400吨∕天轻烃分离精馏塔设计

1、石油化工工艺与设备课程设计说明书题 目：400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：400 t/d组成(在质量分率)： 丙烯 0.15 丙烷0.35 异丁烷 0.25 正丁烷0.25进料状态（气化分率）：摩尔分率0.12.产品要求塔顶产品：丙烷收率98.5%塔底产品：异丁烷收率99%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表）3.完成塔板设计和水力学校核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

2、8.采用Autocad绘制流程简图和浮阀排列图；9.提交电子版及纸板：设计说明书、图纸。发出日期 交入日期 指导教师 摘 要根据化工工艺与设备课程设计的要求，设计了一连续操作的板式精馏塔，用以分离丙烯、丙烷，异丁烷、正丁烷。设计中使用简捷法计算了塔的工艺参数，进行物料与热量衡算，对塔板、塔体、接管进行了选型，并选用了合适的辅助设备。另外附有根据计算结果绘制的塔体总图、以及浮阀排列图。经检验，所设计的板式精馏塔基本满足规定的分离任务的要求。目录1.前言12.流程简图23.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

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124.能量衡算144.1.塔顶冷凝器的热负荷144.2.再沸器负荷及热损失144.3.冷凝水用量154.4.蒸汽用量155.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185.2塔板205.2.1溢流装置的设计计算205.2.2浮阀塔板结构参数的确定225.2.3浮阀塔板流体力学计算22

4、5.2.4负荷性能图275.3.塔体初步设计325.3.1筒体325.3.2封头325.3.3人孔325.3.4塔高325.3.5裙座335.3.6接管的设计336.塔体的辅助设计386.1列管式换热器的设计386.2再沸器的设计387.结果汇总表408.符号说明449.参考文献4510.分析与总结46结果汇总表第一章 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：工艺设计：物料平衡、热量平衡、工艺参数的确定。塔盘设计：塔盘各部件的合适尺寸等。塔体设计：根据工艺设计结果确定塔径、塔高、接管直径等。附属设备选用

5、：塔顶冷凝器和塔底再沸器的选用。绘图部分：绘制工艺简图和浮阀排列图。通过课程设计这一具体的设计实践，应当达到以下目的：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；培养独立工作及发现问题、分析问题、解决问题的综合能力；提高计算能力、培养工程实际观念；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；培养读图、识图、绘图的能力；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：先在草稿纸上（计算软件中）完成全部过程；独立完成，设计必要的数据计算表，写出详细的计算示例；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；每一个阶段的

6、设计完成之后，要求绘制必要的汇总表格并上交；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；尽量在教室进行设计，以便于答疑和掌握进度；7物料衡算第二章 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丙烷，重关键组分为异丁烷。注意到两关键组分相邻，与异丁烷相邻的正丁烷的挥发度与异丁烷的相对挥发度相差也比较大，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，塔顶产品由丙烯、丙烷和异丁烷组成，塔底产品由异丁烷和正

7、丁烷组成。原料处理量为400t/d，各组分质量分数分别为：丙烯0.15、丙烷0.35、异丁烷0.25、正丁烷0.25。设丙烯为A、丙烷为B、异丁烷为C、正丁烷为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，塔顶丙烯质量流率等于进料中丙烯质量流率，塔底正丁烷质量流率等于进料中正丁烷质量流率: DA=FAWD=FD将进料中丙烷、异丁烷质量流率分别乘以各自回收率要求可得塔顶物流中异丁烷与塔底中物流中丙烷的质量流率：W(1-wB)=WBD(1-wc)=DC塔底物流中异丁烷与塔顶物流中丙烷的质量流率：FBXB-WB=DBFCXC-WC=WC上述计算的结果列于

8、表3-1。丙烯A丙烷B异丁烷C正丁烷D总和F质量流量kg/h2500.0000 5833.33334166.66674166.666716666.6667质量分率0.150.350.250.251摩尔流量kmol/h59.5238132.575871.839171.8391328.7312摩尔分率0.17770.39570.21440.21441D质量流量kg/h2500.00005745.833341.666708289.1414 质量分率0.30170.69330.005001摩尔流量kmol/h59.5238130.58710.71840192.2071 摩尔分率0.31230.6851

9、0.0037 01W质量流量kg/h087.50004125.00004166.66678379.1667质量分率00.01040.49230.49731摩尔流量kmol/h01.988671.120771.8391144.9484摩尔分率00.01370.49060.49561表3-1全塔物料各组分分率汇总表 3.2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Ki为相应温度下的相平衡常数。在烃类相平衡

