中国石油大学课程设计-曹震-正戊烷-正己烷-正庚烷-正辛烷

1、页眉内容化工原理课程设计说明书设计题目：设计连续精馏分离装置（分离正戊烷 , 正己烷, 正庚烷 ,正辛烷混合物） 班 级：化工 06-2 班姓 名：曹 震指导老师：马 庆 兰设计成绩：日期： 2009年 6 月 8 日 2009年 7 月 1 日目录设计方案简介2工艺流程简图3第一章塔的工艺计算4 1. 1产品的组成及产品量的确定4 1. 2操作温度与压力的确定5 1. 3最小回流比的确定9 1. 4最小理论板数的确定 1 1 1. 5适宜回流比的确定 1 1 1. 6理论板数及理论加料位置的确定13 1. 7实际板数及实际加料位置的确定 1 4 1. 8计算塔径 14 1. 9全塔热量衡算

2、1 8 2. 0第一章总结 2 1第二章塔板的结构设计 22 2.1塔板的布置 22 2.2塔板流体力学计算 23 2.3塔板负荷性能图30第三章塔体结构设计33 3.1塔体的尺寸、材料及开孔33 3.2确定各接管的流速和直径34 3.3塔的辅助设备选用 3 5计算结果汇总表 41自我评述44工艺流程简图设计方案简介所设计的任务是：设计连续精馏分离装置，分离正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷，是一个多 元精馏过程，轻关键组分是正己烷，重关键组分是正庚烷。根据工艺操作条件和分离任务， 初步确 定精馏方案， 画出工艺流程草图。 确定方案流程后， 逐步计算和确定多元混合物精馏塔的操作条件 及装备设施。首

3、先，通过清晰分割法以及全塔物料衡算，确定塔顶、 塔底的组分及其组成， 根据回流罐的温 度及泡露点方程，计算出塔顶、 塔底和进料的压力和温度，进而确定精馏操作条件。 通过经验估算 出达到分离目的所需的最少理论板数， 再结合全塔操作条件， 得出最小回流比， 通过作理论板数与 回流比的关系曲线图，得出适宜回流比，便可确定理论板数和实际板数，并得出实际加料位置。其次，进行全塔热量衡算， 算出塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷， 然后算出精馏段和提馏段 的流量，确定塔径，便可以进行塔体的设计了。我们先从塔板入手，通过计算开孔率，设计并选择 出最佳塔板，并进行合理布图。 通过塔板水力学计算来验证塔板的设计是否

4、合理， 是否会发生过量 雾沫夹带、过量漏液和淹塔等现象，并作出塔板负荷性能图，进一步验证计算结果的合理性。接下来，在设计条件下，为精馏塔定出尺寸、材料和规格：选择筒体壁厚和材料，选择适宜的 封头，确定人孔的数目和位置，塔体的高度和裙座的形式、尺寸。完成这以后，就可以确定各接管 的管径，塔顶冷凝器、塔底再沸器和回流泵等辅助设备的型号， 并将所设计的精馏塔反映在图纸上， 使设计更加清晰明了。最后，将计算的结果汇总，整理出一份完整的设计说明书。第一章塔的工艺计算 1.1产品的组成及产品量的确定采用清晰分割法。已知进料组成 Xi,F =0.15,X2,f =0.3,X3,f =0.4,X4,f = 0

5、.15，轻关键组分是正己烷，重关键组分是正庚烷，现将已知和未知列入下表中：正戊烷（X衍）正己烷（X2,F ）正庚烷（X3,F ）正辛烷（X4,f ）进料（F）0.150.30.40.15塔顶产品（D）未知未知0.040塔底产品（W00.04未知未知可见需要求Xi,d、X2,d、X3,w、X4,w。列全塔总物料衡算及组分1、2、3、4的全塔物料衡算可得：已知进料平均摩尔质量则进料的摩尔流率代入方程组可求得：X1,d 0.34， x2,d .62，X3,w 0.69 ， X4,w0.27D 57.07kg. kmol，W 71kg kmol由此可以求出塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：由以上结果得出全

