轻烃分离精馏塔设计书

1、 化工原理课程设计说明书题 目：400吨/天四组份轻烃分离精馏塔设计 学生姓名：王合文学 号：11031117专业班级：化学工程与工艺卓越11-1班指导教师：李军2014年9月3日中国石油大学（华东）化工原理课程设计化工原理课程设计任务书一 、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 吨/天组成（质量分率） iC4：0.10，nC4：0.40 ，iC5：0.40 ，nC5：0.10。进料状态（气化分率） 0.4 2、 产品要求塔顶产品 nC4收率99.5% 塔底产品 iC5收率99.5% 摘要：首先需进行全塔的初步物料衡算。由设计任务书知

2、，精馏任务的轻关键组分为B，重关键组分为C。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。 塔顶塔底操作压力由所选的冷凝剂确定，因水和空气最廉价易得，因此，精馏操做中，常用水和空气为冷凝剂。此次设计以水为冷凝剂所以冷凝罐的温度一般取值40-50。关键词：轻烃分离、工艺计算、设备计算Abstract: preliminary material balance first need full tower calculation. By the design task book kno

3、wledge, light key rectification task is divided into B, heavy key component is C. Pay attention to two key components of adjacent, at the same time separation degree requirement is very high, so the method can be used to clear division of material balance. In the clear division of the conditions,the

4、 product by A, B, C, B, C from the tower bottom product, D.The top of the tower bottom operating pressure is determined by the condensing agent selected, due to the water and air is the most inexpensive, therefore,commonly used in distillation operation, water and air as condensing agent. The design

5、 of the water as condensing agent so condensate tank temperature of 40-50 value.Keywords: light hydrocarbon separation, process calculation, calculation目录目录第一章 前言1一 . 化工原理课程设计的目的与要求：1二 . 课程设计的任务：1三. 课程设计过程中应注意的问题：1第二章 流程简图2第三章 物料衡算33.1操作条件的确定33.1.1清晰分割物料衡算33.1.2 塔顶、塔底操作条件及进料条件53.2 最小理论板数和最小回流比83.2.1

6、 最小回流比83.2.2 最小理论板数93.3 实际回流比，理论板数93.4 进料位置113.5 全塔效率及实际板数113.5.1 全塔效率113.5.2 实际板数123.5.3实际进料位置12第四章 能量衡算134.1 全塔热量衡算134.1.1塔顶冷凝器热负荷134.1.2塔顶产品带出热量134.1.3 进料带入的热量134.1.4 散失与周围的热量144.1.5 塔底带出热量144.1.6 塔底再沸器热负荷144.1.7 冷却水和加热蒸汽的用量144.2全塔热量衡算表15第五章 aspen模拟检验165.1简捷法模拟165.1.1模拟的初始条件165.1.2模拟结果165.2严格法模拟1

7、75.2.1模拟的初始条件175.2.2模拟的结果18第六章 精馏塔的选型与设计226.1 塔径设计226.1.1 精馏段塔径的初估226.2 塔板设计296.2.1 流型选择296.2.2 溢流堰296.2.3 受液盘306.2.4 降液管306.2.5 进口堰306.3 塔板布置306.3.1 浮阀的阀型306.3.2 浮阀排列306.3.3 开孔率316.3.4 塔板布置316.3.5 标准化塔板布置326.4 塔板水力学校核326.4.1 精馏段水力学校核及塔板负荷性能图326.4.2 提馏段水力学校核及塔板负荷性能图376.5 板式精馏塔结构设计406.5.1筒体设计406.5.2

8、封头设计416.5.3 人孔和手孔设计416.5.4 裙座的设计416.5.5 塔体设计参数汇总426.6接管设计426.6.1 塔顶蒸汽出口管径426.6.2 回流管管径426.6.3 进料管管径436.6.4 塔底出料管管径446.6.5 塔底至再沸器联接管管径446.6.6 再沸器返塔联接管管径44第七章 辅助设备设计467.1 塔顶冷凝器的选用467.1.1 严格法得到冷凝器热负荷467.1.2 计算平均温差467.1.3 换热器总传热系数的选取467.1.4 换热器换热面积的估算467.1.5 初选换热器477.2 核算换热器总传热系数477.2.1 管程对流传热系数477.2.2

