 min，则塔的总高：其中inf，即进料板序号。设有人孔的位置板间距取0.6 m。代入数据算得5.3.5 裙座塔的高径比为精馏段：5.5，提馏段：4，选用圆筒形裙座，高度取3m。裙座筒体上开4个50 mm的排气孔，开2个Dg450的人孔。5.3.6 接管的设计1.塔顶蒸汽出口管径从塔顶至冷凝器的蒸汽导管的尺寸必须适当，以避免过大的压力降。对加压塔，取蒸汽流速为16m/s。则蒸汽导管直径代入数据解得：

38、考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入值时已适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=200 mm，外径厚度为2198 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=400 mm，补强圈内径d=223 mm。2.回流管管径回流用泵输送，取流速uR=2.0 m/s。回流管管径代入数据解得考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入LS值时已适当放大。查表3,P106取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=80mm，外径厚度为896mm，接管伸出长度H=150 mm，补强圈外径D=180 mm，补强圈内径d=93 mm。3.进料管管径进料饱和液相进料，采用泵送进料，可取料

39、液流速，取，进料温度62.5，液相密度：查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=400 mm，外径厚度为42611 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=680 mm，补强圈内径d=430 mm。4.塔底出料管管径对一次通过式再沸器，取塔底出料管的料液流速为0.8 m/s。塔底出料管管径代入数据解得计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=250 mm，外径厚度为2738 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=480 mm，补强圈内径d=277 mm。5.塔底至再沸器连接管管径计

40、算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=250 mm，外径厚度为2738 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=480 mm，补强圈内径d=277 mm。6.再沸器返塔联接管管径对于热虹吸式一次通过式再沸器，返塔为气液两相混合，料液速度用如下公式估算：经验气速选为16m/s，e为返塔的质量气化分数:代入数据解得:计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=200 mm，外径厚度为2198 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=400

41、mm，补强圈内径d=223 mm。7. 接管汇总表由以上结果编制接管汇总表如下：表5-4 接管汇总表单位：mm公称直径外径接管伸出长度补强圈外径补强圈内径塔顶蒸汽出口管2002198200400223进料管40042611200680430塔底出料管2502738200480277塔底至再沸器管2502738200480277再沸器返塔管2002198200400223回流管8089615018093第六章 塔体的辅助设计第六章 塔体的辅助设计6.1 列管式换热器的设计1、冷凝器根据前面求得的数据：2、冷却剂用量根据前面求得的数据：3、有效平均温差热流体温度：进口 58.5，出口 45冷流体温

42、度：进口 25，出口 454、传热面积冷凝器中热流体为有机蒸汽，冷流体为水，根据化工原理课程设计1表1-5取。根据化工工艺与设备课程设计2 附表4，选取固定管板式冷凝器，壳径为800mm，管程数为6，管长为6m，换热面积为186.5，管长4.5m，管数710。6.2 再沸器的设计1、再沸器的热负荷根据前面求得的数据：2、蒸汽用量根据前面求得的数据:3、有效平均温差根据化工原理课程设计1表1-5取。4、换热面积根据化工原理课程设计1附表9取卧式热虹吸式再沸器：型号为,传热面积 公称值/计算值为185/187，管数532。第七章 结果汇总表第七章 结果汇总表表7-1 物料衡算表组分丙烷A正丁烷B异

43、戊烷C正己烷D总和进料F质量流量kg/h5250.00003750.00003750.00002250.000015000.0000质量分率0.35000.25000.25000.15001摩尔流量kmol/h119.063864.521751.977926.1106261.6740摩尔分率0.45500.24660.19860.09981塔顶D质量流量kg/h5250.00003693.750037.500008981.2500质量分率0.58460.41130.004201摩尔流量kmol/h119.063863.55390.51980183.1375摩尔分率0.65010.34700.002901塔底W质量流量kg/h056.25003712.50002250.00006018.7500质量分率00.00930.61680.37381摩尔流量kmol/h00.967851.458226.110678.5366摩尔分率00.01230.65530.33241表7-2 工艺条件表回流罐塔顶塔底进料温度/45.0058.50143.5062.50压力/atm11.5511.7011.8711.78最小回流比0.7353适宜操作的回流比1.3971理论板数20.6263进料位置第13