化工原理 过程装备及仪表自动化课程设计 完成.doc

化工原理 过程装备及仪表自动化课程设计 序 言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有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。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。第一部分 浮阀塔工艺设计计算1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.91388倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为浮阀塔，浮阀塔盘上开有一定形状的阀孔，孔中安装了可在适当范围内上下浮动的阀片，因而可适应较大的气相负荷的变化。阀片的形状有圆形，矩形等。实践证明，浮阀具有以下优点：1. 生产能力大，比泡罩塔提高2040;2. 操作弹性大，在较宽的气相负荷范围内，塔板效率变化较小，其操作弹性较筛板塔有较大的改善：；3. 塔板效率高，因为它的气液接触状态较好，且气体沿水平方向吹入液层，雾沫夹带较小；4. 塔板结构及安装较泡罩简单，重量较轻，制造费用较低，仅为泡罩的6080左右；浮阀塔的缺点为： 1.在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；2.浮阀阀片有卡死和吹脱的可能，这会导致操作运转及检修的困难； 3.塔板压力较大，妨碍了它在高气相负荷及真空塔中的应用。下图是板式塔的简略图：表1-1.1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H67880.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392110.6318.574107.7表1-1.2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表1-1.3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表1-1.4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表1-1.5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表1-1.6 液体粘度（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表1-1.7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.01.2精馏塔的物料衡算1.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率物料衡算式:苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 1.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 1.2.3物料衡算 原料处理量总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 式中 F-原料液流量 W-塔底产品量 D-塔顶产品量1.3 塔板数的确定1.3.1理论塔板数的确定(1)96KPa时相对挥发度的计算苯的沸点:79.1 甲苯的沸点:110由安托因方程 及网络上关于苯和甲苯的安托因系数图2：苯和甲苯的安托因系数（来自百度网络） T=79.1时苯：甲苯：解得： T=110时苯：甲苯：解得： 则79.1时 110时 （2）最小回流比的求取由于泡点进料即饱和液体进料，所以取q=1，q线为一条垂直线 得交点坐标 故最小回流比 通常操作回流比可取最小回流比的1.12倍，即，则取（3）求精馏塔的气液相负荷 （泡点进料q=1）（4）求操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：（5）图解法求理论板数如图，求的结果为总理论板层数N=15， 其中N（精）=6，N（提）=8（不包括再沸器）进料板位置N=7. 1.3.2全塔效率的计算由于塔顶压强为常压=96，单板压降为0.67，理论板为26块(不包括再沸器），故塔釜压强=。经chemCAD拟合计算的塔顶温度=79.1，塔釜温度=113.8。所以全塔平均温度=96.45。查液体黏度共线图图1-3.1：液体粘度共线图分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度，平均粘度由公式，得根据奥康奈尔（Oconnell）公式计算全塔效率1.3.3求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数全塔共有塔板26块（不包括再沸器），进料板在第7块板。1.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.4.1操作压力的计算塔顶操作压力P96 kPa每层塔板压降 P0.67 kPa进料板压力96+0.6711103.37 kPa塔底操作压力=96+0.6726113.42 kPa精馏段平均压力（96+103.37）299.685 kPa提馏段平均压力=（103.37+113.42）/2 =108.40 kPa1.4.2操作温度的计算根据上式计算出的压力，经过拟合计算得塔顶温度进料板温度 塔底温度精馏段平均温度=（ 79.1+95.39）/2 = 87.25提馏段平均温度=（95.39+113.8）/2 =104.61.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.966,代入相平衡曲线得x1=0.919进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.675， 0.454塔底平均摩尔质量计算由 =0.018,由相平衡曲线，得=0.043精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量1.4.4平均密度的计算气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 由温度可以查有机液体相对密度共线图可以得到对应的液体密度图1-4.1：有机液体相对密度共线图a.