6、塔物料衡算表：项目进料塔顶塔底流率1Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷151.2351242.27228.748.994904.9 ：正辛烷19.2121960019.172184.9合计128.071200057.074668.3717331.7组成mol%kg%mol%kg%mol%Kg% 1正戊烷”0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.6

7、69正辛烷”0.150.183000.270.298合计111111 1.2操作温度与压力的确定1.回流罐温度一般保证塔顶冷凝器与冷却介质之间的传热温差:已知冷却剂温度为31C，则t回流罐=t冷却水+ At = 30 + 20 = 50 C2. 回流罐压力 已知式中P为组分饱和蒸汽压，为组分活度系数。因所求混合物可视为理想组分，故取1,又因回流罐中液体即为塔顶产品的组成，所以上式可化为：由安托因公式求饱和蒸汽压，查文献得：Pi 各组分饱和蒸汽压，mmHgT温度，K已知回流罐温度为50C，代入安托因公式求得代入（2）式求得因此，取一个大气压，使其常压操作。3. 塔顶压力塔顶管线及冷凝器的阻力可以

8、近似取作 O.latm，贝U：4. 塔顶温度即求塔顶露点温度。采用试差法，先假设一个温度，由安托因公式求得该温度下各组分的饱和 蒸汽压值，并分别求出平衡常数 K,用露点方程检验等式是否成立，若成立则该温度为塔顶温度，若不成立，继续假设。试差结果如下表：t (C)(atm)P2(atm)(atm)P4(atm)612.1830.7790.2880.1081.9840.7080.2620.0981.200622.246P 0.8050.2990.1132.0420.7320.2720.1021.161；632.3100.8320.3100.1182.1000.7560.2820.1071.1236

9、42.3760.860 10.322P 0.1232.1600.7820.2930.1111.087652.4440.8880.3340.1282.2220.8070.3040.1161.053662.5130.9170.3460.1332.2840.8340.3150.1211.02066.12.519r 0.920:0.348P 0.1342.2900.836p.3160.1221.01666.22.5260.9230.3490.1342.2970.8390.3170.1221.01366.32.5330.9260.3500.1352.3030.8420.3180.1231.01066.4

10、2.5400.9290.352P 0.1352.3090.8440.3200.1231.00766.52.5470.9320.3530.1362.3160.8470.3210.1241.00466.62.5540.9350.3540.1372.3220.8500.3220.1241.00066.72.562:0.938 :0.355P 0.1372.3290.8520.3230.1250.99766.82.5690.9410.3570.1382.3350.8550.3240.1250.99466.92.5760.9440.3580.1382.3420.8580.3250.1260.991672

11、.5830.9470.359r 0.1392.3480.8610.3270.1260.988682.6540.9770.3720.1452.4130.8880.3390.1310.957n由该表可知，当t=66.6 C时，yL = 1.000，等式成立，因此塔顶温度为 66.6Ci=1 Ki5. 塔底压力故塔底压力为1.238atm。6.塔底温度即求塔底泡点温度。采用试差法，先假设一个温度，由安托因公式计算出该温度下各组分的饱 和蒸汽压，并分别求出平衡常数 K,由泡点方程：检验等式是否成立，若成立，则该温度即为塔底温度，若不成立，继续假设。试差结果如下表：tC)(atm)(atm)P3(atm

12、)P4(atm)1.130.450.180.409803.6381.4060.5630.2302.9385566904.6461.8640.7760.3303.7531.500.620.260.56457761.96 :0.84：0.370.7621005.8482.4281.0470.4624.72316381056.5272.7551.2080.5435.2722.220.970.430.88056862.391.060.480.9571086.9612.9661.3130.5965.62361171097.1103.0391.3500.6155.7432.451.09：0.490.984

13、50662.461.09；0.490.987109.17.1253.0461.3540.6165.75513832.461.090.490.990109.27.1403.0541.3570.6185.76876912.471.090.500.992109.37.1553.0611.3610.6205.7803918109.47.1713.0691.3650.6225.7922.471.10：0.500.99592352.481.100.500.998109.57.1863.0761.3690.6245.80455432.491.100.50109.67.2013.0831.3720.6265.

