348吨∕天轻烃分离精馏塔设计

1、化工工艺与设备课程设计说明书题 目：348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： 石油化工工艺与设备课程设计任务书班级： 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：348 吨/天组成(质量分率)： nC3 0.25 iC4 0.3 nC5 0.37 nC6 0.08进料状态（摩尔气化分率）：0.1 2.产品要求 塔顶产品： iC4收率98%塔底产品： nC5收率99%三、 计算说明主要内容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学校核；4、完成板式塔初步设计；5、

2、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、提交电子版及纸板：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 摘 要化工生产中所处理的物料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质，生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，利用液相混合物中各相组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组成分离。该过程是同时进行传质传热的过程。本设

3、计任务为精馏塔分离nC3、iC4、nC5、nC6混合物。对于多元混合物的分离，采用连续精馏过程。设计中采用气液混合进料，将原料液预热后送入精馏塔内。塔顶上蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小。塔釜采用间接蒸汽加热（再沸器），塔底产品经冷却后送至储罐。本设计说明书通过物料衡算、热量衡算、工艺计算、结构设计和校核等一系列工作来设计一个具有可行性的合理的筛板塔以及相关辅助设备的计算。绘制了精馏塔装配图，工艺流程图。关键词：精馏；精馏塔；丙烷；异丁烷；正戊烷；正己烷目录第1章 流程简图1第2章 工艺计算12.1全塔

4、物料衡算12.2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塔底压力42.2.4塔顶温度52.2.5塔底温度52.2.6最小理论板数的计算62.2.7最小回流比的计算62.2.8实际回流比和理论板数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非清晰分割验算102.4热量衡算112.4.1塔顶冷凝器的热负荷112.4.2再沸器负荷及热损失122.4.3冷凝水用量132.4.4蒸汽用量14第3章 板式精馏塔塔板设计143.1 塔径的初步估计143.1.1精馏段塔径143.1.2提馏段塔径173.2溢流装置的设计193.2.1溢流形式的选取193.2

5、.2溢流堰的设计193.2.3降液管的设计203.2.4受液盘的设计203.2.5进口堰213.2.6降液管底隙高213.3塔板布置213.3.1浮阀类型213.3.2浮阀排列213.3.3开孔率213.4塔板的水力学校核233.5塔板的负荷性能图273.5.1过量雾沫夹带线273.5.2淹塔线283.5.3过量液漏线293.5.4降液管超负荷线293.5.5液相负荷下限线293.5.6操作线29第4章 塔体的初步设计33 4.1 塔体设计4.1.1筒体设计334.1.2封头设计334.1.3人孔和手孔设计334.1.4塔高设计334.1.5裙座设计344.2接管设计344.2.1塔顶蒸汽出口

6、管径344.2.2回流管管径344.2.3进料管管径354.2.4塔底出料管管径354.2.5塔底至再沸器连接管管径364.2.6再沸器返塔连接管管径364.2.7各接管口参数汇总37第5章 辅助设备的初步设计375.1列管式换热器的设计375.2再沸器的设计38第6章 设计结果汇总39第7章 符号说明43第8章 总结44参考文献44第1章 流程简图第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45第2章 工艺计算第2章 工艺计算2.1全塔物料衡算本项目原料处理量为348吨/天，为了方便表达，下面对各组分配以相应的代号表示。表2-1 组分及代号列表组分名称n

7、C3iC4nC5nC6组分编号ABCD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2，重关键组分为3。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A、B、C组成，塔底产品由B、C、D组成。表2-2 原始数据表组分nC3iC4nC5nC6代号ABCD质量分率0.25 0.3 0.37 0.08 相对分子质量44587286进料各组分的质量分率为：aA,F =0.25aB,F =0.3 aC,F =0.37 aD,F =0.08由下式计算各组分的摩尔流率： (2-1)求得各摩尔流率，再由塔顶塔底的收