塔顶液相平均密度的计算由tD79.1，查共线图得 塔顶液相的质量分率 求得 得 b.进料板液相平均密度的计算 由tf95.39，查共线图得 塔顶液相的质量分率 求得 得 c.塔底液相平均密度的计算 由tw113.8，查共线图得 塔底液相的质量分率 求得 得 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为1.4.5液体平均表面张力的计算由公式：及查有机液体的表面张力共线图得液体张力可以计算液体表面张力图1-4.2：有机液体的表面张力共线图a.塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD79.1，查共线图得 b.进料板液相平均表面张力的计算 由tF95.39，查共线图得 c.塔底液相平均表面张力的计算 由tw113.8，查共线图得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为1.4.6液体平均黏度的计算由公式：及查液体黏度共线图得液体黏度可以计算液体黏度图1-4.3：液体黏度共线图a. 塔顶液相平均黏度的计算由 tD79.1，查共线图得 计算得：b. 进料板液相平均黏度的计算由tF95.39，查共线图得 c. 塔底液相平均黏度的计算由tw113.8，查共线图得 精馏段液相平均黏度为 提馏段液相平均黏度为1.4.7气液负荷计算精馏段：提馏段：1.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.5.1塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表8 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距HT=0.45，取板上液层高度，故HT-hL=0.45-0.06=0.39m；查史密斯关联图 得C20=0.083；依式图1-5.1：史密斯关联图可取安全系数为0.6，则（安全系数0.60.8），故 按标准,塔径圆整为1.2m。塔 截 面 积： 实际空塔气速： 对提馏段：初选板间距HT=0.45，取板上液层高度，故HT-hL=0.45-0.06=0.39m；查史密斯关联图 得C20=0.080；依式可取安全系数为0.6，则（安全系数0.60.8），故 按标准,塔径圆整为1.2m。塔 截 面 积： 实际空塔气速： 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径一致，因此在设计塔的时候塔径取1.2m。1.5.2有效塔高的计算精馏段有效塔高提馏段有效塔高在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为800mm,故有效塔高1.6 塔板主要工艺尺寸的计算1.6.1溢流装置计算 精馏段因塔径D1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长：单溢流区lW=（0.60.8）D，取堰长为0.68D=0.681.20=0.816mb)出口堰高：， 近似取E=1.0,则故 c)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得图1-5.2：弓形降液管的宽度与面积，故 ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：满足条件，故降液管底隙高度设计合理e）塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数F0=10 求孔速u0：求每层塔板上的浮阀数 即提馏段因塔径D1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a) 溢流堰长：单溢流区lW=（0.60.8）D，取堰长为0.68D=0.681.20=0.816m取板上上液层层高度 hL=0.06m，故b)出口堰高：近似取E=1.0,则故 c)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得，故 ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：满足条件，故降液管底隙高度设计合理e）塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数F0=10 求孔数u0。 求每层塔板上的浮阀数，即：1.6.2塔板布置精馏段取边缘宽度WC=0.06，破沫区宽度WS=0.07，计算鼓泡区面积， m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距。t=75mm=0.075m,则可按下列方式估算排间距t， 即 m=93.3 mm考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑于衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距不宜采用93mm，而应小于此值，故取t=80mm=0.08m。按t=75mm t=80mm 以等腰三角形叉排方式作图，得阀数N=96个。按N=96个重新核算孔数及阀孔动能因数;m/s阀孔动能因数变化不大，任在9-12范围内。塔板开孔率=%提馏段 取边缘宽度WC=0.06，破沫区宽度WS=0.07，计算鼓泡区面积， m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距。t=75mm=0.075m,则可按下列方式估算排间距t， 即 m=92mm考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑于衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距不宜采用93mm，而应小于此值，故取t=80mm=0.08m。