正戊烷-正己烷混合液筛精馏塔设计方案

正戊烷－正己混合液精馏塔设计方案1设计方案的确定1.1概述化工生产常需要液体混合物的分离以达到提纯或分离有用组分的目的根据液体混合物中各组分挥发度的不同并借助多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻组分分离的目的。在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。根据生产上的不同要求馏操作可以是连续的或间歇的些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。工业上对塔设备的主要要生产能力大热传质效率高流的摩擦阻力小作稳定，适应性强，操作弹性大；结构简单，材料耗用量少；制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不堵塞，防腐蚀等。1.2设计方案确定原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术到技术先进的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点：满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品于工业上原料的浓度度经常有变化此设计的流程与设备需要一定的操作弹性方便地进行流量和传热量的调节置必需的仪表并安装在适宜部位便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响此必须选择合适的回流比却水的节省也对操作费用和设备费用有影响少冷却水用量作费用下降所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品体大都安装在室外能抵抗大自然的破坏设备应具有一定刚度和强度。1.3设计方案容1.3.1操作压力塔操作压力的选择不仅牵涉到分离问题且与塔顶和塔底温度的选取有关据所处理的物料性质顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑般有下列原则：压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加分间的相对挥发度降低流比或塔高增加致操作费用或设备费用增加此如果在常压下操作时顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却般不采用加压操作。操作压力大1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。考虑利用较高温度的蒸气冷凝热可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。本设计是分离正戊烷和正己烷的混合物于两者都是液体此操作压力可以确定为常压，即是常压精馏。1.3.2加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热对塔底产物基本是水在低浓度时的相对挥发度较大的体系可采用直接蒸汽加热接蒸汽加热的优点是利用压力较低的蒸汽加热釜只须安装鼓泡管般可节省设备费用和操作费用由于直接蒸汽加入起一定稀释作用件和产品纯度率一定的前提下，釜液浓度相应降低需在提馏段增加塔板以达到生产要求接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜溶液的浓度。本次设计采用热蒸汽间接加热。1.3.3进料状态进料状态有，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：＞1；饱和液体（泡点气、液混合物：＜q；饱和蒸气（露点；过热蒸气q＜0值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关精馏值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物果实际操作条件与上述要求不符否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度节省高温热源时进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却有比较低的冷量可利用时进料预冷有利。1.3.4板式塔的常用塔型及其选用板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多。根据目前国外实际使用的情况，主要塔型是浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。各浮阀塔

筛

泡罩塔指标

F形浮

十字架

条形

板

圆形

条形S形泡液体和气体负低操作弹性压力降雾沫夹带量分离效率单位设备体积的处理量制造费用材料消耗安装与拆修维修污垢物料对操作的影响

阀554432

形浮阀53354333

浮阀54444432

塔43444431

泡罩0142221

泡罩1330131110

罩3024333330注：0―不好；1―尚好；2―合适；3―较满意；4―很好；5―最好1.3.4回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出一定时的大小取决于回流比际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间于回流比的大小不仅影响到所需理论板数影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。(1)根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定；(2)先求出最小回流比验取操作回流比为最小回流比的倍，即R＝（1.1~2）Rmin；(3)在一定的围，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比述考虑的是一般原则际回流比还应视具体情况选定。1.3.5热能利用精馏过程的热效率很低入再沸器的能量的以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液釜液蒸发的同时顶蒸气冷凝方法不仅可节省大量的加热蒸汽且还节省了大量的冷却介质然顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。2精馏塔的工艺设计算2.1设计任务和条件2.1.1设计任务生产能力（进料量）80000吨/年操作周期7200小时/年进料组成40%（正戊烷质量分率）塔顶产品组成≥98.5%（正戊烷质量分率）塔底产品组成≥98%（正己烷质量分率）2.1.2操作条件料液初温20℃操作压力塔顶4kpa（表压）单板压降≦0.7kPa冷却水温度20℃饱和水蒸汽压力0.25Mpa(表压)设备型式

筛板(浮阀)塔厂址（压力：）2.2工艺计算2.2.1精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔底塔顶产品的摩尔分数正戊烷的摩尔质量……….72kg/kmol正己烷的摩尔质量………86kg/kmol原料组成X=F

+0.6/86

=0.4433塔顶组成XD

0.985/720.985/720.15/86

=0.9874塔底组成：

XW

0.02/720.02/72+0.98/86

=0.0238（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量M=720.4433+860.5567=79.7938kg/kmolF塔顶液平均摩尔质量M=720.9874+860.0126=72.176kg/kmolD塔底液平均摩尔质量M=720.0238+860.9762=85.6668kg/kmolW（3）物料衡算进料量F