9、壳程对流传热系数487.2.3 污垢热阻497.2.4 总传热系数497.2.5 校核所需传热面积507.3 压力降校核507.3.1 管程压力降507.3.1.1 直管阻力507.3.1.2 局部阻力517.3.1.3 流体通过进出口接管时的阻力517.3.1.4 管程压力降517.3.2 壳程压力降517.3.2.1 流体通过折流挡板间压力降527.3.2.2 流体通过折流挡板压力降537.3.2.3 壳程压力降537.4 塔底再沸器的选用547.5 泵的选型557.5.1 塔顶泵的选型55第八章 设计结果汇总56参考文献62前言第1章 前言众所周知，石油与我们生产生活密不可分，而人们对石

10、油的研究也一直没有终止。石油产品种类繁多，成分复杂，用途极广。石油的加工过程也是复杂多样的。在石油化工生产过程中，常常需要将含有极其复杂组分的原料进行分离以便得到初步合格的产品和进一步加工的原料，通常的分离操作包括蒸馏、吸收、萃取、蒸发和膜分离等，而在石油化学工业中最常见的时蒸馏。蒸馏过程是分离液体混合物的典型单元操作。其原理是利用被分离组分的挥发度不同，实现轻重组分的分离的。轻烃混合气体的分离在石油化工过程中起到的作用是非常明显的，如裂解气的分离得到不同的轻烃产物，炼厂气的分离得到液化气，裂化气体的分离得到丙烯，丁烯。而分离的主要设备精馏塔更是广泛应用于石化行业，塔设备可以分为板式塔和填料塔

11、，其中板式塔的应用较广，属于逐级接触式的传质设备，内装若干层板，液体依靠重力自上而下流过每层气体；气体则依靠压强差的催动，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气液相在塔内进行逐级接触。现在对一400吨/天的轻烃分离精馏塔进行设计，设计书已知，C4,C5的分离在工业上也有重要的意义，在催化重整中气体分离有很大的作用。可以得到合格的nC4产品和iC5产品。我们先进行物料衡算和热量衡算，然后进行aspen模拟，并比较两者的差别。再利用严格模拟结果进行塔板设计和塔体的设计，选用塔的辅助设备。通过这一系列的过程提高自己的能力。62第2章 流程简图图2-1.精馏塔流程简图物料衡算第三章 物料衡算3.1

12、操作条件的确定3.1.1清晰分割物料衡算本项目原料处理量为400吨/天，为方便表达，下面对各组分配以相应的代号表示。表3-1 组分及代号列表iC4nC4iC5nC5ABCD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B，重关键组分为C。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3-2 原始数据表 组分iC4nC4iC5nC5代号ABCD质量分率0.10.40.40.1相对分子量58587272 进料各组分的质量分率为 由下式计算各组分的摩尔流率（2-

13、1）求得各摩尔流率再由塔顶塔底的收率要求求得塔顶塔底的轻重关键组分的摩尔流率（左边的Wi表示塔顶塔底收率，di，wi表示摩尔流率）再由清晰分割的假设求出各组分的摩尔流率，最后整合结果如下表：表3-3 全塔物料衡算表 组成符号A234合计组成表示iC4nC4iC5nC5相对分子质量58587272流量质量流量/kg/h进料1666.66486666.6656666.66721666.663216666.6602塔顶1666.66486633.332433.33608333.3332塔底033.33266633.33121666.66328333.327摩尔流量/kmol/h进料28.735611

14、4.942592.592623.1481259.4188塔顶28.7356114.36780.4630143.5664塔底00.574792.129623.1481115.8524分率质量分率进料0.10.40.40.11塔顶0.1999997790.7959999010.0040003201塔底00.0039999150.7960003490.1999997361摩尔分率进料0.11080.44310.35690.08921塔顶0.20060.79660.003201.0004塔底00.0050.19820.796813.1.2 塔顶、塔底操作条件及进料条件 塔顶塔底操作压力由所选的冷凝剂确

