370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：370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 日化工工艺与设备课程设计任务书专业班级： 学号： 学生: 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：370 t/d组成(质量分率)： nC3,0.28, iC4,0.20, iC5,0.35, nC5,0.17 进料状态（摩尔气化分率）： 0 2.产品要求塔顶产品： iC50.004 塔底产品： iC40.004 三、 设计要求1.流程简图；2.完成工艺计算（包含物料及热量衡算总表）；3.完成塔板设计与水力学校核；4.完成

2、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1章 流程简图1第2章 工艺计算22.1全塔物料衡算22.2操作条件的确定32.2.1回流罐压力32.2.2塔顶压力42.2.3塔顶温度42.2.4塔底压力52.2.5塔底温度52.2.6最小回流比52.2.7最小理论板数62.2.8理论板数与回流比72.2.9全塔效率与实际板数92.2.10进料位置与进料条件92.3非清晰分割检验102.4热量衡算112.4.1塔顶

3、冷凝器的热负荷112.4.2再沸器负荷及热损失122.4.3冷却水用量132.4.4蒸汽用量13第3章 板式精馏塔塔板设计133.1塔径的初步估计143.1.1精馏段塔径143.1.2提馏段塔径163.2溢流装置的设计193.2.1溢流形式的选取193.2.2溢流堰的设计193.2.3受液盘的设计203.2.4降液管的设计203.2.5进口堰203.3塔板布置203.3.1浮阀类型203.3.2开孔率及最终塔板参数的确定213.4塔板水力学校核233.4.1塔板压降233.4.2物沫夹带量243.4.3降液管内液面高度263.4.4漏液263.4.5液体在降液管内的停留时间及流速273.5精馏

4、段的负荷性能图283.5.1过量雾沫夹带线283.5.2淹塔线283.5.3过量泄露线293.5.4降液管超负荷线293.5.5液相负荷下限图293.5.6操作线303.6提馏段的负荷性能图303.6.1过量雾沫夹带线303.6.2淹塔线313.6.3过量泄露线323.6.4降液管超负荷线323.6.5液相负荷下限线323.6.6操作线32第4章 塔体的初步设计334.1塔体设计344.1.1筒体设计344.1.2封头设计344.1.3人孔设计344.1.4塔高344.1.5裙座设计354.2接管设计354.2.1塔顶蒸汽出口管径354.2.2回流管管径354.2.3进料管管径364.2.4塔

5、底出料管管径364.2.5塔底至再沸器的接管管径364.2.6再沸器返塔连接管管径364.2.7各接管参数汇总37第5章 辅助设备的初步设计375.1列管式换热器的设计385.1.1冷凝器385.1.2冷却剂用量385.1.3有效平均温差385.1.4传热面积385.2再沸器的设计385.2.1再沸器的热负荷385.2.2蒸汽用量385.2.3有效平均温差395.2.4换热面积39第6章 设计结果汇总39符号说明43参考文献44分析与总结4545工艺计算第1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1-1 流程简图 第2章 工艺计算2.1全塔物料衡算首先需进行全塔的初步

6、物料衡算。由设计任务书知，精馏任务的轻关键组分为异丁烷，重关键组分为异戊烷。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，塔顶产品由丙烷、异丁烷和异戊烷组成，塔底产品由异丁烷、异戊烷和正戊烷组成。原料处理量为370t/d，各组分质量分数分别为：丙烷0.28、异丁烷0.20、异戊烷0.35、正戊烷0.17。设丙烷为A、异丁烷为B、异戊烷为C、正戊烷为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，塔底正戊烷质量流率等于进料中正戊烷质量流率: DA=FA WD=FD将进料中异丁烷、异戊烷质量流率分别乘以

7、各自回收率要求可得塔顶物流中异戊烷与塔底中物流中异丁烷的质量流率： W(1-wB)=WB D(1-wc)=DC塔底物流中异戊烷与塔顶物流中异丁烷的质量流率： FBXB-WB=DB FCXC-WC=WC上述计算的结果列于表2-1。 表2-1全塔物料各组分分率汇总表 组分丙烷A异丁烷B异戊烷C正戊烷D总和F质量流量kg/h4316.66673083.33335395.83332620.833315416.6667质量分率0.280.200.350.171摩尔流量kmol/h98.106053.160974.942136.4005262.6095摩尔分率0.37350.20240.28530.138