8、率要求得到塔顶塔底的轻重关键组分的摩尔流率： (2-2) (2-3)再由清晰分割的假设求出各组分的摩尔流率，最后整理出如下表格：表2-3全塔物料各组分分率汇总表 组分丙烷A异丁烷B正戊烷C正己烷D总和F质量流量kg/h3625.0000 4350.0000 5365.0000 1160.0000 14500.0000 质量分率0.2500 0.3000 0.3700 0.0800 1.0000 摩尔流量kmol/h82.3864 75.0000 74.5139 13.4884 245.3887 摩尔分率0.3358 0.3056 0.30370.0549 1.0000 D质量流量kg/h362

9、50000 4263.0000 536500 07941.6500 质量分率0.4565 0.5368 0.0067 01.0000 摩尔流量kmol/h82.3864 73.5000 0.7451 0156.6315 摩尔分率0.5260 0.46930.0047 01.0000 W质量流量kg/h087.0000 5311.35 1160.00006558.3500 质量分率00.01330.8099 0.1768 1.0000 摩尔流量kmol/h01.500073.7688 13.488488.7572 摩尔分率00.0169 0.8311 0.1520 1.0000 2.2操作条件的

10、确定2.2.1回流罐压力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： (2-4)式中Ki为相应温度下的相平衡常数。在烃类相平衡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12.50atm。试差过程如表2-4所示。表2-4回流罐压力试差过程回流罐压力/atm5121312.5KA2.81.41.31.35KB1.240.630.580.62 KC 0.310.170.1580.16KiXi 2.05

11、621.03290.95671.0008误差105.62%3.29%4.33%0.08% 2.2.2塔顶压力由回流罐压力为12.50 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： (2-5)对加压操作，管线阻力P取0.15 atm 是一个合理的数值，故PD=12.5+0.15=12.65atm2.2.3塔底压力塔底压力等于塔顶压力加上全塔压降： (2-6)根据经验，加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=12.65+254/760mmHg=12.7816atm2.2.4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

12、相平衡常数图内通过确定压力为12.78 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56。试差过程如表2-5所示。表2-5塔顶温度试差过程塔顶温度/505456KA1.4615061.51KB0.670.720.74KC 0.1880.20.26yi/Ki=11.08571.02361.0006误差8.57%2.36%0.06%2.2.5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内通过确定压力为12.78 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146。试差过程如表2-6所示。表2-6 塔底温

13、度试差过程塔底温度100150148146KB1.52.72.62.5KC0.51.11.081.05KD 0.260.620.60.56KiXi 0.48041.05411.03271.0000误差51.96%5.41%3.27%0%2.2.6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， (2-7) (2-8)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（12.65atm，56）塔底条件下（12.78atm，146）Klk0.662.58Khk0.211.1lk，hk=Klk/Khk3.14292.3455则lk，hk=2.7151

14、将lk，hk与物料平衡数据代入Nmin表达式，算得Nmin=7.5091即最小理论板数为7.5091块。2.2.7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： (2-9) 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76.15与平均压力17.3158 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2-8。表2-8各组分Ki值、ij值表KAKB KC KDKi2.81.50.520.26ij=Ki/Kj5.38462.884610.5又由任务书知e=0.1，则q=1-e=0.9，将物料衡算

15、数据代入恩德伍德公式方程组解得=1.3427Rmin=0.56502.2.8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2-9。 (2-10)表2-9 X、Y、N、R/Rmin、N(R+1)部分计算结果R/RminRXYNN(R+1)1.10.62150.0348440.62936823.6564338.35891.20.6780.0673420.58816921.0898235.388721.30.73450.0977230.55599819.41

16、67733.678391.40.7910.1261860.52770618.1338732.477761.50.84750.1529090.50240417.1100931.61091.60.9040.1780460.4796216.2733730.984491.70.96050.2017340.45898815.5765230.537761.81.0170.2240950.44021114.9869230.228621.91.07350.2452380.42303814.4813330.0270321.130.2652580.40726414.0427229.910992.11.18650.

