化工原理课程设计正戊烷和正己烷

1、 课程设计说明书 题目: 分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计 安徽理工大学课程设计（论文）任务书学 号学生姓名专业（班级）设计题目分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计设计技术参数料液种类：正戊烷-正己烷混合液年处理量： 30000 吨料液浓度： 65% （轻组分质量分数）塔顶产品浓度：96%（轻组组分质量分数）塔底釜液浓度：96%（重相组分质量分数）每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4kPa（表压）设备形式：筛板精馏塔厂址：淮南地区设计要求完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、配管设计，绘制塔板结构简图，编制设计说明书。工作量 说明书总页数不少于25页工作计划1、布置任

2、务，查阅资料，其它准备2天2、主要工艺设计计算3天3、辅助设备选型计算2天4、绘制工艺流程图2天5、绘制主要设备工艺条件图2天6、排版2天7、考核1天合计：14天参考资料1王志魁化工原理 化学工业出版社北京：20102贾绍义化工原理课程设计天津：天津大学出版社，20023陈均志，李雷化工原理实验及课程设计北京：化学工业出版社，20084马江权，冷一欣化工原理课程设计北京：中国石化出版社，2009 指导教师签字教研室主任签字 机械工程学院 过控 教研室 目录 前言51.概论 1.1 设计目的5 1.2 塔设备简介62.流程简介73.工艺计算8 3.1物料衡算8 3.2理论塔板数的计算9 3.2.

3、1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图，9 3.2.2 q线方程9 3.2.3平衡线10 3.2.4求最小回流比及操作回流比10 3.2.5求精馏塔的气、液相负荷11 3.2.6操作线方程11 3.2.7逐板法求理论板11 3.2.8实际板层数的求取124.塔的结构计算12 4.1混合组分的平均物性参数的计算12 4.1.1平均温度t12 4.1.2平均摩尔质量13 4.1.3平均压强p14 4.1.4平均密度14 4.1.5液体的平均粘度16 4.1.6液相平均表面张力17 4.2塔高的计算18 4.2.1最大空塔气速和空塔气速18 4.2.2塔径19 4.2.3 塔径的圆整20 4.

4、2.4塔截面积A20 4.2.5实际空塔气速u20 4.3精馏塔有效高度的计算205.塔板主要工艺尺寸的计算20 5.1溢流装置计算21 5.1.1堰长l21 5.1.2溢流堰高度h溢流堰高度计算公式21 5.1.3弓形降液管宽度W及截面积A21 5.1.4降液管底隙高度h23 5.2塔板布置筛板数目与排列23 5.2.1塔板的分块23 5.2.2边缘区宽度确定23 5.2.3开孔面积的计算23 5.2.筛孔计算及其排列236.筛板的流体力学验算24 6.1气相通过筛板塔板的压降24 6.1.1干板电阻 hc24 6.1.2板上充气液层阻力h24 6.2、液泛验算25 6.2.1与气体通过塔板

5、的压降相当的液柱高度h25 6.2.2液体通过降液管的压头损失h，25 6.2.3板上液层高度，取hL=0.05m25 6.3液沫夹带26 6.4漏液的验算277.塔板负荷性能图27 7.1漏液线27 7.2液沫夹带线28 7.3液相负荷下限线28 7.4液相负荷上限28 7.5液泛线298.精馏塔的工艺设计结果总表309.塔附件设计31 9.1 接管进料管31 9.2 法兰31 9.3筒体与封头31 9.3.1筒体32 9.3.2封头32 9.4 人孔32 9.5冷凝器32 9.6再沸器3310.参考书目3311.总结34指导教师评语35前言化工原理课程设计是高等学校的一门专业必修课,通过本

6、课程学习,有利于培养学生的独立工作、独立思考和运用所学知识解决实际工程技术问题的能力,是提高学生综合素质,使大学生向工程师转化的一个重要的教学环节。蒸馏单元操作自古以来就在工业生产中用于分离液体混合物。它是利用液体混合物中各组分的挥发度不同进行组份分离的，多用于分离各种有机混合液，蒸馏有许多操作方式，按有没有液体回流，可分为有回流蒸馏与无回流蒸馏，有回流的蒸馏称为精馏。本次设计的要求是要设计正戊烷正己烷常压精馏塔设计，用以分离正戊烷正己烷的混合液。此次设计在老师的指导下进行，运用学过的基础知识，锻炼自己设计生产设备的能力。此次设计加深了我们对精馏操作的认识，锻炼了我们阅读化工原理文献并且搜集资

