正戊烷－正己烷混合液筛精馏塔设计方案.docx

正戊烷正己烷混合液筛精馏塔设计方案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，精馏是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，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。工业上对塔设备的主要要求是生产能力大；传热传质效率高；气流的摩擦阻力小；操作稳定，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，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点： (1) 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。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 (2) 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，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但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。 (3) 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。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.3 设计方案内容1.3.1 操作压力 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则： (1) 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，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于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。 (2) 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且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。 (3) 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由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，由于两者都是液体，因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，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。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5种，可用进料状态参数q 值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。q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；对于低温精馏，不论D/F 值如何，采用较高的q 值为经济；对于高温精馏，当D/F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。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：(1) 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数； (2) 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。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。根据目前国内外实际使用的情况，主要塔型是浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。表1 各类塔板类型比较指标浮阀塔筛板塔泡罩塔F形浮阀十字架形浮阀条形浮阀圆形泡罩条形泡罩S形泡罩液体和气体负荷45454542231333操作弹性5553434压力降2333000雾沫夹带量3343112分离效率5544434单位设备体积的处理量4444213制造费用3344213材料消耗4444223安装与拆修4344113维修3333213污垢物料对操作的影响2321100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内蒸气量 V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还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，即操作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Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12 倍，即R（1.12）Rmin； (3) 在一定的范围内，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；RRmin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。上述考虑的是一般原则，实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，进入再沸器的能量的95%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，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔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4 kpa（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 珠海（压力：1atm ） 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.72 kg/kmol = 正己烷的摩尔质量 86 kg/kmol 原料组成：塔顶组成： 塔底组成：（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 MF=720.4433+860.5567=79.7938kg/kmol塔顶液平均摩尔质量 MD=720.9874+860.0126=72.176 kg/kmol塔底液平均摩尔质量 MW=720.0238+860.9762=85.6668 kg/kmol（3） 物料衡算进料量：物料衡算式： 代入数值解方程组解得 2.3 塔板数的确定2.3.1 理论层数NT的确定 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 x y35 37550.0 18625.0 101330 1.041 1.01240 115100.0 37250.0 101330 0.823 0.93542 123960.0 40606.0 101330 0.729 0.89144 131048.0 43290.8 101330 0.661 0.85546 136718.4 45438.6 101330 0.612 0.82648 141254.7 47156.9 101330 0.576 0.80350 159400.0 54030.0 101330 0.449 0.70652 170340.0 58494.0 101330 0.383 0.64454 179092.0 62065.2 101330 0.336 0.59356 186093.6 64922.2 101330 0.300 0.55258 191694.9 67207.7 101330 0.274 0.51960 214100.0 76350.0 101330 0.181 0.3832.3.2 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335.1kj/kg,正戊烷的汽化热为357.4kj/kg, Rm=0.4433357.472+0.5567335.186=27450.kj/kg由表可查的组成为XF=0.4433的正戊烷正己烷混合液泡点为50摄氏度，可得平均温度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/(kg c)可得液化比q=(Cpt+Rm)/Rm=1.201可得操作线斜率q/(q-1)=5.975 图1 q线与气液平衡关系图由图可得Xq=0.49 Yq=0.73故最小回流比为 Rmin/（Rmin+1）=（Xd-Yq)/（Xd-Xq) 得Rmin=1.08取操作回流比为最小回流比的1.5倍。