×107200×

=138.9966kmol/h物料衡算式：

FX=DX×X

代入数值解方程组解Dkmol/h2.3塔板数的确定2.3.1理论层数N确定T

Wkmolh正戊烷-正己烷属于理想体系，可采用图解法求理论板层数（1）由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图，如下:表2

各组分的饱和蒸汽压与温度的关系（温度T/℃）温度

正戊烷

正己烷

总压xy3537550.018625.01013301.0411.01240115100.037250.01013300.8230.93542123960.040606.01013300.7290.89144131048.043290.81013300.6610.85546136718.445438.61013300.6120.82648141254.747156.91013300.5760.80350159400.054030.01013300.4490.70652170340.058494.01013300.3830.64454179092.062065.21013300.3360.59356186093.664922.21013300.3000.55258191694.967207.71013300.2740.51960214100.076350.01013300.1810.3832.3.2最小回流比的计算(1)液化比的计算操作条件下正己烷汽化热为正戊烷的汽化热为357.4kj/kg,Rm

由表可查的组成为X=0.4433的正戊烷正己烷混合液泡点为50摄氏度，可得平F均温度T=（20+50）/2=35

查表得平均温度下正戊烷正己烷混合液比热容为2.31kj/(kgc)可得液化比q=(C)/R=1.201得操作线斜率q/(q-1)=5.975pmm1q由图可得X=0.49Yqq故最小回流比为R/（R+1）=（X-Y)/（X-X)minmindqdq

得R=1.08min取操作回流比为最小回流比的倍。可得操作回流比R=1.62(2)求精馏塔的气、液相负荷L=R×D=1.62×60.5117=98(kmol/h)V=(R+1)D=(1.62+1)×60.5117=158.5）L'=L+F=138.9966+98=236.9966(kmol/h)V'=V=158.5（kmol/h）2.4操作线方程精馏段操作线方程为

y

n+1

=

RXX+DR+R1提馏段操作线方程为y=

L+xLW

WxL+qFW

=1.42

x

m

-0.012.4.1图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图所示。精馏段理论板层数=5层2.5实际板数的计算

图提馏段理论层数=8层由表根据插法可得进料板温度TF塔顶温度TD塔底温度T=63.39W可得塔顶与塔底平均温度

T

=49.90正T()4060=（t-）=0.56629

正戊烷粘度（mpa.s）0.1990.172

正己烷粘度（）0.2350.217=（t-）=0.68248故=+(1-)=0.2023得=0.6275mpa.s塔效率==0.49相对挥发度根据气液平衡方程y=,过点（）可得=2.814，代入=0.4263可得。精馏段塔板数N==11.7层馏段塔板数N==18.76层3工艺条件及有关性的计3.1操作压力塔顶操作压力PD

当地

+p=101.33+4=105.33kPa表每层塔板压降Δp=0.7kPa进料板压降P=105.33+0.7×12=113.73kPaF塔底压降P=105.33+0.7×31=127.03kPaW精馏段平均压降p=(105.33+113.73)/2=109.53kPaM提馏段平均压降p=(113.73+127.03)/2=120.38kPaM3.2操作温度根据插关系可得塔顶温度：TD塔釜温度：TW加料板温度：TF精馏段平均温度：精馏段平均温度：3.3平均摩尔质量3.3.1塔顶汽液混合物平均摩尔质由x=y=0.9874和相平衡方程D1x=y/(-(-1)y）得=0.9642=0.9874×72+0.0126×86=72.18）=0.9642×72+0.0358×86=72.50）3.3.2进料板汽、液混合物平均摩尔质量x=0.4433和相平衡方程-(-1)y）得y=0.6912FF=0.6912×72+0.3088×86=76.32）=0.4433×72+0.5567×86=79.79）3.3.3塔底汽液混合物平均摩尔质量=0.065×72+0.935×86=85.09）=0.0238×72+0.9762×86=79.79）VABVAB3.3.4精馏段汽、液混合物平均摩尔质量=（72.18+76.32）/2=76.145）=（72.5+79.79）/2=76.145）3.3.5提馏段汽、液混合物平均摩尔质量=（76.32+85.09）/2=80.705）=（79.79+85.66）/2=82.7284）3.4平均密度温度0102030405060708090

()

正戊烷(kg/)645.9636.2626.2616605.5594.8583.5572.2560.3547.9

正己烷(kg/)675.1666.2657.2648.1638.9629.5620.0610.2600.2589.9100535579.33.4.1气相平均密度由理想气体状态方程计算，即精馏段ρ