17、2842440.39271513.6583929.864082.21.2430.3022740.37924813.3186729.873782.31.29950.3194170.36673813.0160729.930452.41.3560.3357390.35508312.7446930.026482.51.41250.3512950.34419212.4998330.155852.61.4690.366140.3339912.2777130.313682.71.52550.3803210.32440912.0752430.496012.81.5820.3938810.31539211.88

18、98530.69962.91.63850.406860.30688911.7194430.9217431.6950.4192950.29885411.5622231.16017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的求取从图中可得最低点，即最适宜回流。此处点为（2.1,29.8641）R/Rmin=2.1 R=2.1Rmin=2.1*0.5650=1.1865N=13.6584所求得的实际回流比为1.1865，理论板数为13.6584块。2.2.9全塔效率与实际板数全塔效率可用奥康奈

19、尔经验公式表示： (2-11)其中， (2-12)黏度数据采用塔顶与塔底的算数平均温度101下的液相黏度，L,A=0.0339 cp，L,B=0.0793 cp，L,C=0.1185 cp, L,D=0.1832 cp。由表3-8所载Ki值可求得该温度压力下的相对挥发度。结合表2-3所载进料中各组分摩尔分率，可求得ET=0.6982则实际塔板数N实际=N/ET=13.6584/0.6982=19.5623=20 块与最开始假设的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20块板。2.2.10进料位置与进料条件假设进料位置在第10块塔板处，根据每板压降为4 mmHg的假设，由塔

20、顶压力为12.65atm求得进料压力为12.70atm，采用与表2-5中相似的方法试差求得进料温度为72，试差过程如表2-10所示。表2-10进料温度试差过程温度/80707572KA2.21.92.051.95KB1.140.951.040.97KC0.350.290.320.3KD0.170.130.1480.132KiXi/(e(Ki-1)+1)1.12700.97971.05271.0012误差12.70%2.03%5.27%0.12% 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： (2-13)查数据可得轻、重关键组分于塔顶、塔底、进料位置三处的相对挥发度分别为3.

21、1429、2.3455、3.2333，将它们与物料平衡数据代入上式，可求得NR/NS=1.0296根据NR+NS=20，求得： 精馏段实际塔板数 NR=10 提馏段实际塔板数 NS=10与假设算得的数据吻合，因此，进料位置为第11块板的假设是成立的。2.3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丙烷的K值为1.51，又已查得塔底条件下异丁烷K值为4.2，异丁烷在塔顶与塔底条件下K值分别为0.74、2.5。则有 D=KA顶/KB顶=2.0405 W=KA底/KB底=1.68 m=( D,w)=1.8515又由非清晰分割公式 (2-14)将之前求得的物料平衡与Nmin数据代入上式，解得X

22、A,底=0.0001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内查得在塔顶条件下正戊烷的K值为0.26，又已查得塔底条件下正戊烷K值为1.05，正己烷在塔顶与塔底条件下K值分别为0.09、0.56。则有 D=KC顶/KD顶=0.3462 W=KC底/KD底=0.5333 m=0.4297又由非清晰分割公式 (2-15)将之前求得的物料平衡与Nmin数据代入上式，解得XD,顶=0.00000064991这一含量极微，可以认为正己烷在塔顶不存在，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12.50atm，塔顶蒸汽的

23、温度为56，压力为12.65atm,查表得各物质焓值表： 表2-11塔顶各物质焓值表状态气相液相组分千焦/千克KJ/mol千焦/千克KJ/mol丙烷625.336327.5149355.370115.6363异丁烷628.492236.4525337.914219.5990正戊烷389.061428.012448.27193.4756HV,D=HVAXA,D+HVBXB,D+HVCXC,D =27.51480.526+36.45240.4693+28.01240.0047 =31.7116 KJ/molHL,D=HLAXA,D+HLBXB,D+HLCXC,D =15.63630.526+19.