14、8171961.001109.77.2163.0911.3760.6285.8292.491.110.501.00372782.501.110.501.006109.87.2313.0981.3800.6305.8413595109.97.2463.1061.3840.6325.8532.501.110.511.00998032.511.120.511.0121107.2623.1131.3870.6345.86651212.571.150.521.0401117.4163.1891.4260.6535.99062812.631.180.541.0681127.5723.2661.4650.6

15、736.11683482.701.210.561.0981137.7303.3451.5050.6946.2445200由该表可知，当t=109.6 C时，Kixi 1.001 1 ,故塔底温度为109.6 C .i 17. 进料压力设计时，取近似8. 进料温度进料为泡点进料，此时进料温度即进料泡点温度，同样采用试差法，先假设一个温度，由安托因公式计算出该温度下各组分的饱和蒸汽压，并分别求出平衡常数K,由泡点方程：检验等式是否成立，若成立，则该温度即为进料温度，若不成立，继续假设。试差结果如下表：tC)(atm)(atm)P3(atm)P4(atm)602.1210.7540.2770.104

16、1.8140.6450.2370.0890.5737702.8021.040 :0.4000.1572.3970.8900.3420.134 :0.7835712.8791.0730.4140.1632.4630.9180.3540.1390.8075722.9571.1070.4290.1702.5290.9470.3670.1450.8320733.0361.1410.444r 0.176 :2.5970.9760.3800.151：0.8571743.1171.1760.4600.1832.6661.0060.3930.1570.8827753.2001.2120.4760.1912.7

17、371.0370.4070.1630.9090763.2841.2490.4930.1982.8091.0690.4210.1690.9359773.3701.2870.5100.2062.8831.1010.4360.1760.9634783.4571.3260.5270.2142.9581.1340.4510.1830.991678.23.4751.3340.531r 0.215 :2.9731.1410.4540.1840.9973793.5471.3650.5450.2223.0341.1680.4660.1901.0204803.6381.4060.5630.2303.1121.20

18、20.4820.1971.0498813.7301.4470.582P 0.2393.1911.2380.4980.2041.0799823.8251.4890.6020.2483.2721.2740.5150.2121.1107833.9211.5330.6210.2573.3541.3110.5320.2201.1421844.0191.5770.642P 0.267 :3.4381.3490.5490.2281.1743854.1191.6220.6630.2773.5231.3880.5670.237 :1.2071由结果可知，当t=78.2 C时，nKixi 0.99731，因此进料

19、温度为78.2 C。i 11.3最小回流比的确定计算最小回流比的公式如下：取温度为塔顶塔底平均温度t00 0 A CQ 066.6 109.6ij，以最重88.1 C，求得该温度下的相对挥发度2组分正辛烷为对比组分j,计算结果如下:组分1234P (atm)4.440r 1.769 :0.7310.30914.3765.7272.3671.000（3）式中的 应介于轻、重关键组分的相对挥发度之间，由于已知轻、重关键组分相邻，故 式（3）、（ 4）仅有一个通根，且由于泡点进料，q 1，1 q 0，设3，代入（3）式得此值与（1 q）值0相差较大，因此继续假设，采用试差法，得出下表结果：3.4-0

20、.0447 :3.41-0.032283.42-0.023.43-0.007863.435-0.001843.440.004155 :3.450.016041n - x -可以看出，当 =3.435时， 一 0.001840.005，因此取 =3.435，将 代入（3）式,i 1 ij得 1.4最小理论板数的确定对于多元混合物系，有下式：式中，XXh为轻组分和重组分的摩尔分率，m ，.（ l,h）D?（ l,h）W轻重关键组分于塔顶、塔底条件下的相对挥发度见下表：塔顶条件(t=66.6 C，p=1.1atm)塔底条件(t=109.6 C, p=1.238atm)0.9344atm0.3541a