15、定，因水和空气最廉价易得，因此，精馏操做中，常用水和空气为冷凝剂。此次设计以水为冷凝剂所以冷凝罐的温度一般取值40-50。（1）回流罐压力Pb的计算： 取冷凝罐温度为45摄氏度，由化工原理436页的相平衡常数图查图，得到一定压力下的K值,满足泡点方程 表3-4不同压力下的K值压力/atmKAKBKCkx求和值4.41.320.980.441.0464.61.30.960.431.0264.71.280.950.431.014即：塔顶冷凝器温度为tb = 45 ，回流罐压力Pb = 4.7 atm.（2）塔顶压力PD和塔顶温度tD的确定：因为 PD = Pb + P Pb = 4.7atm 所以

16、采用加压操作。取管线阻力P = 0.15 atm PD = Pb + P = 4.7 + 0.15 = 4.85 atm由化工原理436页的相平衡常数图查图得一定压力下的K值，满足露点方程 表3-5不同温度下的K值温度/KAKBKC求和值471.310.960.40.9907461.280.90.371.050246.51.250.920.361.013即：塔顶温度tD = 47 ，塔顶压力PD = 4.85 atm.（3）塔底压力PW和塔底温度tW的确定：假设精馏塔实际塔板数NP = 36，取P单板 = 4 mmHg则 PW = PD + NP×P单板 = 4.85 + 36

17、15;4×0.001316 = 5.04 atm由化工原理436页的相平衡常数图查图得：一定压力下的K值，满足泡点方程。 表3-6不同温度下的K值温度/kBkCKD求和值862.050.960.820.9374872.110.840.9735882.11.050.851.015所以：塔底温度tW = 88 ，塔底压力PW = 5.04 atm.（4）进料压力PF 和进料温度tF的确定：假设精馏段实际塔板数NP1 = 19，取P单板 = 4 mmHg则 PW = PD + NP×P单板 = 4.85 + 19×4×0.001316 = 4.95 atm由化

18、工原理436页的相平衡常数图查图得：一定压力下的K值，满足泡点方程。表3-7不同温度下的K值温度/KAKBkCkD求和值7021.20.750.61.013722.11.30.770.620.9917712.051.250.760.611.0024所以：进料温度tF = 71 ，进料压力PF = 4.95 atm全塔条件汇总如下表 表3-8 全塔条件汇总表项目回流罐塔顶塔底进料温度/45478871压力/atm4.74.855.0394.9343.1.3 非清晰分割的验证根据 可求得相对挥发度。对iC4： 表3-9相对挥发度表项目异丁烷正丁烷相对挥发度kD1.310.961.364583333

19、kW2.52.11.19047619代入数据得，可认为塔底不含iC4。对nC5： 表3-10相对挥发度表项目异戊烷正戊烷相对挥发度kD0.40.31.333333333kW1.050.851.235294118代入数据得，可认为塔顶不含nC5。由以上检验可以得出，清晰分割成立。3.2 最小理论板数和最小回流比3.2.1 最小回流比全塔平均温度：全塔平均压力：由化工原理436页的相平衡常数图查图得：K1 = 2.1，K2 = 1.2，K3 = 0.75，K4 = 0.6。以物质D（nC5）为对比组分，则： 同理可得：由任务书知，进料热状况q=0.6由恩德伍德公式：， .4由试差法：假设，得：此时

20、 则最小回流比为Rmin = 1.92533.2.2 最小理论板数塔顶相对挥发度：塔底相对挥发度：则由芬克斯公式：则最小理论板数Nmin = 14.48443.3 实际回流比，理论板数因为：，由推得：又，一次取不同的R/Rmin，可得：表3-11 吉利兰图求解理论板数数据表R/RminRXYNN*(R+1)1.12.149070.0620405390.59411830338.61380474121.59757411.22.344440.1168327130.53684226733.59133063112.34418981.32.539810.1655766830.49080377330.373

21、37423107.51597381.42.735180.209221510.45262771628.11551823105.01652141.452.8328650.2293754150.43587029427.22093946104.33418611.52.930550.248527560.42041405826.44168361103.93035951.553.0282350.2667508230.40610594425.75646571103.75309661.583.0868460.2772666260.39801729925.38351115103.7385011.63.125920

22、.284111180.3928160562576251141.73.321290.3164772560.36886383224.11861091104.22351211.83.516660.3460433150.34784587423.27684688105.13360321.93.712030.3731576410.32922912922.57530688106.375523323.90740.3981130540.31260604221.981008107.86959872.14.102770.4211575280.29765917721.47065621109.