24、59900.4693+3.47560.0047 =17.4388 KJ/molQD=(R+1)D (HV,D - HL,D) =(1.1865+1) 1156631.5(31.7116-17.4388) =4888073.9650 KJ/h2.4.2再沸器负荷及热损失进料温度为72，压力为12.70atm,查表得各物质的焓值表：表2-12进料各物质焓值表状态气相液相组分千焦/千克KJ/mol千焦/千克KJ/mol丙烯630.510227.7424408.839317.9890丙烷648.139437.5921381.792622.1440异丁烷414.60729.851788.58436.37

25、81正丁烷340.533529.28598.09220.695972时，KA=1.95，KB=0.97，KC =0.3，KD=0.132。 (2-16) (2-17)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：塔底温度为146，压力为12.78atm,查表得各物质的焓值表：表2-13塔底各物质焓值表状态气相液相组分千焦/千克KJ/mol千焦/千克KJ/mol正戊烷528.514138.0530298.273721.4757正己烷469.896240.4111206.062717.7214对全塔作热量衡算： (2-18)最终求得 2.4.3冷凝水用量 假设冷却水

26、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。冷凝水流量为：第3章 板式精馏塔塔板设计2.4.4蒸汽用量 塔底温度为146，所以选择160的蒸汽，在该条件下水的潜热。蒸汽用量为：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 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： 正戊烷的液相密度为： 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

27、、液相负荷3、Smith法 (3-1)因为是加压塔，取板上液层高度为：取板间距查化工工艺与设备课程设计图3-4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=0.0589/0.0725/0.0944 最大容许气速为： (3-2)，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=0.1800/0.2216/0.2885m/s塔径为： (3-3)在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=1.1986/1.0803/0.9468m4、波律法最大允许气速为： (3-4)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

28、气速： (3-5)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=0.2965/0.3126/0.3424m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：0.9339/0.9095/0.8690m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3-1精馏段塔径计算Smith波律法(m)0.450.500.600.450.500.60D(m)1.19861.08030.94680.93390.93390.86900.646

29、50.58350.53790.39250.41360.4531根据数据表，选出板间距为，D=1.0m。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，查得正戊烷的液相密度为： 正己烷的液相密度为：塔底液相密度为：在塔底条件下，液相异丁烷的表面张力为： 液相正戊烷的表面张力为：液相正己烷的表面张力为：塔底液相表面张力为：2、气、液相负荷3、Smith法因为是加压塔，取板上液层高度为：取板间距查化工工艺与设备课程设计图3-4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=0.0505/0.0555/0.0793 最大容许气速为：在对应的C下，求得相应的

30、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=0.1439/0.1582/0.2260m/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=1.4502/1.3831/1.1572m4、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=0.2086/0.2315/0.2718m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：1.2045/1.1434/1.0552m将Smith法和波律法进行比较，取塔

31、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3-2提馏段塔径计算Smith波律法(m)0.500.600.800.500.600.80D(m)1.45021.38311.15721.20451.14341.05521.05151.14781.07130.72540.78440.8908根据数据表，选出板间距为，塔径选择D=1.6m。总结论：精馏段和提馏段选择塔径D=1600 mm，板间距HT取600 mm，板上液层高度取70 mm。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1600m

32、m，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。 (3-6)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0.0193m，在提馏段为0.0414m。，所以假设基本一致。3.2.3降液管的设计一般情况下都是用弓形降液管，根据，可得，。所以，3.2.4受液盘的设计由于塔径较大，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3-1凹型受液盘式塔板结果示意图3.2.5进口堰凹形受液盘不

33、必设进口堰。3.2.6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。3.3塔板布置 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。3.3.1浮阀类型选用F1型浮阀中的重阀，阀径48mm，阀孔直径39mm，重约33g。3.3.2浮阀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。3.3.3开孔率（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： (3-7) 这里选精馏段阀孔气速uO=2.0 m