8、61D质量流量kg/h4316.66673051.2567 29.5901 07397.5135质量分率0.58350.41250.00401摩尔流量kmol/h98.106052.60790.4110 0151.1249摩尔分率0.64920.34810.002701W质量流量kg/h032.07665366.24322620.83338019.1532质量分率00.004 0.66920.32681摩尔流量kmol/h00.553074.531136.4005111.4846摩尔分率00.00500.66850.326512.2操作条件的确定2.2.1回流罐压力选择水作为塔顶产品的冷凝剂，

9、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Ki为相应温度下的相平衡常数。在烃类相平衡常数图2,P436内通过确定温度为45，选择不同压力连线得到Ki并试差使上式得到满足，可得出回流罐压力为12.4atm。试差过程如表2-2所示。表2-2回流罐压力试差过程 回流罐压力/atm131212.512.4KA1.1801.2701.2301.238KB0.5400.5800.5600.565 KC 0.1760.1880.1820.184KiXi 0.95451.02690

10、.99391.0009误差4.55%2.69%0.61%0.09% 2.2.2塔顶压力由回流罐压力为12.4atm 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P取0.15 atm 是一个合理的数值，故 PD=12.4+0.15=12.55atm2.2.3塔顶温度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12.55 atm，选择不同温度连线得到Ki并试差使yi/Ki=1得到满足，可得出塔顶温度为54。试差过程如表3-3所示。表2-3塔顶温度试差过程 塔顶温度50515254KA1.3401.3601.

11、3801.410KB0.6200.6370.6400.660 KC 0.2100.2150.2180.228yi/Ki=11.05871.03641.02670.9997误差5.87%3.64%2.67%0.03%2.2.4塔底压力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4mmHg较为合理，假设实际塔板数NP=25，则 PW=12.55+254mmHg=12.6816atm2.2.5塔底温度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12.6816atm，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

12、为138。试差过程如表2-4所示。表2-4 塔底温度试差过程塔底温度100110140138KA1.3801.6202.6002.580KB0.5600.6701.0501.030 KC 0.4750.5800.9200.915KiXi 0.53630.64541.01531.0002误差46.37%35.46%1.53%0.02%2.2.6最小回流比由如下形式的恩德伍德公式，可算得最小回流比Rmin： 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96与平均压力12.6158atm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Ki值并求得与以重关键组分异戊烷为对比组

13、分的ij值，结果列于表2-5。表2-5各组分Ki值、ij值表KAKB KC KDKi2.5001.3200.5300.445ij=Ki/Kj4.71702.490610.8396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=1.375Rmin=0.6862 试差过程如表2-6所示 表2-6 21.29041.50.30971.35-0.07791.380.01571.3750.00092.2.7最小理论板数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2-7：表2-7 各组分相对挥发度表K及塔顶条件下（12.55atm，5

14、4）塔底条件下（12.6816atm，138）Klk0.6602.200Khk0.2281.030lk，hk=Klk/Khk2.89472.1359则lk，hk=2.4865将lk，hk与物料平衡数据代入Nmin表达式，算得Nmin=10.7093即最小理论板数为10.7093块。2.2.8理论板数与回流比在R/Rmin在 13的范围内，选取若干个回流比值，算出相应的R/Rmin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2-8。表2-8 X、Y、N、R/Rmin、N(R+1)部分计算结果R/RminRXYNN(R+1)1.10.7548 0

15、.0391 0.6229 31.7001 55.6280 1.20.8234 0.0753 0.5795 28.2252 51.4669 1.30.8921 0.1088 0.5448 25.9208 49.0437 1.40.9607 0.1400 0.5145 24.1772 47.4038 1.51.0293 0.1691 0.4876 22.8056 46.2795 1.61.0979 0.1963 0.4637 21.6979 45.5204 1.71.1665 0.2217 0.4422 20.7840 45.0294 1.81.2352 0.2456 0.4227 20.0168

16、 44.7409 1.91.3038 0.2681 0.4051 19.3631 44.5084 21.3724 0.2892 0.3889 18.7991 44.5989 2.11.4410 0.3092 0.3741 18.3070 44.6878 2.21.5096 0.3281 0.3605 17.8738 44.8568 2.31.5783 0.3460 0.3479 17.4892 45.0918 2.41.6469 0.3629 0.3362 17.1454 45.3817 2.51.7155 0.3790 0.3253 16.8360 45.7180 2.61.7841 0.3