21、tm3.0835atm1.3725atm2.6392.247于是m ,（2.639 2.247 2.435，由之前所得塔顶塔底的组成可算出:故最小理论塔板数为5.28，但不包括再沸器。 1.5适宜回流比的确定如果R增加，理论板数下降，塔高下降，设备费用下降，但液相、气相流率增加，再沸器、冷 凝器的热负荷增大，操作费用也会增加，因此选择适宜的回流比，得到最经济的方案。用以下方法求得适宜回流比及理论板数。所分离混合物系可以视作理想溶液，有如下经验关联式：式中N及Nmin不包括再沸器。根据上式，回流比R从Rmin =0.9073至6取一组数，得到相应的X及Y值，最终得到N与R 的一组关系数据，如下表

22、：RR/RminXYNN(R+1)0.90731.000000.7526.8851.26911.10210.04630.618616.929733.85941.361.50.19210.455611.263226.59231.51.65320.2371P 0.418410.414026.03511.61.76340.26640.39579.948125.86491.71.87360.29360.37579.564325.82351.81.98380.3188P 0.35779.241725.87681.92.09410.34230.34168.966226.002122.20430.36420

23、.32708.727826.18352.52.75530.4550r0.27017.891327.619633.30640.52320.23067.383529.53413.53.85750.5761P 0.20147.040431.681944.40850.61850.17886.792333.96174.54.95960.65320.16096.604336.323955.51070.6821:0.14626.456838.740866.61280.72750.12386.239943.67941. 作N R/Rmin图，如下：2作 N（R+1） R/Rmin 图，如下：3.从图中得到回流

24、比的适宜区，取 R/Rmin=1.478，即R=1.3413,相应的N=11.4。因此适宜回 流比为1.3413，理论板数为11.4。 1.6理论板数及理论加料位置的确定设Nr为理论精馏板数。Ns为理论提镏板数，对于泡点进料多元混合物，有如下计算公式：式中，Nt为理论板数，求适宜回流比时已得出理论板数为11.4，将已知代入上式，解得Nr=6.79，Ns=5.61。因此，理论加料位置应为6.79块板上。 1.7实际板数及实际加料位置的确定根据O conne经验关联式：可确定全塔效率Et。已知m 2.435。根据全塔平均温度tm=881C查得该温度下正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛 烷的粘度分别为 0

25、.145mPas、0.179mPas、0.230mPas和0.29mPas，由经验关联式可得 代入公式，得由全塔效率可知，实际板数取整得，实际板数为20块。（不包括再沸器）实际精馏段板数实际加料位置在N rp+1=13块板上。 1.8计算塔径、精馏段塔径计算（以塔顶第一块板的温度、压力和组成计算）1. 确定混合物气液相密度在第一块板上温度为66.6 C,压力1.1 atm,气液相各组分摩尔分率均为 为, 0.34 , xd 0.62, X3Q 0.04， x4,d 0，求得平均摩尔质量为81.8 kg/kmol，各组分质量分率为： 印 0.299 , a2 0.652 , 83 0.049，8

26、4 0。查得在该温度下各组分的密度分别为1585kg ,m3，2615kg . m3，3643kg ；m3，4671kg ,；m3，则液相混合物平均密度气相混合物可视作理想气体，由理想气体状态方程得气相混合物平均密度2. 空塔气速的确定（采用Smith法）最大允许气速由之前所得结果，求得精馏段液体流量气体流量则：根据经验，取板间距 HT=0.45m,板上液层高度hl=0.06m,则Hhl=0.39m,查化工原理课 程设计（中国石油大学出版社）书 66页图2-7得C20=0.1000。又查资料得，66.6 C下，各组分的表面张力分别为1 0.0106 N m ,2 0.0133 N m ,30.