V

=

PMVRT

=

109.53×8.314×+273.15)

=/

)提馏段ρ

V

PM=3.54(kgm×+273.15)2

3

)3.4.2液相平均密度液相平均密度按下式计算，即

1=LMLALB

(a为质量分数）ntnt℃塔顶液相平均密度的计算t℃据插关系可得D=

=643.3

kg/3=/m3=kg/3进料板液相平均密度的计算由

tF

根据插关系可得kg/m3

kg/m3进料板液相的质量分率a=A

+0.4433)

=3kgm③塔釜液相平均密度:由/m

t℃W

根据插关系可得精馏段液相平均密度:m提馏段液相平均密度:m3.5液相平均表面力

33液体平均表面力依下式计算

σ=∑xσLiii=1①塔顶液相平均表面力的计算：t=℃根据插关系D=15.56()=17.606()×15.56+0.015×17.606=15.59()②进料板液相平均表面力的计算由=12.6232()=12.4417()

F，根据插关系③塔釜液相平均表面力的计算：，根据插关系w=8.2683=110.6778()×8.2683+0.98×10.6778=10.63()同理可得精馏段液相平均表面力为11.11()提馏段液相平均表面力为16.967()温度（）正戊烷）018.201017.102016.003014.924013.855012.806011.767010.73809.719908.7261007.7523.6平均黏度液相平均黏度按下式计算，即=xlgLi

i

正己烷）20.1019.6018.0217.0015.9914.9914.0013.0212.0011.1110.18塔顶液相平均黏度的计算=（t-）=0.163（mPa•s

=℃根据插关系D=（t-）=0.275•s）故

=+(1-)=-0.78得=0.165μmPa•s同理可得进料板液相平均黏度=0.21mPa•s塔釜液相平均黏度=0.22mpa•sLvLLvL精馏段液相平均黏度=0.1875mpa•s提馏段液相平均黏度=0.215mpa•s各温度）4050607080901004精馏塔工艺尺寸算4.1塔径的计算精馏段的气液相体积流率为

正戊烷（mPa•s0.1990.1840.1720.0160.1510.1270.117

正己烷（•s）0.2550.2350.2170.2020.1890.1770.166VL=

VM158.5×74.25=/s)3600LM158.5×76.145=0.0056(mρ3600L

/提馏段的气、液相体积流率为VM×80.705V==1014(mSρ3.05v

/LM155.7×82.7284L=0.0057(mS628.9L

/s)''C由式子C=（得出精馏段

LV

（

ρρ

LV

=()()1.07×3600

=由图三查得=0.082C=0.07提馏段

LV

（

ρρ

LV

0.0057×3600628.9=()()3.05

=0.07由图三查得=0.08C=0.05取板间距H

T

'

板上液层高度为H=0.05m则L

T

=0.05=0.4mL精馏段

=

ρ

Lρ

ρV

V

=0.07

588.2

=取安全系数为0.7,则

u=1

max

=0.97=

(m/s

)提馏段

=

ρ

Lρ

ρV

V

=

628.9

=0.72(m/s)取安全系数为0.7,则

u20.7u

max

=0.70.72=0.504(m/

)塔径的计算精馏段

1

4Vπ

1

=

0.697

圆D1.6m横截面积A=2=0.785×1.6=T

2空塔气速'=

VsAT

=/提馏D=

πu

=

4×1.140.504

=1.58m

圆

2

m横截面积A'2==2mT

空塔气速'=

VsAT

=0.53(m/4.2精馏塔有效高度的计算Z=(-1)=13.27故该塔有效高度为4.3溢流装置计算塔径为1.6m可选取单溢流弓形降液管，采用凹型受液槽。4.3.1堰长单溢流一般取堰长为—0.8倍的塔经，故精馏段提留段4.3.2溢流堰高度选用平直堰，堰上液层高度由式E(计算可得精馏段

=E(==E(=0.0195m取板上液层高度故

=-提留段=E(=E(=0.020m取板上液层高度故=-4.3.3弓形降液管的宽和横截A的计算dfffffAWdAT精馏段

由

L1.12=0.7,查图得D1.6

AA

fT

=0.094

WD

=0.152A0.094×2=0.188m,=0.1521.6mfd验算液体在降液管停留时间：精馏段：

θ=

AH0.45fT=15.1sLSLAW提馏段：由=0.7查图得=0.094dDADT

=0.152A=×=0.188mf

2

,

W=0.1521.60.2432md验算液体在降液管停留时间：精馏段：停留时θ>，故降液管可使用4.3.4降液管底隙高度

θ=

AH0.45fT==L0.0057S计算公式

h0

Lh3600LuW

'0取降液管底隙的流速u/sSaSa精馏段

L3600LW

=

LLuW

=

1.12×0.35

=0.0145m=0.031-0.0145=0.0165m0.0139m提馏段=0.031-0.006=0.0.0204m0.0139m故降液管底隙设计合理选用凹形受液盘，深度h'50W4.3.5塔板布置及筛孔数目的计算