17、944 0.3151 16.5560 46.0938 2.71.8527 0.4089 0.3056 16.3013 46.5033 2.81.9214 0.4228 0.2966 16.0685 46.9420 2.91.9900 0.4360 0.2882 15.8550 47.4061 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2-1所示。 图2-1 N 与R的求取所求得的实际回流比为1.3038，理论板数为19.3631块。2.2.9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

18、与塔底的算数平均温度96与压力12.6158 atm下的液相黏度，L,A=0.0369cp，L,B=0.0845cp，L,C=0.1262cp, L,D=0.1238cp。由表2-5所载Ki值可求得该温度压力下的相对挥发度。结合表2-1所载进料中各组分摩尔分率，可求得ET=0.7068则实际塔板数 N实际=N/ET=19.3631/0.7068=27.3954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28块板。2.2.10进料位置与进料条件（1）由于进料为泡点，柯克布莱德经验公式可较好地应用于一般情况： 将之前数据代入上式，可求得：NR/NS=1.299 根据N

19、R+NS=28，求得： NR=16 NS=12 与假设算得的数据吻合，因此，进料位置为第17块板上（自上向下）。（2） 由塔顶压力12.55atm求得进料压力为12.6342atm，试差求得进料温度为71.5，试差过程如表2-9所示 表2-9 进料温度试差过程温度/70727171.5KA1.8001.8401.8101.820KB0.8980.9300.9100.920KC 0.3250.3440.3320.336 KD0.2720.2870.2780.280KiXi 0.98451.01340.99351.00065误差1.55%1.34%0.65%0.065% 2.3非清晰分割检验在烃类

20、相平衡常数图2,P436内查得在塔顶条件下异戊烷的K值为0.228，又已查得塔底条件下异戊烷K值为1.095，丙烷在塔顶与塔底条件下K值分别为1.41、3.80。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XA,底=0.000028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内查得正戊烷在塔顶与塔底条件下K值分别为0.186、0.915。则有 代入非清晰分割公式，解得=0.000027这一含量极微，可以认为正戊烷在塔顶不存在，故清晰分割假设成立。2.4热量衡算2.4.1塔顶冷凝器的热负荷塔顶冷凝液温度为45，压力为12.

21、4atm，塔顶蒸汽的温度为54，压力为12.55atm,查表得各物质焓值表2-10：表2-10塔顶各物质焓值表状态气相液相组分KJ/molKJ/mol丙烷27.464315.3607异丁烷36.305119.2905异戊烷27.62304.4550HV,D=HVAXA,D+HVBXB,D+HVCXC,D =27.46430.6492+36.30510.3481+27.62300.0027 =30.5422KJ/molHL,D=HLAXA,D+HLBXB,D+HLCXC,D =15.36070.6492+19.29050.3481+4.45500.0027 =16.6992KJ/mol QD=(

22、R+1)D (HV,D - HL,D) =(2.3038+1) 151.1249(30.5422-16.6992) =4.4443KJ/h2.4.2再沸器负荷及热损失进料温度为71.5，压力为12.6342atm,查表得各物质的焓值表2-11：表2-11进料各物质焓值表状态气相液相组分KJ/molKJ/mol丙烷27.741717.9104异丁烷37.557822.0622异戊烷29.59747.5955正戊烷27.78353.120171.5时，KA=1.820，KB=0.920，KC =0.336，KD=0.280 由上述公式求得进料液相各组分含量，进而求得和。 进料的热焓为： 塔底138

23、下各物质焓值表2-12： 表2-12塔底各物质焓值表状态气相液相组分KJ/molKJ/mol异丁烷36.768336.7683异戊烷36.825721.0017正戊烷37.249819.6758 对全塔作热量衡算：最终求得 2.4.3冷却水用量假设冷却水进口温度为20，出口温度为30，所以进出口的平均温度为25，在此温度下水的比热容为。冷凝水流量2.4.4蒸汽用量塔底温度为138，所以选择160的蒸汽，在该条件下水的潜热通过石油化工基础数据手册5为。蒸汽用量为：板式精馏塔塔板设计第3章 板式精馏塔塔板设计3.1塔径的初步估计3.1.1精馏段塔径1、密度和表面张力的计算 塔顶气相平均相对分子质量