27、0154 N m ,40.0173N m，混合液体表面张力：因此，求得代入（5）式中得：3. 塔径的计算取空塔气速u为最大允许气速的70%则因此，塔径二、提馏段塔径计算（以塔底第一块板的温度、压力及组成计算）1 确定混合物气液相密度在塔底第一块板上温度为109.6 C,压力1.238atm，液相各组分摩尔分率为X1,w 0 ,X2W 0.04, Xb,w 0.69, X4,w0.27,求得平均摩尔质量为103.22kg/kmol，各组分质量分率为：印0 , a2 0.033 , a3 0.669 , a4 0.298。查得在该温度下各组分的密度分别为1522kg m3 ,2570kg / m3

28、 ,3600kg , m3 ,4630kg, m3,则液相混合物平均密度p对于气相混合物，在该温度下，已知相平衡常数K1 一 5.93 , K2 2.52 , K3 1.12 , K4 0.51 ,P则气相组成分别为：y1 0 , y1 0.1 , y1 0.77 , % 0.13 ,因此气相平均摩尔质量气相可视作理想气体，由理想气体状态方程得气相混合物平均密度2. 空塔气速的确定同样采用Smith法：先求得精馏段液体流量气体流量则：同样取板间距 HT=0.45m，板上液层高度 hi=0.06m, HT-hi=0.39m,查得C2o=O.O9。又查资料得，109.6 C下，各组分的表面张力分别

29、为1 0.0067N m ,2 0.0096N m ,30.0118N m ,40.0125N m，求得混合液体表面张力：因此，求得代入（5）式中得：3. 塔径的计算取空塔气速u为最大允许气速的70%则因此，塔径算出提馏段塔径大，设计时以提馏段塔径为准，去标准塔径1400mm 1.9全塔热量衡算一、塔顶冷凝器热负荷 Qc查文献，得塔顶、塔底、进料和回流罐温度下各组分在饱和状态下的焓值，列下表：（焓值单位 kcal/kg ）组分塔顶气 相焓值塔顶液 相焓值饱和回 流焓值塔底气 相焓值塔底液 相焓值正戊烷1729385100正己烷173.4928411799正庚烷17088r 80 d114r 9

30、5 d正辛烷11093转化成kJ/mol的单位，得下表:组分塔顶气 相焓值塔顶液 相焓值回流罐温度下饱 和液体焓值塔底液 相焓值进料液 相焓值正戊烷51851280362562430146正己烷6247432128302474213035648正庚烷71179368463349647732P 39767正辛烷5250544391塔顶气相混合物总焓值：塔顶液相混合物总焓值： 回流罐温度下饱和液体总焓值： 塔底液相混合物总焓值： 进料混合液总焓值：回流罐中液体为过冷液体，为过冷回流，查得回流罐温度50C下各组分的比热值分别为：Cp1 167.3kJ：kmol , Cp2 208.8kJ/kmol

31、, Cp3 252.9kJ kmol ,因此求得回流罐过冷液体总焓热回流的摩尔流率 L1 RD 1.3413 57.07 76.55kmofh根据以上求得的焓值，可知冷回流的摩尔流率冷回流比RcDD 69.257.07 1.213则塔顶冷凝器的热负荷二、塔底再沸器的热负荷Qb取全塔热损失Q损=5池b,根据全塔热量平衡，有：代入数据得三、塔顶冷凝器冷却水用量查得塔顶温度下水的定压比热为 4.174 kJ/（kgC）,取冷却水升温10C，则冷却水用量为四、塔底再沸器水蒸气用量令水蒸气压力为10atm，查得该压力下饱和水蒸气的温度为 180C，汽化潜热为2020kJ/kg，则水蒸气用量m Qbrc4

32、.34 1062148.5kg h2020 2.0第一章总结一、全塔物料衡算表（以表格形式列出）项目进料塔顶塔底流率Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷51.2351242.27228.748.994904.9正辛烷19.2121960019.172184.9合计128.071200057.074668.3717331.7组成mol%kg%mol%kg%mol%Kg%正戊烷0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.