按t=75mm t=80mm 以等腰三角形叉排方式作图，得阀数N=96个。按N=96个重新核算孔数及阀孔动能因数;m/s阀孔动能因数变化不大，任在9-12范围内。塔板开孔率=%1.7 浮法塔板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。1.7.1气相通过浮阀塔板的压降精馏段计算塔板压降，即1. 干板阻力 先计算临界孔速，即 m/s，则hc 可按式子计算m2. 板上充气液层阻力 因本设计分离笨-甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数。 计算，即（3）计算液体表面张力所造成的静压头降 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为 提镏段：(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为1.7.2 液泛计算式精馏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中(3)板上液层高度：则 为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求提镏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中(3)板上液层高度：，则为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求1.7.3雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积 图：1-7.1精馏段：苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及提镏段：苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。1.8塔板负荷性能图 1.8.1 雾沫夹带上限线对于苯甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有精馏段：整理后得 即为负荷性能图中的线(y1)此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。表：1-8.1 0.001 0.002 0.004 0.006 0.008 1.50 1.48 1.44 1.397 1.356 提镏段：整理后得 即为负荷性能图中的线(y1)表：1-8.2 0.001 0.002 0.003 0.004 0.006 0.008 1.4601.440 1.423 1.405 1.367 1.329 1.8.2 液泛线由式， 联立。即式中， ，板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则 式中阀孔气速与体积流量有如下关系 精馏段：式中各参数已知或已计算出，即；代入上式。整理后便可得与的关系，即 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，表：1-8.3 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.003 0.004 1.56 1.54 1.52 1.50 1.466 1.43用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。提镏段：；代入上式整理后便可得与的关系，即表：1-8.4 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.003 0.004 1.440 1.430 1.410 1.400 1.364 1.330 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。1.8.3 液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得精馏段：所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。提镏段：所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。1.8.4 气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量精馏段：,即负荷性能图中的线(y4)。提镏段：,即负荷性能图中的线(y4)。1.8.5 液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 、代入的值则可求出和精馏段：按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).提镏段：按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(y5).精馏段负荷性能图如下： 图：1-8.1在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-1可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限，所以可得提馏段负荷性能图如下：图：1-8.2 在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-2可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限所以可得 四 设计结果一览表项目符号单位设计得数据精馏段提馏段主要结构参数塔径1.21.2塔的有效高度4.55.4实际塔板数块1115板间距0.450.45塔板液流形式单溢流型单溢流型塔板形式弓形弓形堰长0.8160.816堰高0.04920.0308溢流堰宽度0.1620.162降液管的面积0.09040.0904管底与受液盘距离0.025580.04853板厚3.03.0孔径3939孔间距7575孔数个9696开孔率10.15%10.14%边缘区宽度0.060.08破沫区宽度0.070.07鼓泡区面积0.7280.728主要性能参数各段平均压强99.7108.4各段平均温度87.25104.6气相平均流量0.7590.737液相平均流量0.001670.00396板上清液层高0.060.08空塔气速0.6720.646孔气速6.116.02塔板压降Pa549554液体在降液管中停留时间24.35910.22降液管内清液层高度0.1310.168雾沫夹带量0.10.1负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相负荷上限1.511.44气相负荷下限0.34980.331操作弹性4.304.351.9 板式塔得结构与附属设备1.9.1配管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。