24、 塔顶气相密度为 通过查表查得密度：在塔顶的条件下，查的丙烷的液相密度为： 异丁烷的液相密度为： 异戊烷的液相密度为： 塔顶液相密度为： 通过查表查得表面张力：在塔顶条件下，液相丙烯的表面张力为： 液相丙烷的表面张力为： 液相异丁烷的表面张力为： 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： C=0.0600/0.0719/0.0914 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

25、为：u=0.1851/0.2218/0.2820m/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=1.1456/1.0466/0.9282m4、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：u=0.3013/0.3176/0.3479m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：0.8979/0.8746/0.8356m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

26、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，如表3-1所示：表3-1精馏段塔径计算Smith波律法(m)0.450.500.600.450.500.60D(m)1.14561.04660.92820.89790.87460.83560.59060.54770.51690.36280.38250.4189根据数据表，选出板间距为，D=1m。3.1.2提馏段塔径1、密度及表面张力 塔底气相密度为： 在塔底的条件下，查得异丁烷的液相密度为： 异戊烷的液相密度为：正戊烷的液相密度为：塔底液相密度为：在塔底条件下，液相异丁烷的表面张力为： 液相异戊烷的表面张力为：液相正戊烷的表面张力为：

27、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，在对应的下可以求得相应的C为：C=0.0492/0.0549/0.0741 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：u=0.1395/0.1557/0.2101m/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=1.4714/1.3927/1.1989m4、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5

28、00mm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：u=0.2187/0.2396/0.2767m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：1.1751/1.1227/1.0447m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，如表3-2所示：表3-2提馏段塔径计算Smith波律法(m)0.500.600.800.500.600.80D(m)1.47141.39271.19891.17511.12271.04471.082

29、51.16381.14990.69040.75630.8731根据数据表，选出板间距为，塔径选择D=1.6m。3.2溢流装置的设计3.2.1溢流形式的选取精馏段和提馏段的液相负荷分别为： ，塔径初选为1600mm，根据化工原理课程设计1表2-5，选择单流型。3.2.2溢流堰的设计单流式塔板的堰长一般为塔径的60%80%，塔径为1600mm，所以选择堰长为：对常压及加压塔，一般取堰高为4060mm，所以。对于溢流堰的型式，先取为平口堰。对于精馏段，对于提馏段。取E=1。将上述数据代入，则堰上液层高度在精馏段为0.0178m，在提馏段为0.0436m。，所以假设基本一致。3.2.3受液盘的设计由于

30、塔径较大，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3-1凹型受液盘式塔板结果示意图3.2.4降液管的设计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，。所以，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。3.2.5进口堰凹形受液盘不必设进口堰。3.3塔板布置3.3.1浮阀类型 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，

31、其底边固定为75mm，高t根据开孔率而变更。3.3.2开孔率及最终塔板参数的确定（1）精馏段对于F1型重阀，当气相通过阀孔时的动能因数保持在817时，浮阀能处于刚刚全开的状态，此时的操作效果最佳。密度： 流量： 临界阀孔气速： =1.8855m/s 这里选精馏段阀孔气速uO=3 m/s。则： 查化工原理课程设计附表，选取开孔率为8.57%。此时 阀孔动能因数校核： 故精馏段可选择化工原理课程设计开孔率为8.57%。（2）提馏段对于F1型重阀，当气相通过阀孔时的动能因数保持在817时，浮阀能处于刚刚全开的状态，此时的操作效果最佳。密度： 流量： 临界阀孔气速： =1.7220m/s这里选精馏段阀

32、孔气速uO=2 m/s。则： 查化工原理课程设计附表，选取开孔率为6.67%。此时 阀孔动能因数校核： 故精馏段可选择化工原理课程设计开孔率为6.67%。3.4塔板水力学校核3.4.1塔板压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）干板压力降对33gF-1型重阀，全开前的干板压降：（m液柱）（01）全开后的干板压降： 阀孔动能因数 精馏段：，求得提馏段：，求得所以精馏段、提馏段都是全开，代入公式分别计算可得：精馏段：。提馏段：(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

33、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：3.4.2物沫夹带量（1）雾沫夹带量 用阿列克山德罗夫经验公式计算：其中取 ，A=0.159，n=0.95。代入数据解得：精馏段：m=0.1754，e=0.000245kg（雾沫/气体）。提馏段：m=0.1489，e=0.000969kg（雾沫/气体）。该值远小于0.1 kg（雾沫/kg气体）。(2)泛点率泛点率 其中，代入数据解得精馏段，提馏段。经验证，e0.1kg/kg, ,合理。3.4.3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位高度。取，浮阀塔很小，可以忽略不计。为塔板压降，精馏段：