10、常数图内通过确定温度为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16.9atm。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1716.9KA1.071.07KB0.960.97 KC 0.450.48KiXi 0.99351.0005误差0.55%0.05%3.2.2塔顶压力的确定由回流罐压力为16.9 atm 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0.25 atm 是一个合理的数值，故PD=16.9+0.25=17.15atm3.2.3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

11、压塔的每板压降取为4 mmHg较为合理，假设实际塔板数NP=25，则PW=17.15+254mmHg=17.28atm3.2.4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内通过确定压力为17.15 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47.6。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504747.6KA1.181.091.11KB1.040.950.965 KC 0.490.460.46yi/Ki=11.08280.97920.9991误差8.28%2.08%0.09%3.2.5塔底温度的确定塔底温

12、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内通过确定压力为17.28 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97.5。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1009897.5KB2.052.032.02KC1.151.131.12KD0.880.860.855KiXi 1.02841.01641.0009误差2.84%1.64%0.09%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

13、件下（17.15atm，47.6）塔底条件下（17.28atm，97.5）Klk0.9652.02Khk0.461.12lk，hk=Klk/Khk2.09781.8035则lk，hk=1.9451将lk，hk与物料平衡数据代入Nmin表达式，算得Nmin=12.2即最小理论板数为12.2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72.55与平均压力17.215 atm进行计算，在此温度压力下在烃类相平衡常数图内查得各组分Ki值并求得与以重关键组分异丁烷为对比组分的ij值，结果列于表3-6。KAKB KC

14、 KDKi1.661.50.770.61ij=Ki/Kj2.15581.948010.7922表3-6各组分Ki值、ij值表又由任务书知e=0.1，则q=1-e=0.9，将物料衡算数据代入恩德伍德公式方程组解得=1.2071Rmin=1.49313.4实际回流比和理论板数在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3-7。表3-7 X、Y、N、R/Rmin、N(R+1)部分计算结果R/RminRXYNN(R+1)RminNmin1.11.327810.0518560.6

15、0607234.0472179.255441.207112.21.21.448520.0985980.55510429.917673.253851.207112.21.31.569230.1409490.51358627.1932669.865751.207112.21.41.689940.1794980.47833225.2203867.841311.207112.21.51.810650.2147370.4479923.7241766.680331.207112.21.61.931360.2470730.42157322.5493266.100171.207112.21.72.052070

16、.2768510.39833421.6011565.928221.207112.21.82.172780.3043640.37770720.8188566.053631.207112.21.92.293490.329860.35925320.1616566.402181.207112.222.41420.3535530.34262919.601266.922431.207112.22.12.534910.3756280.32756319.1172167.577611.207112.22.22.655620.3962450.31383418.6947168.340771.207112.22.32

17、.776330.4155440.30126618.3224769.191711.207112.22.42.897040.4336470.28971117.9918570.114971.207112.22.53.017750.4506630.27904617.6961171.098561.207112.22.63.138460.4666860.26916817.4299172.132971.207112.22.73.259170.48180.25999117.1889473.210631.207112.22.83.379880.4960820.25143916.9697374.32541.207

18、112.22.93.500590.5095980.2434516.7694175.472251.207112.233.62130.5224070.23596716.585676.647021.207112.23.13.742010.5345640.22894416.416377.846251.207112.2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2.0521，理论板数为21.6011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

19、据采用塔顶与塔底的算数平均温度72.55与压力17.215 atm下的液相黏度， L,A=0.0709 cp，L,B=0.0529cp，L,C=0.1089cp, L,D=0.1038cp。由表3-6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ET=0.7751则实际塔板数N实际=N/ET=22.3156/0.7932=27.8688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。3.6进料位置与进料条件假设精馏段塔板数为14块，提馏段塔板数为14块。则NR/NS=1根据每板压降为4 mmHg的假设，由塔顶压力为17

20、.15atm求得进料压力为17.2237atm，采用与3-4中相似的方法试差求得进料温度为64，试差过程如表3-7所示。表3-8进料温度试差过程温度7064KA1.581.45KB1.421.31 KC 0.710.64KD0.560.48KiXi/(e(Ki-1)+1)1.08701.0002误差8.70%0.02% 由于精馏段塔板数接近提馏段塔板数，可认为NR/NS符合如下公式：由表3-5、表3-6数据可得轻、重关键组分于塔顶、塔底、进料位置三处的相对挥发度，将它们与物料平衡数据代入上式，可求得NR/NS=1.2478根据NR+NS=28，求得： NR=15 NS=13与假设算得的数据吻合