33、040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.669正辛烷0.150.183000.270.298合计111111、操作条件设计总表项目单位数值回流罐温度Cr 50 1压力atm1塔顶温度C66.6压力atmP 1.1 流量kmol/h57.07进料温度C78.2压力:atm1.169 :流量kmol/h128.07塔底温度:Cr 109.6:压力:atm1.238流量kmol/h71最小回流比:0.9073 :实际回流比1.3413最小理论板数5.28理论板数11.4实际板数20实际精馏段板数12实际提馏段板数8加料位置13块板上塔径mm1400三、全塔热量衡算总表1组分

34、Fi Kmol/hXFiHFikJ/kmolDiKmol/hWiKmol/hXWiHDikJ/kmolHWi kJ/kmol119.210.155667319.40097270238.420.311334.535.42.840.0417737.41951.9351.23 :0.4 :15113.72.2848.990.691144.333669.7：419.210.155667.3019.170.27013175.14.全塔热量衡算总表2入方（kJ/ h）出方（kJ/ h）进料4.84 X06塔顶产品带出1.63 X06再沸器供热4.34 X06塔底产品带出3.46 X06冷凝器取热3.86

35、X06热损失2.17 X06总计9.18 X06总计9.18 X06第二章塔板的结构设计 2.1塔板的布置1. 溢流装置根据第一部分的计算，选择直径为1400mm勺标准塔盘，已知塔内液相最大流率为34.76m3/h, 根据化工原理课程设计（中国石油大学出版社）P70表2-5,选择塔盘为单溢流流型。2开孔率估算由阀孔动能因数Fo的经验值估算，取Fo=1O,由 可得：（1）精馏段阀孔气速U0F。, v10-3.227557m S ,已知精馏段空塔气速Ut0.87 m, s,可以求出开孔率为:（2）提馏段阀孔气速U0F。,v10r 5.03m s，已知提馏段空塔气速Ut 、3.9580.71m s,

36、有关尺寸数塔径1400mm阀孔按三角形 75 x t mm排列t=65浮阀数168塔截面积At15390cm2开孔率13.05%塔盘间距Ht450mnm出口堰咼度2050可调弓形降液堰长L1029 mm一层塔板质量83kg管尺寸堰宽H225 mmAt/Ad10.45可以求出开孔率为由估算出的开孔率，精馏段、提馏段均选择施工图号为F1414U型标准浮阀塔盘,据列表如下：降液管总面积Ad1610 cm2施工图号F1414H3. 受液盘：采用凹形受液盘，盘深 50 mm4. 浮阀的阀型：选 F-1型重阀，最小开度 25 mm，最大开度8.5 mm,阀孔39 mm,阀径48 mm,质量为33g。5.

37、泪孔：选择两个10的泪空，开在受液盘的中心线上。6. 塔板布置草图：见方格纸。 2.2塔板流体力学计算一、取塔顶第一块板计算（精馏段）1. 塔板压力降以液柱高度（mH20柱表示）则a. 干板压力降he计算全开后的干板压降b. 液层压力降hi 忽略板上的液面落差，有式中，B为充气系数，取 0.5, hw取0.045m, how由下式计算：式中Lh为液相体积流率，Lh=10.3378m3/h,lw为出口堰长，lw=1.029m,查图可知E=1.025，代入求 得所以 h 0.50.014 0.0450.295mH2。C.克服表面张力的压力降ha 此值一般很小，在此可以忽略不计。 综上可得，精馏段塔

38、板压力降 得出的结果在3到6毫米汞柱之间，符合实际。2. 雾沫夹带量 用阿列克山德罗夫经验式计算雾沫夹带量e:式中，HT=450mm& =0.5902 ,忻0.7 , u=0.87m/s , hl=58.55mm m由下式计算： 已知塔顶第一块板气相温度为66.6 C,在该温度下查的各组分的气相粘度分别为:v,18.36 10 7 kgf?s/m2v,17.9 107kgf?s/m2v,17.仃4 107kgf?s/m2v,16.83 10 7 kgf?s,m2混合气的总粘度为：代入（7）式求得代入（6）式得得出的结果小于0.1kg雾沫/kg气体，属于正常操作。 核算泛点率由（8）式和（9）式