m表7塔板的分块塔经（mm）块数

800-12003

1400-16004

1800-20005

2000-24006由于塔经大于1200故塔板分为4块。4.3.6边缘区宽度确定因为塔经大于1500mm故取==0.09m无效区域0.06m4.3.7开孔面积的计算对单溢流型塔板开孔面积

AXR

X2180R

其中R=D/2-=1.6/2-0.06=0.74mx=D/2-(Wd+Ws)=1.6/2-(0.2432+0.09)=0.0.4668mXA=XR2X2R2a180R220.46684.3.8筛孔计算及其排列

0.53m

因为所处理的物系无腐蚀性可选用=3mm的碳钢板,取筛孔直径=5mm,孔按正三角形排列,孔中心距一般为（2.5-3）则孔中心距为:t=2.5=0.0125m筛孔数目n===3622(个)开孔率为=0.907(=0.145气体通过阀孔的气速为===13.5m/s5筛板的流体力学算5.1塔板压降气相通过浮阀塔板的压降，根hp15.1.1精馏段

计算干板阻力：精馏段由/=5/3=1.67

由图五可查的=0.77故

=0.077m提馏段由/=5/3=1.67由图五可查的=0.77故

=0.074m5.2气体通过液层的阻力计算==()精馏段===0.591m==0.63=1.03(s)查图得=0.63故==()=0.63（0.031+0.0195）=0.0318m提馏段===0.63m==0.63=1.18(s)查图得=0.625故

==()=0.625×(0.04+0.025.3液体表面力的阻力计算精馏段液体表面力的阻力m提馏段液体表面力的阻力==m精馏段气体通过每层塔板的液柱高度为h=h++p1=0.077+0.0318+0.0015=0.1103m精馏段气体通过每层塔板的压降为g=0.1103608.02700

σ提馏段气体通过每层塔板的液柱高度提馏段气体通过每层塔板的压降为g=0.1131628.97005.4液面落差

=0.074+0.037+0.0021=0.1131m对于筛板塔很小液流量均不大液面落差的影响。5.5液沫夹带=（精馏段=2.5=2.5=0.125m故=（==（=0.0035提馏段=2.5=2.5=0.125m故=（=（=0.0007故该设计合理5.6漏液精馏段对于筛板塔漏液点气速可由下式计算=4.4=1.64m/s实际气速=13.9m/s稳定系数为

K

=in

=(>1.5)故在本设计中无明显漏液。提馏段对于筛板塔漏液点气速可由下式计算=4.4=4.40.771.59m/s实际气速=13.9m/s稳定系数为

K=

u

u0

13.91.59

8.74(>1.5)故在本设计中无明显漏液。5.7液泛验算为防止塔发生液泛降液管液层高度应服从)正戊烷正己烷属于dw一般物系取=0.5，则精馏段

h=d

LS)2l•w0

=

0.00561.12

)=(H

T

+

w

)=0.5（0.45+0.0107）=0.23m=+h+=+0.0318=dLd故本设计中精馏段不会发生液泛。提馏段

h=d

LS)2l•w0

=

0.00571.12

)

=0.01m(Hh=0.5（0.45+0.04）=0.245mTw=h+h0.1131+0.01=(HhdLdT故本设计中提馏段不会发生液泛。6塔板负荷性能图6.1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。SS精馏段u

OW

=

0

0.13h

L

h)ρρσL/

Vu

OW

=

VsminA0

，h=+Lwow

=2.84代入原式得VS,minA

4.4×+

)

已算A=×=0

2

，代入整理得VS,min

=0.0037+0.08L

S

在操作围任取几个值依上式得相应的值。L/(ms

3

0.002

0.003

0.004

0.005/(m/s)0.2540.2650.2750.279s由表8可得漏液线1提馏段u

OW

=

0

0.13h

L

h)ρρσL/

Vu

OW

=

VsminA0

，h=+Lwow

=2.84代入原式得VSA0

4.4

0.0056(0.040.635L

)0.00213.05已算A=×=m2，代入整理得0aSSSaSSSVS,min

=0.0037+0.08L

S

在操作围任取几个值依上式得相应的值。L3/s)s

0.002

0.003

0.004

0.005Vs

3

0.368

0.375

0.383

0.388由表9可得漏液线16.2液沫夹带当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制0.1kg液/kg气5.7×10u精馏段=()hTf