可得操作回流比R=1.62(2)求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.62 60.5117=98(kmol/h)V=(R+1)D=(1.62+1)60.5117=158.5（kmol/h）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 提馏段操作线方程为 =1.42-0.01 2.4.1 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图2所示。 图2 图解法求理论塔板数精馏段理论板层数=5层 提馏段理论层数=8层2.5 实际板数的计算由表根据内插法可得进料板温度 TF=50.17塔顶温度 TD=36.40塔底温度 TW=63.39可得塔顶与塔底平均温度 =49.90表3 正戊烷正己烷粘度与温度关系T()正戊烷粘度（mpa.s）正己烷粘度（mpa.s）400.1990.235600.1720.217=（t-）=0.56629=（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 工艺条件及有关物性的计算3.1 操作压力塔顶操作压力 PD=p当地+p表=101.33+4=105.33 kPa每层塔板压降 p=0.7kPa进料板压降 PF=105.33+0.712=113.73 kPa 塔底压降 PW=105.33+0.731=127.03 kPa精馏段平均压降 pM=(105.33+113.73)/2=109.53 kPa提馏段平均压降 pM=(113.73+127.03)/2=120.38 kPa3.2 操作温度根据内插关系可得塔顶温度： TD=36.4 塔釜温度： TW=63.39加料板温度： TF=50.17精馏段平均温度：T=43.285精馏段平均温度：T=56.783.3 平均摩尔质量3.3.1 塔顶汽液混合物平均摩尔质由xD=y1=0.9874和相平衡方程x=y/( -( -1)y）得 =0.9642 =0.987472+0.012686=72.18（kg/kmol） =0.964272+0.035886=72.50（kg/kmol）3.3.2 进料板汽、液混合物平均摩尔质量xF=0.4433和相平衡方程x=y/( -( -1)y）得yF=0.6912 =0.691272+0.308886=76.32（kg/kmol） =0.443372+0.556786=79.79（kg/kmol）3.3.3 塔底汽液混合物平均摩尔质量 =0.06572+0.93586=85.09（kg/kmol） =0.023872+0.976286=79.79（kg/kmol）3.3.4 精馏段汽、液混合物平均摩尔质量 =（72.18+76.32）/2=76.145（kg/kmol） =（72.5+79.79）/2=76.145（kg/kmol）3.3.5 提馏段汽、液混合物平均摩尔质量 =（76.32+85.09）/2=80.705（kg/kmol） =（79.79+85.66）/2=82.7284（kg/kmol）3.4 平均密度表4 各组分的液相密度与温度的关系温度()正戊烷(kg/)正己烷(kg/)0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.5620.070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.33.4.1 气相平均密度由理想气体状态方程计算，即精馏段：提馏段：3.4.2 液相平均密度液相平均密度按下式计算，即 (a 为质量分数） 塔顶液相平均密度的计算由 根据内插关系可得= =643.3= =672.02= =643.66进料板液相平均密度的计算由 根据内插关系可得 =594.81 629.05进料板液相的质量分率 =617.3塔釜液相平均密度: 由根据内插关系可得 588.23精馏段液相平均密度:=588.2提馏段液相平均密度:=628.93.5 液相平均表面张力液体平均表面张力依下式计算 塔顶液相平均表面张力的计算：由，根据内插关系 =15.56() =17.606 () 15.56+0.01517.606=15.59 () 进料板液相平均表面张力的计算由，根据内插关系 =12.6232() =12.4417()塔釜液相平均表面张力的计算：由，根据内插关系 =8.2683() =110.6778()8.2683+0.9810.6778=10.63 ()同理可得精馏段液相平均表面张力为 11.11()提馏段液相平均表面张力为 16.967()表5 各组分的表面张力与温度的关系温度（）正戊烷）正己烷）018.2020.101017.1019.602016.0018.023014.9217.004013.8515.995012.8014.996011.7614.00 7010.7313.02 809.71912.00 908.72611.11 1007.75210.183.6平均黏度 液相平均黏度按下式计算，即 塔顶液相平均黏度的计算 由，根据内插关系=（t-）=0.163 （mPas）=（t-）=0.275（mPas）故 =+(1-)=-0.78 得=0.165mPas同理可得进料板液相平均黏度=0.21 mPas塔釜液相平均黏度=0.22 mpas精馏段液相平均黏度=0.1875 mpas提馏段液相平均黏度=0.215 mpas表6 各组分的粘度与温度的关系温度）正戊烷（mPas）正己烷（mPas）400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.0160.202800.1510.189900.1270.1771000.1170.1664 精馏塔工艺尺寸计算4.1 塔径的计算精馏段的气 液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为图3 史密斯关系图C由式子C=（得出精馏段 由图三查得=0.082 C=0.07提馏段由图三查得=0.08 C =0.05取板间距为 板上液层高度为 则精馏段 取安全系数为0.7 ,则()提馏段 取安全系数为0.7 ,则 ()塔径的计算精馏段 圆整横截面积：空塔气速：提馏段 圆整横截面积：空塔气速：4.2 精馏塔有效高度的计算Z=(-1)=13.27 故该塔有效高度为13.27m4.3 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0.60.8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 弓形降液管的宽度和横截面的计算图4 /D和的值与的关系精馏段 由,查图得 则,验算液体在降液管内停留时间：精馏段：提馏段：由,查图得 则,验算液体在降液管内停留时间：精馏段：停留时间，故降液管可使用4.3.4 降液管底隙高度 计算公式 取降液管底隙的流速：精馏段：=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 4.3.5 塔板布置及筛孔数目的计算表7 塔板的分块塔经（mm）800-12001400-16001800-20002000-2400块数3456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 其中 R=D/2- =1.6/2-0.06=0.74m x=D/2-(Wd+Ws)=1.6/2-(0.2432+0.09)=0.0.4668m故 