34、，提馏段为液体流过降液管时的阻力损失，。其中：，代入数据后求得：精馏段：，提馏段：，为了防止淹塔，降液管内液面高度应该满足：取，则满足要求。3.4.4漏液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。3.4.5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：2、流速代入数据解得精馏段 ，提馏段 。液体的允许流速取和中的较小值。代入数据解得精馏段较小值提馏段 较小值 经验证 且 ，流速合理塔板数据汇成下表： 表3-3塔板数据表项目塔径D/mm板间距HT/mm塔截面积AT/cm2堰长lw/mm

35、降液管总积Ad/m2阀孔数n/个精馏段16006002011012860.2918144提馏段16005002011012860.2918112项目开孔率/%塔板压降P/mmHg出口堰高度Hw/mm降液管底隙高hb/mm降液管宽度H/mmt/mm精馏段8.573.6529405032585提馏段7.333.45694050325100 3.5精馏段的负荷性能图3.5.1过量雾沫夹带线 取 可得 3.5.2淹塔线简化以后 其中 代入数据经计算可得： 所以 3.5.3过量泄露线3.5.4降液管超负荷线3.5.5液相负荷下限图 3.5.6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

36、作线方程一并绘出，得到精馏段的负荷性能图如下： 图3-2 精馏段塔板负荷性能图操作点为，,操作弹性，满足条件。3.6提馏段的负荷性能图3.6.1过量雾沫夹带线 取 可得 3.6.2淹塔线简化以后 其中 代入数据经计算可得： 所以 3.6.3过量泄露线3.6.4降液管超负荷线3.6.5液相负荷下限线 3.6.6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3-3 提馏段塔板负荷性能图操作点为，,操作弹性，满足条件。塔体的初步设计第4章 塔体的初步设计4.1塔体设计4.1.1筒体设计考虑到塔的操作温度、压力、物性的腐蚀性及经济性，塔

37、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6mm。4.1.2封头设计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：公称直径Dg=1600 mm，曲面高度h1=400 mm，直边高度h2=40 mm，封头厚度S=10mm。4.1.3人孔设计根据每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3、10、17、24块板之上及塔底各设置一个人孔，第17块板之上即进料处。人孔规格为Dg450，即 4506mm的圆形人孔。设置人孔的地方，塔板间距应大于等于600mm。4.1.4塔高塔顶空间高度取HD=1.4

38、m。由于进料为液相进料，进料空间高度可取HF=0.8m。塔底空间高度用下式计算：塔底产品停留时间取为10 min，则于是HB可取为8 m。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H=25.1m4.1.5裙座设计塔的高径比为15.6875，选用圆筒形裙座，高度取4m。裙座筒体上开4个50 mm的排气孔，开2个Dg450的人孔。4.2接管设计4.2.1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dv=0.1262 m考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入VS值时已适当

39、放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=150 mm，外径厚度为1596 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=300mm，补强圈内径d=163 mm。4.2.2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dR=0.0977m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=125 mm，外径厚度为1336mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=250 mm，补强圈内径d=137 mm。4.2.3进料管管径进料为液相进料，加压塔，故选用泵输送液料，则可取

40、将数据代入下式解得df=0.0860m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=100mm，外径厚度为1086mm，接管伸出长度H=150 mm，补强圈外径D=200 mm，补强圈内径d=112 mm。4.2.4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dR=0.1711m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=4

41、00 mm，补强圈内径d=223 mm。4.2.5塔底至再沸器的接管管径dL=dw=0.1711m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 mm，补强圈内径d=223 mm。4.2.6再沸器返塔连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uV选为16m/s，e为返塔的质量气化分数。因蒸汽量为提馏段的气相负荷，液相量为塔底产品量。算得代入数据解得um=10.4362 m/s。蒸汽量为提馏段的气相负荷，故返塔的气相体积流率VS=0.2372 m3/s将数据代入下式解得db=0.1701m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 mm，补强圈内径d=223 mm。4.2.7各接管参数汇总由以上结果编制接管汇总表如下：表4-1 接管汇总表单位：mm公称直径外径厚度