39、求出，取两者之间的较大值。式中，F1为泛点率；0.94083.227605.7 3.2270.689m3 s ；Cf为泛点负荷因数，查图得该值为 0.127, Ks为系统因数，查表得该值为1;A 2Ad 1.593 2 0.1611.217m 2Z D 2Wd 1.4 2 0.2250.95m ；将以上各值代入（8）和（9）求得F1=46.94%, F1=45.16%,取两者较大值，即46.94%。根据Glitsch公司建议，直径大于900mm勺塔，雾沫夹带量0.1（kg/kg）,泛点率应控制在80% 以下，而此结果小于80%核算正确。3. 降液管内液面高度降液管内液面高度Hd可由下式计算：式

40、中，hw how 0.059m，hp 0.0745m， h通常很小，可以忽略不计；代入上式，可得降液管内液面高度为淹塔检验： 不会发生淹塔。4. 漏液根据标准塔盘尺寸，开口率为13.03%,求得实际阀孔气速为 则，实际 该值在8到17之间，属于正常操作范围，不会发生泄漏。5. 降液管内液体停留时间及流速（1）液体在降液管内的平均停留时间该值大于7s，符合要求。（2）液体在降液管中的流速ud将Ud与允许流速（Ud） max进行比较，（Ud） max可由以下两个式子中，结果小的那个确定： 由此可见允许流速为 0.131m/s，要求液体在降液管中得实际流速应小于允许流速的，即小于0.0919m/s，

41、算出的结果符合要求。二、取塔底第一块板计算（提馏段）1. 塔板压力降a. 干板压力降hc计算全开后的干板压降b. 液层压力降hl对于提馏段，B取0.5，hw取0.045m, how由下式计算：式中Lh为液相体积流率，Lh=34.76m3/h,lw为出口堰长，lw=1.029m,查图可知E=1.025，代入求得所以 h 0.5 0.03 0.0450.377mH2。C.克服表面张力的压力降ha 此值一般很小，在此可以忽略不计。综上可得，提馏段塔板压力降 得出的结果在3到6毫米汞柱之间，符合实际。2. 雾沫夹带量 已知塔底第一块板气相温度为106.6 C，在该温度下查的各组分的气相粘度分别为：v,

42、19.38 10 7 kgf?s/m2v,28.87 10 7 kgf?Jm2v,37.95 10 7kgf?s； m2，v,47.65 10 7 kgf ?s m2混合气的总粘度为: 代入（7）式求得代入（6）式得得出的结果小于0.1kg雾沫/kg气体，属于正常操作 核算泛点率对于塔底第一块板Cv0.94083.227605.7 3.2270.689m3 s ；Cf查图得该值为0.126, Ks查表得该值为1；Ab A 2Ad 1.5932 0.1611.217m 2Z D 2Wd 1.4 2 0.2250.95m ；将以上各值代入（8）和（9）求得F1=57.86%, F1=50.41%,

43、取两者较大值，即57.86%,此结果小 于80%核算正确。3. 降液管内液面高度对于提馏段，有hw how 0.075m，hp 0.0828m， h通常很小，可以忽略不计，对于有: 代入公式，提馏段降液管内液面高度为淹塔检验： 不会发生淹塔。4. 漏液根据标准塔盘尺寸，开口率为13.03%,求得实际阀孔气速为 则，实际 该值在8到17之间，属于正常操作范围，不会发生泄漏。5. 降液管内液体停留时间及流速（1）液体在降液管内的平均停留时间该值大于7s，符合要求。（2）液体在降液管中的流速Ud将Ud与允许流速（Ud） max进行比较，（Ud） max可由以下两个式子中，结果小的那个确定： 由此可见

