350吨∕天轻烃分离精馏塔设计

1、石油化工工艺与设备课程设计说明书题 目：350吨天轻烃分离精馏塔设计学生姓名： 学 号： 专业班级： 指导教师： 年 月 日石油化工工艺与设备课程设计任务书班级： 学号： 姓名: 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：350 t/d组成(在质量分率)： 异丁烷 0.40 异戊烷 0.45 正戊烷 0.15进料状态（摩尔气化分率）： 0 2.产品要求（产品含量为质量分率）塔顶产品： 异丁烷收率 99%塔底产品： 异戊烷收率 98.5%三、 计算说明主要内容1. 流程简图2.工艺计算（包含物料及热量衡算表）3.塔板计算与水力学校核4板式塔初步设计

2、5.辅助设备的初步选用6.计算结果汇总表7.分析与讨论8.采用Autocad绘制流程简图和浮阀排列图9.提交电子版及纸版：设计说明书 图纸发出日期 年 月 日 交入日期 年 月 日 指导教师 目录1.流程简图12. 物料衡算22.1全塔初步物料衡算22.2操作条件确定32.2.1回流罐压力的计算32.2.2塔顶压力的确定42.2.3塔底压力的确定42.2.4塔顶温度的确定42.2.5塔底温度的确定52.3最小理论板数和最小回流比52.3.1最小理论板数的计算52.3.2最小回流比的计算62.4实际回流比和理论板数72.5全塔效率与实际板数92.6进料位置与进料条件92.7非清晰分割验算103.

3、 能量衡算123.1塔顶冷凝器的热负荷123.2再沸器负荷及热损失123.3.冷凝水用量143.4.蒸汽用量144. 精馏塔的选型与设计154.1塔径154.1.1精馏段154.1.2提馏段184.2塔板204.2.1溢流装置的设计计算204.2.2浮阀塔板结构参数的确定224.2.3浮阀塔板流体力学计算244.2.4负荷性能图294.3.塔体初步设计344.3.1筒体344.3.2封头344.3.3人孔344.3.4塔高344.3.5裙座354.3.6接管的设计355. 塔体的辅助设计385.1列管式换热器的设计385.2再沸器的设计386. 结果汇总表40表6-1物料衡算表40表6-2 工

4、艺条件表40表6-3 能量衡算表41表6-4 塔盘选型表41表6-5 塔体选型表41表6-6 接管汇总表42表6-7 换热器选型表427. 参考文献438. 分析与总结44附录A 石油化工工艺与设备课程设计成绩汇总表45第一章 流程简图1. 流程简图根据任务书的要求，初步绘制精馏塔的流程简图如下：图1-1 流程简图 1第二章 物料衡算2. 物料衡算2.1全塔初步物料衡算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异丁烷，重关键组分为异戊烷。注意到两关键组分相邻，与异戊烷相邻的正戊烷的挥发度与异戊烷的相对挥发度相差也比较大，同时分离程度的要求也较高，因此可采用清晰分割的方

5、法进行初步物料衡算。在清晰分割的条件下，塔顶产品由异丁烷和异戊烷组成，塔底产品由异丁烷、异戊烷和正戊烷组成。原料处理量为350t/d，各组分质量分数分别为：异丁烷0.40 异戊烷0.45 正戊烷0.15。设异丁烷为A、异戊烷为B、正戊烷为C，进料为F、塔顶为D、塔底为W。用处理量乘以进料组成可求得进料物流中各组分质量流率：显然，塔底正戊烷质量流率等于进料中正戊烷质量流率:WC=FC将进料中异丁烷、异戊烷质量流率分别乘以各自回收率要求可得塔顶物流中异丁烷与塔底中物流中异戊烷的质量流率：FAwA=DAFBwB=WB塔底物流中异丁烷与塔顶物流中异戊烷的质量流率：FXB-WB=DBFXA-DA=WA上

6、述计算的结果列于表2-1。组分异丁烷异戊烷正戊烷总和进料质量流量kg/h5833.33006562.50002187.500014583.3300质量分率0.40000.45000.15001.0000摩尔流量kmol/h100.574791.145830.3819222.1024摩尔分率0.45280.41040.13681.0000塔顶质量流量kg/h5774.996798.43750587304342质量分率0.98320.016801.0000摩尔流量kmol/h99.58891.36720100.9561摩尔分率0.98650.013501.0000塔底质量流量kg/h58.3300