4.3.8 筛孔计算及其排列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,筛孔按正三角形排列,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 筛板的流体力学验算5.1 塔板压降 气相通过浮阀塔板的压降，根据计算5.1.1 精馏段 图5 /与关系图干板阻力：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 =0.074m 5.2 气体通过液层的阻力计算图6 与关系图=()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+0.02）=0.037m5.3 液体表面张力的阻力计算精馏段 液体表面张力的阻力=m提馏段 液体表面张力的阻力=m精馏段气体通过每层塔板的液柱高度为：=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提馏段气体通过每层塔板的液柱高度 =0.074+0.037+0.0021=0.1131m提馏段气体通过每层塔板的压降为g=0.1131628.97005.4 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。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=13.9 m/s稳定系数为 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=13.9 m/s稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。5.7 液泛验算为防止塔内发生液泛降液管内液层高度应服从，正戊烷正己烷属于一般物系取=0.5，则精馏段 =0.5（0.45+0.0107）=0.23m故本设计中精馏段不会发生液泛。提馏段 =0.5（0.45+0.04）=0.245m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。精馏段 =2.84代入原式得 已算出，代入整理得在操作范围内任取几个值依上式得相应的值。表80.0020.0030.0040.0050.2540.2650.2750.279由表8可得漏液线1提馏段 =2.84代入原式得 已算出，代入整理得 在操作范围内任取几个值依上式得相应的值。表90.0020.0030.0040.0050.3680.3750.3830.388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 精馏段 由 近似取， 取雾沫夹带极限值，已知，代入原式得： 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，表100.0020.0030.0040.0052.3382.7742.212.16由表10可得液沫夹带线2提馏段 由 近似取， 取雾沫夹带极限值，已知，代入原式得： 整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出.表110.0020.0030.0040.0052.6172.5642.5152.47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. 取E=1，则 整理上式得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。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以 =4s作为液体在浆液管中停留时间的下限 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，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度。令 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+()=+()=0.1906 C=133.04d=2.84E()(=2.84E()(=1.0360.075=0.1906-133.04-1.036整理的=2.54-1774-13.8在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，表120.0020.0030.0040.0052.32.242.172.09由表12可得液泛线2提馏段式中a=0.071+()=+()=0.1798 C=306d=2.84E()(=2.84E()(=1.1020.071=0.1798-306-1.102整理的=2.53-4309.8-6.3在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，表130.0020.0030.0040.0052.432.362.301.56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，做出操作点A链接OA，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，做出操作点A链接OA，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D=0.076m，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，其公称直径的值等于内径。当筒体直径较小时可直接采用无缝钢管制作。此时公称直径的值等于钢管外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算见下式：=+0.2=5.1mm式中 计算压力，MPa,根据设计压力确定： 塔径； 焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数； 设计温度下材料的许用应力，MPa，与钢板厚度有关。 由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。查的曲面高度,直边高度,选用封头DN16006,JB11547.3 人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔6-8块塔板设1个人孔，本设计的精馏塔共设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，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。7.4 裙座塔底常采用裙座支撑，由于裙座内径800mm,裙座厚取16mm。基础环内径 基础环外径 圆整 =1800mm 考虑到腐蚀余量取18mm，裙坐高度取3m，地角螺栓直径取M30。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=0.076 m。选取764规格的热轧无缝钢管。7.6 回流管管径取u=1.6m/s,m根据工艺标准，将其圆整到D=0.057m。，选取规格573的热轧无缝钢管。7.7 塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速20m/s0.509m查表取14mm7.8 塔底进气管直管出气，取出口气速20m/s0.513m查表取14mm7.9 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径选用相应法兰。根据进料管选取进料管接管法兰：PN6DN80 HG5010根据回流管选取回流管管接管法兰：PN6DN50 HG5010 根据塔釜出料管选取塔釜出料管接管法兰：PN6DN80 HG5010根据塔顶蒸汽管选取塔顶蒸汽管接管法兰：PN6DN500 HG5010根据塔釜进气管选取塔釜进气管接管法兰：PN6DN500 HG5010 8 设计一览表表13 筛板塔的计算结果汇总序号项目符号单位计算结果精馏段提馏段1平均温度T43.2856.782平均压力pKPa109.53120.383平均流量气相V1.071.144液相L0.00560.00575实际塔板数N块1219序号项目符号单位计算结