23、55982042.24.298140.4425024630.28413717121.02731659111.40566712.34.493510.4623291850.27183805220.63837055113.3770952.44.688880.4807941110.26059741720.29421479115.45135262.54.884250.4980328840.25027989719.98740562117.61089152.65.079620.5141637140.24077288219.7120801119.84195642.75.274990.5292900870.23

24、198182719.46355461122.13361052.85.470360.5435029890.22382669719.23804045124.47704742.95.665730.5568827420.21623923219.03243829126.865094935.86110.5695005170.20916081118.84418707129.2918519由此数据表，以R/Rmin为横坐标，（R+1）·N为纵坐标做图： 图3-1 适宜回流比图由图可知：最适宜回流比值R/Rmin = 1.55则回流比为R = 2.9842，对应的理论板数：NT = 24.83.4 进

25、料位置由柯克布莱德经验公式：又，则则进料板为第13块板。3.5 全塔效率及实际板数3.5.1 全塔效率全塔算数平均温度：由Aspen物性分析方法查得：表3-8各组分的粘度表组分ABCD粘度cp0.13020.10630.1490.1541则，全塔效率3.5.2 实际板数实际板数：而之前假设实际板数为36块，所以假设成立。实际板数NP =36块。3.5.3实际进料位置实际进料位置与假设值NR=19很接近，所以进料位置的假设也是成立的。能量衡算第四章 能量衡算4.1 全塔热量衡算4.1.1塔顶冷凝器热负荷已知塔顶温度为47，由Aspen Plus物性分析方法查得： 表4-1 塔顶各组分的焓值表组分

26、iC4nC4iC4nC5气相焓-133070-123900-151600-144790液相焓-150900-143450-174200-168840焓差17830195502260024050 塔顶冷凝器热负荷4.1.2塔顶产品带出热量 塔顶液相焓塔顶产品带出热量4.1.3 进料带入的热量已知进料温度为71，由Aspen Plus物性分析方法查得 表4-2 进料各组分的焓值表组分iC4nC4iC4nC5气相焓-130410-121150-148060-141130液相焓-147740-140400-170830-165440进料带入热量4.1.4 散失与周围的热量一般取散失与周围热量QI =

27、0.05QB4.1.5 塔底带出热量由Aspen Plus物性分析方法查得： 表4-3 塔底各组分的焓值组分iC4nC4iC4nC5液相焓-143010-136130-166230-160830塔底带出热量4.1.6 塔底再沸器热负荷根据全塔热平衡：塔底再沸器热负荷：4.1.7 冷却水和加热蒸汽的用量设水进出口温度分别为t1 = 30, t2 = 40。冷却水用量：用蒸汽加热，蒸汽一般比塔底温度高20，因此取蒸汽温度108。查图表集的饱和蒸汽的汽化潜热饱和蒸汽用量：4.2全塔热量衡算表 表4-4 全塔热量衡算表项目热量/kj/h入方进料-38699000再沸器9800700合计-2889830

28、0出方塔顶出料-20823000塔底出料-19116000散失热量49003.5冷凝器10991000合计-28898996.5Aspen模拟第五章 aspen模拟检验5.1简捷法模拟5.1.1模拟的初始条件5.1.2模拟结果（1）精馏塔（2） 物流5.2严格法模拟5.2.1模拟的初始条件5.2.2模拟的结果（1） 塔顶冷凝器热负荷（2）塔底再沸器热负荷（3）物流（4）塔内温度分布（5） 塔内温度分布曲线（6）塔底再沸器热负荷与进料位置的关系精馏塔的选型与设计第六章 精馏塔的选型与设计6.1 塔径设计6.1.1 精馏段塔径的初估由Aspen Plus物性分析方法查得塔顶tD = 47, PD

29、= 4.85 atm时各物系密度： 表6-1塔顶气液相密度数据表组分iC4nC4iC5nC5液相密度/kg/m3515.7591539.2991587.299593.5817气相密度/kg/m311.641311.768215.550215.8955精馏段液相质量流率： 精馏段气相质量流率：精馏段气相体积流率： 精馏段液相体积流率：（1） 板间距 Smith法：取塔板间距HT =600mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith气相负荷因数图查得：C20 = 0.121由Aspen Plus物性分析方法查得： 表6-2 精馏段各组分表面张力数据表组分iC4nC4iC5nC5表面张力N/m0