7、6464.06252187.50008703.8925质量分率0.00670.74210.25121.0000摩尔流量kmol/h1.005789.778630.3819121.1662摩尔分率0.00830.74090.25081.0000表2-1全塔物料各组分分率汇总表 2.2操作条件确定2.2.1回流罐压力的计算选择水作为塔顶产品的冷凝剂，根据中国的普遍气候条件，水的温度可取2030，为保证水和塔顶产品之间有1020的传热温差，选取塔顶回流罐中液体的温度为45是一个合理的数值。塔顶物流满足如下形式的方程：式中Ki为相应温度下的相平衡常数。在烃类相平衡常数图2,P436内通过确定温度为45

8、，选择不同压力连线得到Ki并试差使上式得到满足，可得出回流罐压力为6.2atm。试差过程如表2-2所示。表2-2回流罐压力试差过程 回流罐压力566.66.46.2KA1.201.050.960.991.01KB0.410.280.230.250.26KiXi 1.60731.03960.95010.980010.99875误差60.73%3.96%4.99%1.999%0.0125% 2.2.2塔顶压力的确定由回流罐压力为6.2atm 1atm知，需采取加压操作，回流罐的压力加上管线阻力即为塔顶压力：对加压操作，管线阻力P取0.15 atm 是一个合理的数值，故PD=6.2+0.15=6.3

9、5atm2.2.3塔底压力的确定塔底压力等于塔顶压力加上全塔压降：根据经验，加压塔的每板压降取为4 mmHg较为合理，假设实际塔板数NP=25，则PW=6.35+254mmHg=6.4816atm2.2.4塔顶温度的确定塔顶温度的确定过程与回流罐压力的确定过程相似，在烃类相平衡常数图2,P436内通过确定压力为6.35atm，选择不同温度连线得到Ki并试差使yi/Ki=1得到满足，可得出塔顶温度为46.5。试差过程如表3-3所示。表2-3塔顶温度试差过程 塔顶温度464746.5KA1.021.041.03KB0.330.350.33yi/Ki=11.00810.98710.9987误差0.8

10、6%1.29%0.13%2.2.5塔底温度的确定塔底温度的确定过程与塔顶温度的确定过程相似，在烃类相平衡常数图2,P436内通过确定压力为6.4816 atm，选择不同温度连线得到Ki并试差使Kixi=1得到满足，可得出塔底温度为102.5。试差过程如表2-4所示。表2-4 塔底温度试差过程塔底温度9899102103102.5KA2.42.452.552.62.57KB0.960.981.011.031.02 KC 0.820.840.880.90.89KiXi 0.936840.95710.99021.010431.00026误差6.316%4.29%0.98%1.04%0.026%2.3

11、最小理论板数和最小回流比2.3.1最小理论板数的计算由芬斯克公式计算最小理论板数：式中，各组分在平均温度、压力条件下的相对挥发度见表2-5：表2-5 各组分相对挥发度表K及塔顶条件下（6.35atm，46.5）塔底条件下（6.4816atm，102.5）KA1.032.57KB0.331.02=KA/KB3.12122.5196则=2.8043将与物料平衡数据代入Nmin表达式，算得Nmin=7.5即最小理论板数为7.5块。2.3.2最小回流比的计算由如下形式的恩德伍德公式，可算得最小回流比Rmin：由于温度和压力变化不大，可用塔顶与塔底的算数平均温度74.5与平均压力6.4158 atm进行

12、计算，在此温度压力下在烃类相平衡常数图2,P436内查得各组分Ki值并求得与以重关键组分异丁烷为对比组分的ij值，结果列于表2-6。表2-6各组分Ki值、ij值表KAKB KC Ki1.550.630.52ij=Ki/Kj2.460310.8254又由任务书知e=0，则q=1-e=1，将物料衡算数据代入恩德伍德公式方程组解得=1.45Rmin=1.37232.4实际回流比和理论板数在R/Rmin在 13的范围内，选取若干个回流比值，算出相应的R/Rmin值，并通过如下方程组求得相应的一系列N值，进一步可求得相应的一系列N（R+1）值，部分结果列于表2-7。表2-7 X、Y、N、R/Rmin、N