7、料的能力，同时液培养了我们独立思考问题、分析问题、解决问题的能力，也培养了我们相互协作的能力，为今后实际工作的应用打好了基础。 由于设计者的水平有限，所设计的方案之中难免有不妥之处，希望老师给予批评指正。 1.概述1.1 设计目的 蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识来解决实际化工问题的能力,做到能充分的运用自己所学的知识和全面掌握精馏的原理及实质；掌握化工设计的基本程序和方法；学会查阅技术资料、选用公式和数据；用简洁文字和图表表达设计结果；用CAD制图以及计算机

8、辅助计算等能力方面得到一次基本训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。同时也是一个能力的锻炼过程。1.2 塔设备简介塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（

9、汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。在本设计中我使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状

10、这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60左右，为浮阀塔的80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约23）。2.流程简介 图1-1.精馏过程流程图3 . 工艺计算 图2-1.全塔物料衡算图3.1物料衡算 进料浓度为XF=0.69（mol%）,XD=0.97(mol%) ,XW=0.05（mol

11、%）正戊烷的摩尔质量 MA=72kg/kmol正己烷的摩尔质量 MB=86kg/kmol则MF =72×0.69+86×0.31= 76.34kg/kmol MD =72×0.97+86×0.03=72.42kg/kmol MW=72×0.05+86×0.95 =85.3kg/kmol F= 30000T/y=30000000/(MF×24*330)=49.62Kmol/h 由 F=D+W FXF=DXD+WXW得：D=34.52Kmol/h W=15.1 Kmol/h 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量3

12、.2理论塔板数的计算3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图，如下: 表3-1各组分的饱和蒸汽压与温度的关系温度T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）总压（pa）p-pbpa-pbxy3557550.018625.010133070045.071885.01.0411.012640115100.0 37250.0 10133064080.0 77850.0 0.823 0.935 42123960.040606.0 10133060724.0 83354.0 0.7290.891 44131048.0 43290.8 10133058039.2 87757.2 0.661 0.855 4

13、6136718.4 45438.6 10133055891.4 91279.8 0.612 0.826 48141254.747156.9 10133054173.1 94097.8 0.5760.803 50159400.0 54030.0 10133047300.0 105370.0 0.449 0.706 52170340.0 58494.0 10133042836.0 111846.0 0.383 0.644 54179092.0 62065.2 10133039264.8 117026.8 0.336 0.593 56186093.6 64922.2 10133036407.8 12

14、1171.4 0.300 0.552 58191694.9 67207.7 10133034122.3 124487.2 0.274 0.519 60214100.0 76350.0 10133024980.0 137750.0 0.181 0.383 58191694.9 67207.7 10133034122.3 124487.2 0.274 0.519 60214100.076350.0 10133024980.0 137750.0 0.1810.383 65 10133021410.0167658.00 03.2.2 q线方程进料热状态认为是饱和液体进料，所以 ：q=1q线方程：一条垂

15、直于x轴的直线即x=0.693.2.3平衡线 表3-2 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系温度（）正戊烷（Pa）正己烷（Pa）0244006028103783010090205616016160308203024940401151003725050159400540306021410076350702826001054008036640014240090467700188800100588500244400查表3-2并计算精馏段A物质的蒸汽压：PA，精查表3-2并计算精馏段B物质的蒸汽压： PB，精查表3-2并计算全塔A物质的蒸汽压：查表3-2并计算全塔B物质的蒸汽压：计算精馏段相对挥发度j：计算

16、全塔相对挥发度：=2.96相平衡方程 解得3.2.4求最小回流比及操作回流比根据 和q线方程：x=0.69 解得：x=0.69 , y=0.869故最小回流比为 R =0.564 取操作回流比R=13.2.5求精馏塔的气、液相负荷 L=R×D=1× 34.52=34.52(kmol/h) V=(R+1)D=(1+1)×34.52=69.04（kmol/h） L'=L + F=34.52+49.62=84.14(kmol/h) V'= V=69.04（kmol/h） 3.2.6操作线方程精馏段操作线方程为 =0.5x+0.485提馏段操作线方程为 =