30、.00690.00890.01160.0126气相负荷因数：最大容许气速：空塔气速：塔径 波津法：最大容许气速：常、加压塔K = 0.82，炼油装置的轻组分分馏系统KS = 0.95空塔气速：塔径：（2） 板间距 Smith法：取塔板间距HT = 450mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith气相负荷因数图查得：C20 = 0.09气相负荷因数：最大容许气速：空塔气速：塔径 波津法：最大容许气速：常、加压塔K = 0.82，炼油装置的轻组分分馏系统KS = 0.95空塔气速：塔径：（3） 板间距 Smith法：取塔板间距HT = 500mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith气

31、相负荷因数图查得：C20 = 0.1气相负荷因数：最大容许气速：空塔气速：塔径 波津法：最大容许气速：常、加压塔K = 0.82，炼油装置的轻组分分馏系统KS = 0.95空塔气速：塔径： 表6-3精馏段板间距计算 smith法波律法HTD圆整后的DHT*D2D圆整后的DHT*D26001.44621.61.25491.3971.41.17094501.76761.81.4061.50121.61.01415001.59081.61.26541.50121.61.1267 由上表可知：Smith法中最小者： 波津法中最小者：取相对大者，因此精馏段板间距HT = 600mm，塔径D = 1.6m

32、。6.1.2 提馏段塔径的初估由Aspen Plus物性分析方法查得塔底tW = 88, PW = 5.04atm时各物系密度： 表6-4塔底各组分气液相密度 组分iC4nC4iC5nC5液相密度/kg/m3442.8493474.4579534.8404543.1008气相密度/kg/m310.2481310.322913.336413.5049馏段液相质量流率： 提馏段气相质量流率：提馏段气相体积流率： 提馏段液相体积流率：（1） 板间距 Smith法：取塔板间距HT = 600mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith气相负荷因数图查得：C20 = 0.09由Aspen Plus物

33、性分析方法查得：表6-5 表面张力表组分iC4nC4iC5nC5表面张力N/m0.00280.00450.00730.0082气相负荷因数：最大容许气速：空塔气速：塔径 波津法：最大容许气速：常、加压塔K = 0.82，炼油装置的轻组分分馏系统KS = 0.95空塔气速：塔径：（2） 板间距 Smith法：取塔板间距HT = 450mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith气相负荷因数图查得：C20 = 0.067气相负荷因数：最大容许气速： 空塔气速：塔径： 波津法：最大容许气速：常、加压塔K = 0.82，炼油装置的轻组分分馏系统KS = 0.95空塔气速：塔径： （3） 板间距 S

34、mith法：取塔板间距HT = 500mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith气相负荷因数图查得：C20 = 0.075气相负荷因数： 最大容许气速： 空塔气速：塔径：b) 波津法：最大容许气速：常、加压塔K = 0.82，炼油装置的轻组分分馏系统KS = 0.95空塔气速：塔径： 表6-6提馏段板间距计算smith法波律法HTD圆整后的DHT*D2D圆整后的DHT*D26001.47721.61.30931.34581.41.08684501.71211.81.31911.44621.60.94125001.61821.81.30941.40861.60.9921由上表可知：Smit

35、h法中最小者： 波津法中最小者：两者中较大者为：因此精馏段板间距HT = 600mm，塔径D = 1.6m。6.2 塔板设计6.2.1 流型选择精馏段：D = 1.6m，LS1 = 46.366m³/h提馏段：D = 1.6m，LS1 =78.2164m³/h因此取塔径D = 1.4m，选择流型为单溢流。6.2.2 溢流堰堰长lW：单溢流lw = 0.7D = 1.12m堰高hW：取hW = 50mm = 0.05m溢流堰形式：平口堰溢流堰上液层高度：取弓形堰的液流校正系数E = 1精馏段：提馏段：6.2.3 受液盘D = 1.6m，采用凹形受液盘，开两个10的泪空6.2.