13、(R+1)部分计算结果R/RminRXYNN(R+1)1.11.509530.0546840.60266621.9093354.982131.21.646760.1036970.54993519.1080750.574471.31.783990.1478780.50708117.2729448.08771.41.921220.1879080.47093515.956246.611581.52.058450.2243460.44000414.964445.767881.62.195680.2576540.41320114.1895445.345211.72.332910.288220.38971

14、813.5665645.216131.82.470140.3163680.36894313.0541145.29961.92.607370.3423740.35041212.6246645.5418222.74460.3664740.33376212.2591845.905712.12.881830.3888710.31870811.9440946.364932.23.019060.4097380.3050211.6694546.900222.33.156290.4292270.29251211.4277947.497222.43.293520.447470.28103311.213448.1

15、44952.53.430750.4645830.27045511.0218248.834942.63.567980.4806680.26067410.8495449.560472.73.705210.4958140.25159910.6937250.31622.83.842440.5101020.24315310.5520851.097822.93.979670.5236030.23527310.4227451.9018以N(R+1)对R/Rmin作图，找出曲线最低点对应的R/Rmin、N(R+1)值，即可求得适宜的回流比、理论板数，如图2-1所示。 图2-1 N 与R的求取所求得的实际回流比

16、为2.33291，理论板数为13.56656块。2.5全塔效率与实际板数全塔效率可用奥康奈尔经验公式表示：其中，黏度数据采用塔顶与塔底的算数平均温度74.5与压力6.4158 atm下的液相黏度，L,A=0.1069 cp，L,B=0.1447cp，L,C=0.1484cp。由表2-5所载Ki值可求得该温度压力下的相对挥发度。结合表2-1所载进料中各组分摩尔分率，可求得ET=0.6297则实际塔板数N实际=N/ET=13.56656/0.6297=21.5445与最开始假设的25块实际塔板相差不多，认为假设正确，向上圆整得实际塔板数为22块板。2.6进料位置与进料条件假设精馏段塔板数为10块，

17、提馏段塔板数为12块。则NR/NS=0.8333根据每板压降为4 mmHg的假设，由塔顶压力为6.35atm求得进料压力为6.4026atm，采用与3-4中相似的方法试差求得进料温度为68，试差过程如表2-8所示。表2-8进料温度试差过程温度78767268KA1.821.781.691.58KB0.680.640.600.55KC0.560.520.490.45KiXi/(e(Ki-1)+1)1.17981.13981.07711.0027误差17.98%13.98%7.71%0.27% 由于精馏段塔板数接近提馏段塔板数，可认为NR/NS符合如下公式：由表3-5、表3-6数据可得轻、重关键组

18、分于塔顶、塔底、进料位置三处的相对挥发度，将它们与物料平衡数据代入上式，可求得NR/NS=0.8244根据NR+NS=28，求得： NR=10 NS=12与假设算得的数据吻合，因此，进料位置为第10块板的假设是成立的。2.7非清晰分割验算在烃类相平衡常数图2,P436内查得在塔顶条件下异戊烷的K值为0.33，又已查得塔底条件下异戊烷K值为1.02，正戊烷在塔顶与塔底条件下K值分别为0.28、0.89。则有 顶=KB顶/KC顶=1.1786 底=KB底/KC底=1.1461 = ( 顶 底)=1.1622又由非清晰分割公式将之前求得的物料平衡与Nmin数据代入上式，解得XC，顶=0.002535

19、8这一含量极微，可以认为正戊烷在塔顶不存在，故清晰分割假设成立。11第三章 能量衡算3. 能量衡算3.1塔顶冷凝器的热负荷塔顶冷凝液温度为45，压力为6.2atm，塔顶蒸汽的温度为46.5，压力为6.35atm,查表得各物质焓值表： 表3-1塔顶各物质焓值表状态气相液相组分KJ/kgKJ/molKJ/kgKJ/mol异丁烷616.295135.7451312.948318.1510异戊烷371.982326.782743.74773.1498正戊烷373.997226.927825.01101.8008HV,D=HVAXA,D+HVBXB,D+HVCXC,D =35.7591KJ/molHL,