已知进料流率为，平均分子质量，密度为所以取管内流速则进料管直径(2)回流管采用直管回流管，回流的体积流率：取管内流速则进料管直径(3)釜液出口管体积流率：取管内流速则进料管直径(4)塔顶蒸汽管取管内流速则进料管直径(5)加热蒸汽管取管内流速则进料管直径1.9.2冷凝器l 热力学计算 a.热力学数据的获取选固定管板式换热器两流体在定性温度下的物性数据如下:表：1-9.1物性流体温度密度kg/m3粘度mPas比热容kJ/(kg)导热系数W/(m)汽化热kJ/kg苯混合气79.12.800.3162.070.018393循环水16-18998.2 1.0054.1830.5989 b.估算传热面积 （1）计算热负荷 混合气流量 （2）冷却水用量 （3）计算有效平均温度差 逆流温差 （4）选取经验传热系数K值 根据管程走循环水，壳程走苯蒸汽，总传热系数K现暂取： （5）估算换热面积 c.工艺尺寸计算（1）管径和管内流速 选用252.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速 u1=1.1m/s。 （2）管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 =(根） 按单程管计算，所需的传热管长度为 L= 圆整为12m 按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现 取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为 = 传热管总根数 N=682=136(根） （3）平均传热温差校正及壳程数: 平均温差校正系数有 : R= P= 单壳程，双管程结构，查得 平均传热温差 由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。 （4）壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。取管板利用率=0.7 ，则壳体内径为 D=1.05t 按卷制壳体的进级档，可取D=500mm 则横过管数中心线管的根数 （根） 卧式固定管板式换热器的规格如下： 公称直径D500mm 公称换热面积S58.46m2 管程数2 管数n136 管长L6m 管子直径 管子排列方式正三角形（5）折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25500=125mm。取折流板间距B=450mm，则折流板数 N=传热管长/折流板间距-1=6000/450-1=12（块）d.面积核算 （1）壳程表面传热系数 式中 图1-9.1 换热管分布图 （2）管内表面传热系数.， 有 管程流体流通截面积 管程流体流速 普朗特数 （3）污垢热阻和管壁热阻 管外侧污垢热阻 ，管内侧污垢热阻管壁热阻计算，碳钢在该条件下的热导率为50w/(mK)。（4） 传热系数依式3-21有 （5）传热面积裕度 :可得所计算传热面积Ap为 该换热器的实际传热面积为 该换热器的面积裕度为传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 e.压降校核 （1）计算管程压降 （结垢校正系数，管程数，壳程数） 取碳钢的管壁粗糙度为0.01mm，则，而，于是 对的管子有 30KPa 故, 管程压降在允许范围之内。（2）计算壳程压降 按式计算 , , 流体流经管束的阻力 F=0.5 壳程流体流速及其雷诺数分别为： 取 0.50.52212.83(12+1)=12638Pa 流体流过折流板缺口的阻力 , h=0.125m , D=0.5m Pa 总阻力 10451+12638=23089Pa30KPa 由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。1.9.3泵的设计在20时， ；又苯的质量分率为0.45，可得： 得 原料的体积流量根据前面设计的管道直径为39mm，求得在此条件下的流体流速为 塔总高（不包括群座）由下式决定式中 H塔高，m；-塔顶空间，m；-塔板间距，m；-开有人孔的塔板间距，m；-进料段高度，m； -塔底空间，m；-实际塔板数，m； -人孔数（不包括塔顶空间与塔底空间的人孔数）。已知实际塔板数为26块，板间距为0.45m,由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔12块板设一个人孔，则人孔的数目为： S=26/12=2个取1.5m ，=26块 ，=0.45m ,=0.8m，每10块取一个人孔， =2个。的计算:塔釡料液最好能在塔底有35分钟的存储，所以取5分钟来计算。可取=3m则=1.50.45+(26-2-2)0.45+20.8+0.8+3=15.98m裙座高度取2m，所以总高度为 17.98m。进料处的高度为：HF=H裙+HB+(N提-3)HT+HT=2+3+（15-3）0.45+0.8=11.2mP大气=92KPa；PF=104 KPa对于一般的不锈钢钢管可取=0.2mm,又，do=39mm，可查图得=0.04。对这个精馏塔可以取l=100m（包括管道长度，各种阀门，管道及换热器的当量长度）可得He=取1.15He作为选取泵的额定扬程，即H=1.15X29=33m综上可得；H=33m故可以选择泵的型号为50Y-60B,参数如下表1-9.1流量/(m3/h)扬程/m转速/(r/min)泵效率/%轴功率结构形式9.9382950352.93单级悬臂这个型号的泵可满足运行要求塔总高（不包括群座）由下式决定式中 H塔高，m；-塔顶空间，m；-塔板间距，m；-开有人孔的塔板间距，m；-进料段高度，m； -塔底空间，m；-实际塔板数，m； -人孔数（不包括塔顶空间与塔底空间的人孔数）。