34、/s。则： = (3-8) = (3-9)查化工工艺与设备课程设计附录5，选开孔率为6.67%。此时 不全开阀孔动能因数校核： (3-10)故精馏段可选择开孔率为6.67%。（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：这里选精馏段阀孔气速uO=2.0 m/s。 则： = =查化工工艺与设备课程设计附录5，选开孔率为6.67%。此时 阀孔动能因数校核： 故提馏段可选择开孔率为6.67%。3.4塔板的水力学校核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

35、相表面张力的压力降。 (3-11)以液柱高度表示压力降： (3-12)（1）干板压力降对33gF-1型重阀，全开前的干板压降：（m液柱）(3-13)全开后的干板压降： (3-14)代入公式分别计算可得：精馏段：。提馏段：(2)液层压力降 (3-15) 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：3.4.2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： (3-16)其中取 ，A=0.159，n=0.95 代入数据解得：精馏段：m=0.1769，e=0.0006599（kg雾沫/kg

36、气体）提馏段：m=0.1529，e=0.0032kg（雾沫/kg气体）该值远小于0.1 kg（雾沫/kg气体）(2)泛点率泛点率 (3-17)其中，代入数据解得精馏段 ，提馏段。经验证，e0.1kg雾沫/kg气体, ,合理。3.4.3降液管的设计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。 (3-18)精馏段取，提馏段取浮阀塔很小，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：， (3-19)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： (3-20)取，则满足要求。3.4.4液漏根据已经求得的阀孔动能因数，可知在正

37、常工作范围内，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 (3-21) 代入数据，可以求得： 精馏段：，提馏段： 2、流速 (3-22) 代入数据解得精馏段 ，提馏段 。 液体的允许流速取 (3-23) 和 (3-24) 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 ，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降液管总积Ad/mm阀孔数n/个精馏段16006002011012862918112提馏段16006002011012862918112项

38、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6.673.03895050325100提馏段6.673.69085050325100 3.5塔板的负荷性能图 精馏段的负荷性能图3.5.1过量雾沫夹带线 (3-25) 取 可得 (3-26) 3.5.2淹塔线 (3-27)简化以后 (3-28) 其中 代入数据经计算可得： 所以 3.5.3过量液漏线 (3-29)3.5.4降液管超负荷线 (3-30)3.5.5液相负荷下限线 (3-31)即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，并将操作线方程一并绘出，得到精馏段

39、的负荷性能图如下： 图3-1 精馏段塔板负荷性能图操作点为，,操作弹性，满足条件。提馏段的负荷性能图3.5.7过量雾沫夹带线 取 可得 3.5.8淹塔线简化以后 其中 代入数据经计算可得： 所以 3.5.9过量液漏线3.5.10降液管超负荷线3.5.11液相负荷下限线即3.5.12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3-2 提馏段塔板负荷性能图操作点为，,第4章 塔体的初步设计 操作弹性，基本满足条件。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，塔体采用碳钢（Q

40、235F钢）。根据塔体承受压力和塔体直径，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。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人孔和手孔设计对于直径大于或等于800mm的塔，采用人孔，直径小于800mm的塔采用手孔。每隔68块板设置一个人孔，根据塔顶、塔底进料处必须设置人孔的原则，选择在塔顶及第7、11、16块板之上及塔底各设置一个人孔，第11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。

41、4.1.4塔高设计塔顶空间高度取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： (4-1)塔底产品停留时间取为10 min，则 (4-2)于是HB可取为7m。塔的总高 (4-3)设有人孔的位置板间距取0.6 m。代入数据算得 4.1.5裙座设计塔的高径比为13.0625，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。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 = 0.1272 m考虑到生

42、产中操作回流比的变动，式中代入VS值时已适当放大。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。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=0.0592 m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。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=112 mm。4.2.3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： (4-4)经验气速uV选为16m/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53.1878g/mol，液相平均摩尔质量为59.0878g/mol，故代入数据解得um=4.8239 m/s。进料的气相体积流率VF,S=0.0126 m3/s将数据代入下式解得df=0.0577m计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。取标准接管，其参数如下：公称直