20、D=HLAXA,D+HLBXB,D+HLCXC,D =17.9485KJ/molQD=(R+1)D (HV,D - HL,D) =5992867.858KJ/h3.2再沸器负荷及热损失塔底温度为102.5，压力为6.4816atm,查表得各物质的焓值表：表3-2塔底各物质焓值表状态气相液相组分KJ/kgKJ/molKJ/kgKJ/mol异丁烷678.895939.3759474.045627.4946异戊烷459.505633.0844187.766313.5192正戊烷463.291733.3570169.831612.227968时，各物质焓值如下表 表3-2进料各物质焓值表状态气相液相组

21、分KJ/kgKJ/molKJ/kgKJ/mol异丁烷643.3656937.3152370.587721.4941异戊烷405.577729.201696.61666.9564正戊烷408.206829.390978.36725.6424由上述公式求得进料液相和气相各组分含量，进而求得IFL。进料的热焓为：对全塔作热量衡算： 最终求得 3.3.冷凝水用量假设冷却水进口温度为20，出口温度为30，所以进出口的平均温度为25，在此温度下水的比热容为。冷凝水流量3.4.蒸汽用量塔底温度为99.3，所以选择120的蒸汽，在该条件下水的潜热通过石油化工基础数据手册5为。蒸汽用量为：15第四章 精馏塔的选

22、型与设计4. 精馏塔的选型与设计4.1塔径4.1.1精馏段1、密度和表面张力的计算塔顶气相平均相对分子质量 塔顶气相密度为通过查表查得密度：在塔顶的条件下，查的异丁烷的液相密度为： 异戊烷的液相密度为： 正戊烷的液相密度为：塔顶液相密度为：通过查表查得表面张力：在塔顶条件下，液相异丁烷的表面张力为： 液相异戊烷的表面张力为：塔顶液相表面张力为：2、气、液相负荷3、Smith法因为是常压塔，取板上液层高度为：取板间距查化工原理课程设计1图2-7可得对应板间距下的为：气相负荷因数C，在对应的下可以求得相应的C为：C=0.0593/0.0659/0.0889 最大容许气速为：，在对应的C下，求得相应

23、的最大气速相应为实际选用的空塔气速u应为：在对应的下求得相应的空塔气速为：u=0.2499/0.2778/0.3747m/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=1.4029/1.3306/1.1457m4、波律法最大允许气速为：求得在相应的板间距下的最大允许气速为：适宜的气速流通截面上的气速：当塔径D900mm或500mm或常压、加压塔：K=0.82根据化工原理课程设计1表2-4，取系统因数。适宜的空塔气速：在相应的最大允许气速下，求得的适宜空塔气速为：u=0.3972/0.4187/0.4587m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：1.1127/1.0838/1.0355m将

24、Smith法和波律法进行比较，取塔径较大的数值，以的大小作为费用的代表数据,找出最小值对应的塔板间距和塔径。将上述的数据汇成表格，如下所示：表5-1精馏段塔径计算Smith波律法(m)0.450.500.600.450.500.60D(m)1.40291.33061.14571.11271.08381.03550.88560.88520.78750.55710.58730.6433根据数据表，选出板间距为，D=1.2m。4.1.2提馏段1、密度及表面张力塔底气相密度为：在塔底的条件下，查得异丁烷的液相密度为： 异戊烷的液相密度为：正戊烷的液相密度为：塔底液相密度为：在塔底条件下，液相异丁烷的表

25、面张力为： 液相异戊烷的表面张力为：液相正戊烷的表面张力为：塔底液相表面张力为：2、气、液相负荷3、Smith法因为是常压塔，取板上液层高度为：取板间距查化工原理课程设计1图2-7可得对应板间距下的为：气相负荷因数C，在对应的下可以求得相应的C为：C=0.0604/0.0652/0.0806 最大容许气速为：在对应的C下，求得相应的最大气速相应为实际选用的空塔气速u应为：在对应的下求得相应的空塔气速为：u=0.2459/0.2655/0.3282m/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=1.5194/1.4622/1.3151m4、波律法最大允许气速为：求得在相应的板间距下的最大允