已知实际塔板数为26块，板间距为0.45m,由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔12块板设一个人孔，则人孔的数目为： S=26/12=2个取1.5m ，=26块 ，=0.45m ,=0.8m，每10块取一个人孔， =2个。的计算:塔釡料液最好能在塔底有35分钟的存储，所以取5分钟来计算。可取=2m则=1.50.45+(26-2-2)0.45+20.8+0.8+3=15.5m裙座高度取2.5m，所以总高度为 18.3m。进料处的高度为：HF=H裙+HB+(N提-3)HT+HT=2+3+（15-3）0.45+0.8=11.2mP大气=92KPa；PF=104 KPa对于一般的不锈钢钢管可取=0.2mm,又，do=39mm，可查图得=0.04。对这个精馏塔可以取l=100m（包括管道长度，各种阀门，管道及换热器的当量长度）可得He=29m取1.15He作为选取泵的额定扬程，即H=1.15X29=33m综上可得；H=33m1.9.4 板式塔结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。（1） 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取（2） 塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。 塔底驻液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。本塔取m（3） 人孔 一般每隔68层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450500mm，其伸出塔体得筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共两个，即（4） 塔高 故全塔高为18.3m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙座取了较小的2.5m。第二部分 塔设备的机械设计2.1塔设备机械设计参数简图说明比例设计参数及说明工作压力，MPa0.1设计寿命15年设计压力，MPa0.14填料形式、规格、容积工作温度，113填料的密度设计温度，130填料的堆积方式介质名称浮阀（泡罩）规格/个数96介质密度，kg/m3785浮阀（泡罩）间距，mm75传热面积，保温材料密度，300基本风压，400塔盘上存留介质高度60地震基本烈度8壳体材料Q345R场地类别内件材料塔形裙座材料Q235-A塔板数目26偏心质量2000塔板间距,mm450偏心距1500腐蚀速率保温材料厚度100图2-1精馏塔接 管 表接管公称尺寸连接面接管公称尺寸连接面裙座人孔 450回流管57突面进气管273突面取样管25突面加料管52突面液面计15突面压力计25突面出料管76突面排气管263突面塔体人孔450突面温度计322.2已知设计条件表塔体内径mm1200场地土类别塔体高度mm18300偏心质量2000设计压力p1.13偏心距离mm2500设计温度t130塔外保温层厚度100 塔体材料Q345R保温材料密度 kg/300许用应力189裙座材料Q235-B189许用应力115设计温度下的许用应力Mp345常温屈服点235Mp厚度附加量mm2常温下弹性模量塔体焊接接头系数0.85厚度附加量mm2介质密度 kg/784.5人孔数，平台数3塔盘数N96地脚螺栓材料Q塔盘存留介质高度/mm精馏段60许用应力147提馏段80腐蚀裕量 mm3基本风压N/400个数/个24地震设防烈度8度2.3 塔高的确定（1） 塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间高度取ha=1200m。（2） 塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线处的距离。当进料系统有15分钟的缓冲时间容量时，釜液的停留时间可取35分钟，否则须取15分钟。根据塔径4500mm，可取塔底部空间高度2000mm。（3） 塔的主体高度 精馏塔板数如下： 精馏段； 11层 提馏段； 15层 全塔塔板数26层。塔盘之间的间距应主要考虑的因素有：雾沫夹带、物料的起泡性、操作弹性、安装和维修的要求。此外，塔板间距与液泛密切相关，塔板间距越大，越不易发生液泛。综合考虑以上因素，结合塔板间距标准系列，可取塔板间距为450mm。为了检修和安装的方便，需要在塔板之间合适的位置处开设人孔，此处的两塔板间距取800mm。进料口处空间高度取800mm。总计人孔数为2个,不包括塔顶空间人孔.主体高度：15500mm（4） 椭圆形封头 根据JB/T4746-2002 ，选用EHA12008Q345R型号封头。如图52-1。图2-1表2-1.1 EHA椭圆形封头参数公称直径DN /mm总深度H/mm内表面积A/mm2容积V/ mm3直边高度h/mm质量m/kg12003251,.66520.254525102.24（5） 裙座的高度 裙座的高度是指从塔底封头切线到基础环之间的高度。具体尺寸如下图2-2所示，裙座的全部高度有V和U相加和得到。其中U由工艺决定，在此常压塔设计中可以取裙座总高为2500mm。 图 2-2（6） 塔的总高度 H=18300mm2.4 塔盘选型与设计2.4.1 塔盘型式及设计 选用的浮阀塔盘，这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安装了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形、方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向催促，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也小。浮阀具有生产能力大，操作弹性大，效率高，塔板结构及安装较泡罩简单因而重量