44、允许流速为 0.132m/s，要求液体在降液管中得实际流速应小于允许流速的，即在小于0.092m/s，算出的结果符合要求。 2.3塔板负荷性能图1. 精馏段 过量雾沫夹带线即过量雾沫夹带线为 淹塔线由已知条件求出a、b、c、d的值，如下 代入淹塔线方程得 过量泄漏线 降液管超负荷线 液相负荷下限线将五条线画在同一坐标上，并作出操作线 R，如下图：见图，操作线与适宜操作区边界线上、下两个交点，其纵坐标分别为5950m3/h、2010.7m3/h，其比值约为3,即操作弹性为3。2. 提馏段过量雾沫夹带线即过量雾沫夹带线为淹塔线 由已知条件求出 a、b、c、d 的值，如下 代入淹塔线方程得 过量泄漏

45、线 降液管超负荷线 液相负荷下限线将五条线画在同一坐标上，并以气、液体积流率之比为斜率作出操作线R,如下图：见图，操作线与适宜操作区边界线上、 下两个交点， 其纵坐标分别为 1815.56 m3/h 、 4800 m3/h ， 其比值为 2.7 ，即操作弹性为 2.7 。第三章 塔体结构设计 3.1 塔体的尺寸、材料及开孔1根据塔内平均温度为88.1 T，平均压力为1.169atm，参照化工原理课程设计（中国石 油大学出版社）P93表3-1，选择筒体材料为Q235钢，公称直径为1400mm壁厚5mm2. 选择标准椭圆封头，公称直径为1400mm曲面高度为350mm直边高度为25mm封头壁厚 6

46、mm。3. 确定人孔的数目、位置和规格数目及位置：共四个人孔。 塔顶处开一个人孔， 从塔顶第一块板往下，至第六块板处开一个人 孔，进料位置（第十三块板上）开一个人孔，塔底处开一个人孔。人孔处的板间距为0.6m。规格： Dg4504. 确定塔筒体高度（1）塔顶空间高度：设计 HD=1.25m；（2）进料空间高度： HF=1.2m；（ 3）塔底空间高度 HW取塔底液体停留时间为4分钟，根据塔底液体流量34.76 m3/h及塔截面积1.539 m2可算得 为了有所裕度，设计塔底空间高度为 2m。综上，塔筒体总高度为 加上封头高度，塔总高度为 13.4m。5. 确定裙座的形式、开孔及尺寸 形式：采用圆

47、筒形裙座；开孔：裙座筒体上开4个50mm的排气孔，两个Dg450的人孔；尺寸；因塔底设有再沸器，裙座高度取 4m，基础环内径为1200mm，外径为1650mm，螺栓 孔中心线直径为 1520mm。3.2 确定各接管的流速和直径 塔顶蒸气出口管的直径 dV常压操作，取uv=20m/s. Vs要比设计值稍大，取0.95 m3/h，则蒸气导管直径为： 参照化工原理课程设计（中国石油大学出版社）P109表3-8，选择接管公称直径Dg为300 的接管，伸出管长度为 200mm。 回流管直径 dRur取2m/s，Ls要比设计值稍大，取10.5 m3/h，贝U回流管管径为：参考防冲管结构尺寸表，选择内管为

48、57 X 3.5的防冲管。 进料管直径 dF采用高位槽进料，uf取0.5m/s，进料混合液密度为628.5 kg/ m3，则进料管管径为： 参考防冲管结构尺寸表，选择内管为 133X 4 的防冲管。 塔底出料管管径 dW出料管的料液流速uw，取1m/s，则塔底出料管管径为： 参考弯管的结构尺寸表，选择内管为 133X 4 的弯管。 塔底至再沸器的接管管径dL循环比设为5,连接管内液体流速取1.5m/s，连接管内液体流量为： 则塔底至再沸器的接管管径为：选择内管为219X 6的弯管。 再沸器反塔联接管管径db取气化分率接管内气体流量蒸气在管内流速取12m/s，则再沸器反塔联接管径为：选择内管为273X