26、许气速为：适宜的气速流通截面上的气速：当塔径D900mm或500mm或常压、加压塔：K=0.82根据表2-4，取系统因数。适宜的空塔气速：在相应的最大允许气速下，求得的适宜空塔气速为：u=0.3404/0.3729/0.4306m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：D=1.2913/1.2338/1.1481m将Smith法和波律法进行比较，取塔径较大的数值，以的大小作为费用的代表数据,找出最小值对应的塔板间距和塔径。将上述的数据汇成表格，如下所示：表5-2提馏段塔径计算Smith波律法(m)0.500.600.800.500.600.80D(m)1.51941.46221.31511.2

27、9131.23381.14811.15431.28281.38360.83370.91341.0545根据数据表，选出板间距为，塔径选择D=1.6m。4.2塔板4.2.1溢流装置的设计计算1、板上液流形式的决定精馏段和提馏段的液相负荷分别为： ，塔径初选为1600mm，根据化工原理课程设计1表2-5，选择单流型。2、溢流堰单流式塔板的堰长一般为塔径的60%80%，塔径为1600mm，所以选择堰长为：对常压及加压塔，一般取堰高为4060mm，所以。对于溢流堰的型式，先取为平口堰。对于精馏段，对于提馏段。取E=1。将上述数据代入，则堰上液层高度在精馏段为0.0231m，在提馏段为0.0414m。，

28、所以假设基本一致。3、降液管面积及宽度的决定一般情况下都是用弓形降液管，根据，通过查化工原理课程设计1附表7可得，。所以，4、受液盘由于塔径较大，物流无悬浮固体，也不易聚合，故受液盘采用凹形受液盘，盘深取50mm，并且开两个的泪孔。 图5-1凹型受液盘式塔板结果示意图5、进口堰凹形受液盘不必设进口堰。6、降液管底隙高对于凹形受液盘，一般底隙高度等于盘深，所以降液管底隙高度为50mm。4.2.2浮阀塔板结构参数的确定 塔径大于800mm，故采用分块式塔板，分块式塔板由两块弓形板、一块通道板和数个矩形板构成。1、浮阀型式的选择选用F1型浮阀中的重阀，阀径48mm，阀孔直径39mm，重约33g。2、

29、浮阀的排列分块式塔板采用叉排，等腰三角形排列，其底边固定为75mm，高t根据开孔率而变更。3、开孔率（1）精馏段由适宜阀孔气速计算开孔率。精馏段塔板开孔率对于F1型重阀，当气相通过阀孔时的动能因数保持在817时，浮阀能处于刚刚全开的状态，此时的操作效果最佳。密度： 流量： 临界阀孔气速： 这里选精馏段阀孔气速uO=3.0 m/s。则： 选择化工原理课程设计开孔率为6.67%。此时阀孔动能因数校核：故精馏段可选择化工原理课程设计开孔率为6.67%。提馏段塔板开孔率对于F1型重阀，当气相通过阀孔时的动能因数保持在817时，浮阀能处于刚刚全开的状态，此时的操作效果最佳。密度： 流量： 临界阀孔气速：

30、 这里选精馏段阀孔气速uO=3.0 m/s。则： 选择化工原理课程设计开孔率为6.67%。此时阀孔动能因数校核：故精馏段可选择化工原理课程设计开孔率为6.67%。查表选取标准塔板，塔径D=1600mm,AT=2.011m2,HT=500mm,Wd=325mm,Ad=0.2918m2,浮阀个数为112个，开孔率为6.67%。Wc=0.085m,WF=0.095m。X=D/2-( Wd+ WF )=0.38mY=D/2-WC=0.715m塔板有效鼓泡面Aa=1.0329m2。4.2.3浮阀塔板流体力学计算1、塔板压力降浮阀塔板压力降认为由三部分组成，气流通过干塔板，通过液层的压力降为，克服液相表面

31、张力的压力降。 以液柱高度表示压力降： （1）干板压力降对33gF-1型重阀，全开前的干板压降：（m液柱）（01）全开后的干板压降： 阀孔动能因数 精馏段：，求得提馏段：，求得所以精馏段、提馏段都是全开，代入公式分别计算可得：精馏段：。提馏段：(2)液层压力降 为充气系数，取=0.5。精馏段：提馏段：(3) 气体克服液体表面张力的压强降由于气体克服表面的压强降很小，可以忽略.(4)塔板压降精馏段： 提馏段：2、雾沫夹带量(1)雾沫夹带量 用阿列克山德罗夫经验公式计算：其中取 ，A=0.159，n=0.95。代入数据解得：精馏段：m=0.2559，e=0.0066（kg雾沫/kg气体）提馏段：m