36、4 降液管弓形降液管的宽度和截面积：查弓形函数时：，降液管高度：塔全截面积：降液管面积： 降液管底隙高度凹型受液盘，降液管底隙高度hb = 80mm.6.2.5 进口堰凹型受液盘不设进口堰。6.3 塔板布置D 0.8m，故采用分块式布置。分块塔板由两块弓形板，一块通道板和数个矩形板构成。 图6-1分块式塔板示意图6.3.1 浮阀的阀型选用F-1型重阀，阀质量33g，阀片厚度2mm，适用塔板厚度3mm，阀径48mm，阀孔径39mm，高程8.5mm。6.3.2 浮阀排列采用叉排。因为为分块式布置，选用等腰三角形排列：底边s = 75mm，高t由开孔率和浮阀数确定。6.3.3 开孔率取Fo=10由阀

37、孔气速计算开孔率：精馏段空塔气速：提馏段空塔气速：精馏段阀孔气速：提馏段阀孔气速：则精馏段塔板开孔率：提馏段塔板开孔率：6.3.4 塔板布置（1） 区域划分：选取WF = 100mm，WC = 85mm 图6-2塔板区域划分简图（2）浮阀数确定：阀孔直径do = 39mm精馏段浮阀数：提馏段浮阀数：浮阀按等腰三角形排列： 则塔板上的有效鼓泡面积：精馏段排间距：提馏段排间距：6.3.5 标准化塔板布置采用化工原理课程设计P143附录十单溢流浮阀塔盘标准列参数：（1）精馏段：塔径D = 1600mm，塔截面积AT = 20110m²，塔盘间距HT = 600mm，弓形降液管堰长lW =

38、1056mm，弓形降液管宽度H = 199mm，降液管总面积Ad = 1450cm²，浮阀个数No = 228，开孔率o = 13.55%，出口堰高度hw = 50mm，阀孔按三角形75×65mm排列，一层塔盘质量114kg。（2） 提馏段：塔径D = 1600mm，塔截面积AT = 20110cm²，塔盘间距HT = 600mm，弓形降液管堰长lW = 1056mm，弓形降液管宽度H = 199mm，降液管总面积Ad = 1450cm²，浮阀个数No = 192，开孔率o = 11.4%，出口堰高度hw = 50mm，阀孔按三角形75×80m

39、m排列，一层塔盘质量114kg。6.4 塔板水力学校核6.4.1 精馏段水力学校核及塔板负荷性能图（1）塔板压降：干板压降：阀全开前：m阀全开后：取两者中较大值，则干板压降液层压力降：取充气系数= 0.55克服表面张力压降：一般可忽略。则塔板压降：塔板压降在3-6mmHg内，且与起初假设4mmHg比较接近，可认为假设成立。（2）雾沫夹带量：计算雾沫夹带量查得uV1=0.1344 cpuV2=0.1322 cp塔板间距大于400mm，取A = 0.159，n = 0.95，取由阿列克山德罗父经验式计算雾沫夹带量：e1 = 0.0234kg雾沫/kg气体< 0.1kg雾沫/kg气体雾沫夹带量

40、符合要求。泛点率核算正常操作下，直径大于900mm的塔，要求F1 < 80%-82%。气相负荷因数由P78图2-17查得：泛点负荷因数取KS = 0.95，单流式液相流程长液流面积取两者中较大值：< 80%-82%泛点率符合要求。（3）降液管内液面高度液体流经降液管底隙的阻力损失：液体流经进口堰的阻力损失：液体流过降液管时阻力损失：降液管内液面高度：取相对泡沫密度降液管内液面高度符合要求。（4） 漏液基本无漏液现象。（5） 液体在降液管内的停留时间及流速 液体在降液管内停留时间： 液体在降液管内流速：由于塔板间距小于0.75m：取两者中较大者：液体在降液管内停留时间和流速符合要求。

41、（6） 塔板的负荷性能图 雾沫夹带线： 淹塔线： 过量泄露线： 降液管超负荷线： 液相负荷下限线： 操作线R：图6-3.精馏段塔板负荷性能图由图像可得 K在3到4之间，操作弹性符合要求。6.4.2 提馏段水力学校核及塔板负荷性能图（1）塔板压降：干板压降：阀全开前：阀全开后：取两者中较大值，则干板压降液层压力降：取充气系数= 0.55克服表面张力压降：一般可忽略。则塔板压降：塔板压降在3-6mmHg内，且与起初假设4mmHg比较接近，可认为假设成立。（2）雾沫夹带量：计算雾沫夹带量查得：提馏段气相黏度uV2=0.1322 cp塔板间距大于400mm，取A = 0.159，n = 0.95，取由