21、，因此，进料位置为第14块板的假设是成立的。3.7非清晰分割验算在烃类相平衡常数图内查得在塔顶条件下异丁烷的K值为0.46，又已查得塔底条件下异丁烷K值为1.12，丙烯在塔顶与塔底条件下K值分别为1.11、2.25。则有 AC,顶=KB顶/KC顶=2.4130AC,底=KB底/KC底=2.0089 AC= ( DC,顶 DC,底)=2.2017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=0.0012这一含量极微，可以认为丙烯在塔底不存在，故清晰分割假设成立。在烃类相平衡常数图内查得在塔顶条件下异丁烷的K值为0.46，又已查得塔底条件下异丁烷K值为1.12，正丁烷

22、在塔顶与塔底条件下K值分别为0.34、0.853。则有 DC,顶=KB顶/KC顶=0.7391 DC,底=KB底/KC底=0.7634 DC= ( DC,顶 DC,底)=0.7512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=0.00008559这一含量极微，可以认为正丁烷在塔不存在，故清晰分割假设成立。50热量衡算第四章 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16.9atm，塔顶蒸汽的温度为47.6，压力为17.15atm,查表得各物质焓值表：表4-1塔顶各物质焓值表状态气相液相组分KJ/molKJ/mol丙烯25.705013.7388

23、丙烷27.280414.5000异丁烷35.827918.3165HV,D=HVAXA,D+HVBXB,D+HVCXC,D=26.8500KJ/molHL,D=HLAXA,D+HLBXB,D+HLCXC,D=14.2923KJ/molQC=(R+1)D (HV,D - HL,D)=7313982.549KJ/h4.2再沸器负荷及热损失塔底温度为97.5，压力为17.28atm,查表得各物质的焓值表：表4-2进料各物质焓值表状态气相液相组分KJ/molKJ/mol异丁烷39.140726.5578正丁烷41.669826.413864时，KA=1.45，KB=1.31，KC =1.64，KD=0

24、.48由上述公式求得进料液相和气相各组分含量，进而求得IFV和IFL。进料的热焓为：对全塔作热量衡算： 最终求得 4.3.冷凝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4.4.蒸汽用量塔底温度为97.5，所以选择120的蒸汽，在该条件下水的潜热为。蒸汽用量为：精馏塔选型与设计第五章 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密度：在塔顶的条件下，查的丙烯的液相密度为： 丙烷的液相密度为： 异丁烷的液相密度为：塔顶液相密度为：通过查表查得表面张力：在塔

25、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法因为是常压塔，取板上液层高度为：取板间距查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=0.0529/0.0589/0.0794 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=0.1435/0.1598/0.2154m/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=1.4843/1.4065/1.2115m4、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

26、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=0.2450/0.2582/0.2828m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：1.2904/1.1065/1.0572m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(m)0.450.50.60.450.50.6D(m)1.48431.40651.21151.29041.10651.05720

27、.99140.98910.88060.74930.61220.6706根据数据表，选出板间距为，D=1.4m。5.1.2提馏段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：正丁烷的液相密度为：塔底液相密度为：在塔底条件下，液相异丁烷的表面张力为：液相正丁烷的表面张力为：塔底液相表面张力为：2、气、液相负荷3、Smith法因为是常压塔，取板上液层高度为：取板间距查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=0.0526/0.0561/0.0702 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

28、应的空塔气速为：u=0.1328/0.1412/0.1767m/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=1.6050/1.5565/1.3914m4、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=0.1916/0.2098/0.2423m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：1.3362/1.2769/1.1882m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

29、的塔板间距和塔径。将上述的数据汇成表格，如下所示：表5-2提馏段塔径计算Smith波律法(m)0.50.60.80.50.60.8D(m)1.6051.55651.39141.33621.27691.18821.28801.45361.54880.89270.97831.1295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，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%，塔径为1400mm，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

30、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0.0564m，在提馏段为0.0322m。，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，查得，。所以，4、受液盘由于塔径较大，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

31、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根据开孔率而变更。3、开孔率由阀孔动能因数FO的经验值推算开孔率。取FO=10，得：精馏段 开孔率 提馏段 开孔率查表选取标准塔板，塔径D=1400mm,AT=1.539m2,HT=500mm,Wd=225mm,Ad=0.161m2,浮阀个数为96个，开孔率为7.48%。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

32、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Wc=0.09m,WF=0.1m。X=D/2-( Wd+ WF )=0.7-(0.225+0.1)=0.375mY=D/2-WC=0.7-0.09