32、=0.2329，e=0.0167kg（雾沫/kg气体）该值远小于0.1 kg（雾沫/kg气体）(2)泛点率泛点率 其中，代入数据解得精馏段，提馏段。经验证，e0.1kg/kg, ,合理。3、降液管内液面高度 降液管内液面高度代表液相通过一层塔板所需的液位高度。浮阀塔很小，可以忽略不计。为塔板压降，精馏段：，提馏段为液体流过降液管时的阻力损失，。其中：，代入数据后求得：精馏段：，提馏段：，为了防止淹塔，降液管内液面高度应该满足：取，则满足要求。4、液漏根据已经求得的阀孔动能因数，查化工原理课程设计1表2-6可知，在正常工作范围内，所以不存在液漏现象。5、液体在降液管内的停留时间及流速 1、液体在

33、降液管内的停留时间 代入数据，可以求得：精馏段：，提馏段：2、流速代入数据解得精馏段 ，提馏段 。液体的允许流速取和中的较小值。解得精馏段 ， ，取较小值提馏段 ，取较小值 经验证 且 ，流速合理塔板数据汇成下表： 表4-3塔板数据表项目塔径D/mm板间距HT/mm塔截面积AT/cm2堰长lw/mm降液管总积Ad/mm阀孔数n/个精馏段16005002011012862918112提馏段16005002011012862918112项目开孔率/%塔板压降P/mmHg出口堰高度Hw/mm降液管底隙高hb/mm降液管宽度H/mmt/mm精馏段6.673.57084050325100提馏段6.674

34、.92464050325100 4.2.4负荷性能图一、精馏段的负荷性能图1、过量雾沫夹带线 取 可得 2、淹塔线简化以后 其中 代入数据经计算可得： 所以 3、过量液漏线4、降液管超负荷线5、液相负荷下限线6.操作线将精馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，并将操作线方程一并绘出，得到精馏段的负荷性能图如下： 图4-1 精馏段塔板负荷性能图操作点为，,操作弹性，满足条件。二、提馏段的负荷性能图1、过量雾沫夹带线 取 可得 2、淹塔线简化以后 其中 代入数据经计算可得： 所以 3、过量液漏线4、降液管超负荷线5、液相负荷下限线6.操作线将提馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，

35、并将操作线方程一并绘出，得到提馏段的负荷性能图如下： 图4-2 提馏段塔板负荷性能图操作点为，,操作弹性，基本满足条件。4.3.塔体初步设计4.3.1筒体考虑到塔的操作温度、压力、物性的腐蚀性及经济性，塔体采用碳钢（Q235F钢）。根据塔体承受压力和塔体直径，查表3,P93取壁厚为6mm。4.3.2封头采用碳钢椭圆形封头，厚度取稍厚于筒体。查表3,P94选取标准椭圆形封头，其结构尺寸如下：公称直径Dg=1600 mm，曲面高度h1=400 mm，直边高度h2=40 mm，封头厚度S=10mm。4.3.3人孔根据每7块板设置一个人孔，塔顶、塔底，进料处必须设置的原则，选择在塔顶及第3、10、17

36、块板之上及塔底各设置一个人孔，第10块板之上即进料处。人孔规格为Dg450，即 4806mm的圆形人孔。设置人孔的地方，塔板间距应大于等于600mm。4.3.4塔高塔顶空间高度取HD=1.4m。由于进料为两相进料，进料空间高度可取HF=1.1m。塔底空间高度用下式计算：塔底产品停留时间取为10 min，则于是HB可取为7 m。塔的总高其中inf，即进料板序号。设有人孔的位置板间距取0.6 m。代入数据算得H=20.3m4.3.5裙座塔的高径比为12.6875，选用圆筒形裙座，高度取3m。裙座筒体上开4个50 mm的排气孔，开2个Dg450的人孔。4.3.6接管的设计1.塔顶蒸汽出口管径从塔顶至