17、1.22x-0.011用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 = 0.97 =0.916y=0.5x+0.485=0.943 =0.848 =0.909， =0.788=0.879， =0.729=0.849， =0.655=0.812， =0.593=0.781 =0.546=0.758 =0.514=0.742 =0.492<0.5因此第9块板为进料板,故精馏段理论板 n=8，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算=1.22×x-0.011=0.589 =0.347=0.412, =0.206=0.240, x=0.105=0.117 =0.043< XW=0.05

18、所以提留段理论板 n=10（包括塔釜）3.2.8实际板层数的求取在全板塔效率为55%的情况下计算：精馏段实际板层数 NP精=8/0.55=14.515提留段实际板层数 NP提=10/0.55=18.219实际是在第15块塔板进料的总实际板层数 NP= NP精+ NP提=344.塔的结构计算4.1混合组分的平均物性参数的计算4.1.1平均温度t在这一部分的计算中，我们要计算出指定体系的塔顶温度（td）、加料板处温度（tf），精馏段温度（t1）。根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图，由不同部位的含量在图中查得塔顶及加料板处的温度并计算精馏段的平均温度。 图4-1 汽液相平衡图绘制汽液相平衡图如图二可

19、得以下温度：塔顶温度： tD =36.72 0C塔釜温度： tw =63.80 0C加料板温度：tF =42.6 0C故精馏段平均温度： =39.66 0C x=0.84 ,y=0.99故提馏段均温度为：=53.2 0C x=0.36 ,y=0.62 4.1.2平均摩尔质量1. 塔顶汽液混合物平均摩尔质量：MVDM= XD×M轻组分+（1XD）×M重组分 = 0.97×72 +（1-0.97）×86=72.42kg/kmol/MLDM= x1×M轻组分+（1x1）×M重组分 = 0.916×72+(1-0.916)×

20、;86=73.176kg/kmol2.进料板的平均分子量 进料板对应的组成Xn 为x9=0.492和yn 为y9=0.742MVFM= y×M轻组分+（1yn）×M重组分 =0.742×72+(1-0.742)×86=75.612kg/kmolMLFM= Xn×M轻组分+（1Xn）×M重组分 =0.492×72+(1-0.492) ×86=79.112kg/kmol3. 塔底的平均分子量（yw为与xw平衡的气相组成）x= ,x=0.05y=0.124MVWM= yw×M轻组分+（1yw）×M重组

21、分 =0.124×72+(1-0.124)×86=84.264kg/kmolMLWM= xw×M轻组分+（1xw）×M重组分 =0.05×72+(1-0.05)×86=85.3kg/kmol4.精馏段、提馏段的平均分子量精馏段平均分子量 M=(72.42+75.612)/2=74.016kg/kmol M =(73.176+79.112)/2=76.144kg/kmol 提馏段平均分子量 M=(84.264+75.612)/2=79.938kg/kmolM=(85.3+79.112)/2=82.206kg/kmol4.1.3平均压强p

22、 塔顶压强： 取每层塔板的压降0.7KPa 进料板： P=105.33+0.7×15=115.83KPa 精馏段平均压强： P=（105.33+115.83）/2=110.58 KPa 取每层塔板的压降0.7KPa 塔底压强： P=(105.33+0.7×34)=129.13KPa 提馏段平均压强：P=(110.58+129.13)/2=119.855KPa4.1.4平均密度 表4-2 各组分的液相密度与温度的关系温度正戊烷（）正己烷（）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.5

23、60583.7620.070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3（1）气相平均密度 : 由理想气体状态方程计算，即 精馏段气相密度：=3.147/m提馏段气相密度：=3.531/m（2）液相平密度 :内插关系式： 液相混合物密度： 其中， 、分别为正戊烷（A），正己烷（B）组分的质量分率， 、分别为A，B纯组分的密度。质量分数塔顶易挥发组分质量分数a1=0.964 进料易挥发组分质量分数a2 =0.448塔底易挥发组分质量分数a3=0.042 1. 塔顶液相平均密度:由t=36.72=609.9/m2.进料板液相平均密度： = =614.3