3.2由

u

A

VSAT

f

VS20.188

0.85VS=2.5(hf

+h

OW

)=2.5h

3600L+)l

近似≈h

W

=0.031ml=1.12mWhf

2.5

360022.8410(30.081.55L1.12

取雾沫夹带极限值ekg液/kg气已知VH=，代入原式得：T

11.11/

，0.1=

5.76×10

(

0.371.55L

)

整理得

V=12.76L

在操作围，任取几L值，依上式计算值，sL/(ms

3

0.0020.0030.0040.005alSS,minalSS,minVs

3

2.3382.7742.212.16由表10可得液沫夹带线25.7×10提馏段=()hTf

3.2由

=a

A

V

A

f

VS

Shf

3600))W近似取

E

l1.12W

mhf

360022.52.8410(30.051.551.12

取雾沫夹带极限e0.1液/kg气已知

16.967

N/m

，H=，代入原式得：T0.1=

616.967×10

(

0.85VS0.41.55L

S

)

整理V=

在操作围，任取几L值，依上式计算.sL3/s)sV/(m3/s)s

0.0022.617

0.0032.564

0.0042.515

0.0052.47由表11可得液沫夹带线26.3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰，取堰上液层高度m作为最小液体负荷标准ow

3600E()l

TfTf取E=1，则

0.006

3600S3整理上式L

S,min

=

m

s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线6.4液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线体流量超过此线明液体流量过大体在降液管停留时间过短入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板成气相返混，降低塔板效率。以=4s作为液体在浆液管中停留时间的下限L

=

HA0.188×0.45==θ4

/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。6.5液泛线若操作的气液负荷超过此线时将发生液泛现象塔不能正常操作泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况塔板的流体力学验算常对降液管液泛进行验算使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板液管须维持一定的液层高度。令

d

T

w

++

,h

d

p

L

d

p

c

l

l

L

L

w

ow(-β

(β+

++T

w

ow

c

d

忽略将与的关系式代入上式并整理得a=b-c-d精馏段式中a===0.075+()=+()=0.1906C===133.04d=2.84E()(=2.84E()(=1.0360.075=0.1906-133.04-1.036整理的=2.54-1774-13.8在操作围，任取几个值，依上式计算出值，L/(ms

33

/s)/s)

0.0022.3

0.0032..24

0.0042.17

0.0052.09由表12可得液泛线2提馏段式中a===0.071+()=+()=0.1798C===306d=2.84E()(=2.84E()(=1.1020.071=0.1798-306-1.102整理的=2.53-4309.8-6.3在操作围，任取几个值，依上式计算出值，L

3

/s)

0.002

0.003

0.004

0.005/(m/s)2.432.362.301.56s由表13可得液泛线2图7

精馏段负荷性能图在负荷性能图上，做出操作AOA，即做出操作线，由图可知该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制，由上图查的，=1.561=0.268故操作弹性为=5.825图8

提馏段负荷性能图负荷性能图上，做出操作AOA，即做出操作线，由图可知该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制，由上图查得=1.652=0.364故操作弹性为=4.5387塔附件设计7.1接管——进料管设计采用直管进料，管径的计算如下：取=1.6m/s，得=62.4mm根据工艺标准，将其圆整到，选取规格的热轧无缝钢管7.2筒体与封头7.2.1筒体用钢板卷制而成的筒体公称直径的值等于径筒体直径较小时可直接采用无缝钢管制作时公称直径的值等于钢管外径据所设计的塔径按压容器设计厚度，厚度计算见下式：=+0.2=5.1mm式中——算压，根据设计压力确：——；——接接头系数，对筒体指纵向焊接系数；——计温度下材料的许用应力钢板厚度有关。上式计算出的计算厚度加上腐蚀裕量得到设计厚度d故壁厚为6mm,所用材质。7.2.2封头本设计采用椭圆形封头，公称直径DN=1600mm查的曲面高边高用封头DN16006,JB11547.3人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道般每隔块塔板设1个人孔设计的精馏塔共设31块塔板，需设4个人孔，每个人孔直径为800mm，在设置人孔处，板间距为850mm，人孔伸入塔部应与塔壁修平。7.4裙座塔底常采用裙座支撑，由于裙座径>800mm,裙座厚取。基础环径基础环外径圆整

=1800mm考虑到腐蚀余量取18mm度取3m栓直径取。7.5塔釜料液排出管管径0.0024取u=1.6m/s,0.0557m根据工艺标准，将其圆整到D=0.076m。选取764