42、阿列克山德罗父经验式计算雾沫夹带量：e2 = 0.0107kg雾沫/kg气体< 0.1kg雾沫/kg气体雾沫夹带量符合要求。泛点率核算正常操作下，直径大于900mm的塔，要求F2 < 80%-82%。气相负荷因数由P78图2-17查得：泛点负荷因数取KS = 0.95，单流式液相流程长液流面积取两者中较大值：< 80%-82%泛点率符合要求。（3）降液管内液面高度液体流经降液管底隙的阻力损失：液体流经进口堰的阻力损失：液体流过降液管时阻力损失：降液管内液面高度：取相对泡沫密度降液管内液面高度符合要求。（4）漏液基本无漏液现象。（5）液体在降液管内的停留时间及流速液体在降液管内

43、停留时间：液体在降液管内流速：由于塔板间距小于0.75m：取两者中较小者：液体在降液管内停留时间和流速符合要求。（6）塔板的负荷性能图雾沫夹带线：淹塔线： 过量泄露线：降液管超负荷线：液相负荷下限线：操作线R：图6-4.精馏段塔板负荷性能图由图像可得 K在3到4之间，操作弹性符合要求。6.5 板式精馏塔结构设计6.5.1筒体设计塔顶空间高度HD：HD = 1.4m塔底空间高度HB：取停留时间 进料空间高度HF = 1.2m筒体总高度塔底压力为5.02atm，塔底温度为88，塔径为1600mm筒体壁厚6mm，材料选择Q235F钢。6.5.2 封头设计封头常用形式有椭圆形、碟形、球形及锥形等。考虑

44、加工及成本的因素，该塔选取椭圆形封头，精馏段与提馏段相同。查化工原理课程设计P94表3-2，最终确定封头参数，表6-8塔体封头参数一览表（单位：mm）项目公称直径曲面高度直边高度壁厚代号Dgh1h2S数值16004002586.5.3 人孔和手孔设计采用圆形人孔，规格为Dg450。每个六块板设一个人孔。6.5.4 裙座的设计采用圆筒形裙座裙座设置4个50mm的排气孔，2个Dg450的圆形人孔塔底管线公称直径100mm，补强圈外径×厚度为250×8mm基础环内径基础环外径裙座圈高度3m。最终塔体高为30.8m（不含塔顶封头），即H=31m。裙座与塔体封头的焊接方式为对接焊接。

45、6.5.5 塔体设计参数汇总塔体设计参数汇总见表4-2： 表6-9塔体初步设计数据汇总（单位：m）项目代号数值项目代号数值塔顶空间高度HD1.4进料空间高度HF1.2塔底空间高度HB3.59裙座高度H裙3封头D*S1600*8圆形人孔-Dg450塔体总高H27.79-6.6接管设计管径设计基本计算： 6.6.1 塔顶蒸汽出口管径查化工原理课程设计P104表3-5，蒸汽流速初取。所以查化工原理课程设计P109表3-8，标准化后为：公称直径Dg = 250mm接管外径×厚度 = 273×8mm接管伸出长度H = 200mm补强圈外径D = 480mm补强圈内径d = 277mm

46、6.6.2 回流管管径取回流液流速将其标准化：公称直径Dg =100mm接管外径×厚度 = 108×6mm接管伸出长度H = 150mm补强圈外径D = 200mm补强圈内径d = 112mm6.6.3 进料管管径进料为饱和液体进料，取 表6-11气相密度表组分iC4nC4iC5nC5气相密度/kg/m310.920611.018814.383114.6267将其标准化：公称直径Dg = 250mm接管外径×厚度 = 273×8mm接管伸出长度H = 200mm补强圈外径D = 480mm补强圈内径d = 277mm6.6.4 塔底出料管管径取塔底物料流速将其标准化：公称直径Dg = 80mm接管外径×厚度 = 89×6mm接管伸出长度H = 150mm补强圈外径D = 180mm补强圈内径d = 93mm6.6.5 塔底至再沸器联接管管径取流速将其标准化：公称直径Dg = 200mm接管外径×厚度 = 219×