33、=0.61m塔板有效鼓泡面Aa=0.8536m2。取 ，A=0.159，n=0.95。代入数据解得：精馏段：m=0.1557，e=0.0265（kg雾沫/kg气体）提馏段：m=0.1369，e=0.0304kg（雾沫/kg气体）该值小于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、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：，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

34、满足：取，则满足要求。4、液漏根据已经求得的阀孔动能因数，查得在正常工作范围内，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：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 ， ，取较小值提馏段 ，取较小值 经验证 且 ，流速合理塔板数据汇成下表：表5-3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降液管总积Ad/mm阀孔数n/个精馏段1400500153901029161096提馏段1400500153901029161096项目开孔率/%塔

35、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7.483.55476050225100提馏段7.483.97146050225100 5.2.4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 其中 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，满足条件。二、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

36、以后 其中 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，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性，塔体采用碳钢（Q235F钢）。根据塔体承受压力和塔体直径，查表取壁厚为8mm。5.3.2封头采用碳钢椭圆形封头，厚度取稍厚于筒体。查表选取标准椭圆形封头，其结构尺寸如下：公称直径Dg=1400 mm，曲面高度h1=350 mm，直边高度h2=40

37、mm，封头厚度S=10mm。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8、15、22块板之上及塔底各设置一个人孔，第14块板之上即进料处。人孔规格为Dg450，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HD=1.4m。由于进料为两相进料，进料空间高度可取HF=1.1m。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11 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=27.8m5.3.5裙座塔的高径比为17.7，选用圆筒形

38、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dv=0.1406 m考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入VS值时已适当放大。查表取标准接管，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=300 mm，补强圈内径d=163 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dR=0.0.0814m考虑到生产中

39、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=100 mm，外径厚度为1086mm，接管伸出长度H=150 mm，补强圈外径D=200mm，补强圈内径d=112 mm。3.进料管管径进料为气液相混合进料，料液速度用如下公式估算：经验气速uV选为10 m/s，e为进料的质量气化分数。因进料的摩尔气化率为0.1，进料气相平均摩尔质量为47.069g/mol，液相平均摩尔质量为50.046g/mol，故代入数据解得um=3.0759m/s。进料的气相体积流率VF,S=0.0149m3/s将数据代入下式解得df=0.0785m计算时已考虑到生产中操

40、作回流比的变动作出适当放大。查表取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=100 mm，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=112mm。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=0.1958 m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。5.塔底至再沸器连接管管径dL=dw=0.1958m计算时已考虑

41、到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表取标准接管，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。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=14.3158 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=0.2687 m3/s将数据代入下式解得db=0.1546m计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作

42、出适当放大。查表取标准接管，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。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1501596200300163回流管1001086150200112进料管1001086150200112塔底出料管2002198200400223塔底至再沸器管2002198200400223再沸器返塔管2002198200400223单位：mm塔体辅助设计第六章 塔体的辅助设计6.1列管式换

43、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 47.6，出口 45冷流体温度：进口 20，出口 30 4、传热面积冷凝器中热流体为有机蒸汽，冷流体为水，查表取。根据附表，选取浮头式冷凝器，壳径为900mm，管程数为6，管长为6m，换热面积为195.6。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 查表取。4、换热面积根据附表取卧式热虹吸式再沸器，型号为FLA700-185-16-2，传热面积 公称值/计算值为185/187.结果汇总表第七章 结果汇总表表丙烯A丙烷B异丁烷C

44、正丁烷D总和F质量流量kg/h2500.0000 5833.33334166.66674166.666716666.6667质量分率0.150.350.250.251摩尔流量kmol/h59.5238132.575871.839171.8391328.7312摩尔分率0.17770.39570.21440.21441D质量流量kg/h2500.00005745.833341.666708289.1414 质量分率0.30170.69330.005001摩尔流量kmol/h59.5238130.58710.71840192.2071 摩尔分率0.31230.68510.0037 01W质量流量k

45、g/h087.50004125.00004166.66678379.1667质量分率00.01040.49230.49731摩尔流量kmol/h01.988671.120771.8391144.9484摩尔分率00.01370.49060.495617-1物料衡算表表7-2 工艺条件表操作条件温度/压力/atm回流比理论板数实际板数F64.0017.22372.052121.601128.0000 D47.6017.1500 W97.5017.2800 表7-3 能量衡算表 单位：KJ/hQi入方QF6452993.45614215539.05QB7762543.589出方QC7313982.54914215539.05QD2727389.604QW3786037.713Q