37、冷凝器的蒸汽导管的尺寸必须适当，以避免过大的压力降。对加压塔，取蒸汽流速为16m/s。则蒸汽导管直径代入数据解得dv=0.1753 m考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入VS值时已适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=200 mm，外径厚度为2198 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=400 mm，补强圈内径d=223 mm。2.回流管管径回流用泵输送，取流速uR=2.0 m/s。回流管管径代入数据解得dR=0.0798 m考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入LS值时已适当放大。查表3,P106取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=80 m

38、m，外径厚度为896mm，接管伸出长度H=150 mm，补强圈外径D=180 mm，补强圈内径d=93mm。3.进料管管径进料为纯液相进料，可取uF=1.5m/s：进料的气相体积流率VF,S=0。0074 m3/s将数据代入下式解得df=0.0793m计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=80 mm，外径厚度为896mm，接管伸出长度H=150 mm，补强圈外径D=180 mm，补强圈内径d=93mm。4.塔底出料管管径对一次通过式再沸器，取塔底出料管的料液流速为0.8 m/s。塔底出料管管径代入数据解得dR=0.165

39、9 m计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=200 mm，外径厚度为2198 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=400 mm，补强圈内径d=223 mm。5.塔底至再沸器连接管管径dL=dw=0.1858m计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=200 mm，外径厚度为2198 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=400 mm，补强圈内径d=223 mm。6.再沸器返塔联接管管径对于热虹吸式一次通过式再沸器，返塔为气液两

40、相混合，料液速度用如下公式估算：经验气速uV选为16m/s，e为返塔的质量气化分数。因蒸汽量为提馏段的气相负荷，液相量为塔底产品量。算得代入数据解得um=10.4307 m/s。蒸汽量为提馏段的气相负荷，故返塔的气相体积流率VS=0.4456 m3/s将数据代入下式解得db=0.2333m计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数如下：公称直径Dg=250 mm，外径厚度为2738 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=480 mm，补强圈内径d=277 mm。7.接管汇总表由以上结果编制接管汇总表如下：表4-4 接管汇总表单位：m

41、m公称直径外径接管伸出长度补强圈外径补强圈内径塔顶蒸汽出口管2002198200400223进料管8089615018093塔底出料管2002198200400223塔底至再沸器管2002198200400223再沸器返塔管2502738200480277回流管808961501809338第五章 塔体的辅助设计5. 塔体的辅助设计5.1列管式换热器的设计1、冷凝器根据前面求得的数据，2、冷却剂用量根据前面求得的数据，3、有效平均温差热流体温度：进口 46.5，出口 45冷流体温度：进口 20，出口 30 4、传热面积冷凝器中热流体为有机蒸汽，冷流体为水，根据化工原理课程设计1表1-5取。根据

42、化工工艺与设备课程设计2 附表4，选取浮头式冷凝器，壳径为700mm，管程数为4，管长为6m，换热面积为157.1。5.2再沸器的设计1、再沸器的热负荷根据前面求得的数据，2、蒸汽用量根据前面求得的数据，3、有效平均用量 4、换热面积根据化工工艺与设备课程设计2 附表4，选取卧式虹吸式再沸器，壳径为700mm，管程数为4，管长为6m，换热面积为157.143第六章 结果汇总表6. 结果汇总表表6-1物料衡算表组分异丁烷异戊烷正戊烷总和进料质量流量kg/h5833.33006562.50002187.500014583.3300质量分率0.40000.45000.15001.0000摩尔流量km

43、ol/h100.574791.145830.3819222.1024摩尔分率0.45280.41040.13681.0000塔顶质量流量kg/h5774.996798.43750587304342质量分率0.98320.016801.0000摩尔流量kmol/h99.58891.36720100.9561摩尔分率0.98650.013501.0000塔底质量流量kg/h58.33006464.06252187.50008703.8925质量分率0.00670.74210.25121.0000摩尔流量kmol/h1.005789.778630.3819121.1662摩尔分率0.00830.74090.25081.0000表6-2 工艺条件表回流罐塔顶塔底进料温度/4546.5102.568压力/atm6.26.356.48166.4026最小回流比1.3723适宜操作的回流比2.33291理论板数13.56656进料位置10全塔效率0.6297上、下段实际板数提馏段10块板，精馏段12块板实际板数22表6-3 能量衡算表 单位：KWQi入方QF824.2034 2699.27