24、 3 塔底液相平均密度： 由= =614.5/m精馏液相平均密度=(609.9+614.3)/2=612.1/m提馏液相平均密度=(614.3+614.5)/2=614.4/m4.1.5液体的平均粘度 表4-3 各组分的粘度与温度的关系温度正戊烷（）正己烷（）20400.2340.1990.6370.480500.1840.235600.1720.217700.1610.202800.1510.189900.1270.177 =39.66时 =53.2时 4.1.6液相平均表面张力 表4-4 各组分的表面张力与温度的关系温度正戊烷（）正己烷（）018.2020.11017.1019.06201

25、6.018.023014.9217.04013.8515.995012.8014.996011.7614.07010.7313.02809.7212.0908.72611.111007.75210.18精馏段的平均温度 =39.66时的表面张力 提留段的平均温度的表面张力 4.2塔高的计算4.2.1最大空塔气速和空塔气速 精馏段的空塔气速为V=L=C由式子求取，其中的C20由上图查取，图中横坐标为取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则得HThL=0.450.05=0.4（m）查图得C20=0.085取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.6×1.1

26、0=0.66m/s提馏段的空塔气速为V=L=C由式子求取，其中的C20由上图查取，图中横坐标为取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则得HThL=0.450.05=0.4（m）查图得C20=0.085取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.6×1.04=0.624m/s4.2.2塔径精馏段塔径：提馏段塔径：4.2.3 塔径的圆整综合精馏段与提留段，圆整后的塔径后为：D=1.0m4.2.4塔截面积A塔截面积为：A=4.2.5实际空塔气速u实际空塔气速为: 精馏段：u= 提馏段：u=4.3精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精1）HT=（151

27、）×0.45=6.3（m）提馏段有效高度为Z提=（N提3）HT=（193）×0.45=7.2（m）在进料板处及提馏段各开1个入孔，其高度均为0.8m，故精馏塔的有效高度为Z=（Z精+ Z提）+0.8×2=6.3+7.2+（0.8×2）=15.1（m）5.塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置计算因塔径D=1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下5.1.1堰长lw E为堰长系数且常取0.60.8 L=E.D=0.7×1.0=1m5.1.2溢流堰高度h 溢流堰高度计算公式 选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即 近似取E=1，则

28、取板上液层高度hL=0.05m，故 =0.05-0.0075=0.0425（m）同理可得提馏段： =0.05-0.014=0.036（m）5.1.3弓形降液管宽度W及截面积A 为求降液管的宽（Wd）和降液管的面积（Af）,需查图获得，此图的横坐标值为/D,用K表示。在图中横坐标为K处向上做垂线，与图中的两条曲线各得一交点，由这两点分别作水平线与纵轴分别交于两点I和J，I=Wd/D，J=Af/AT,AT为塔截面积。I、J为由横坐标K值在图中查得的纵坐标值，为塔截面积（），为降液管面积（），为降液管宽（）。 图四 和值与LW/D的关系由/D=0.7，查图得，Af/AT=0.09，Wd/D=0.15

29、故Af=0.09×0.79=0.07（m2）Wd=0.15×1.0 =0.15（m2）液体在降液管中的停留时间一般不应小于35s，以保证溢流液体中的泡沫有足够的时间在降液管中得到分离。但是对于高压下操作的塔及易起泡的物质，停留时间应更长些。在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即： 所以 同理可得提馏段： 故降液管设计合理。5.1.4降液管底隙高度h计算公式 取=0.08m/s，则 h0=（0.0012×3600)/(3600×1.0×0.08)=0.015m(>0.006m)同理可得提馏段：h=(0.003

30、5;3600)/(3600×1.0×0.08)=0.0375m(>0.006m)故降液管底隙设计合理。5.2塔板布置及筛板与排列5.2.1塔板的分块塔径（mm）800-12001400-16001800-20002000-2400分块数3456因D=1.0m>800mm故塔板采用分块式。查表得分为3块5.2.2边缘区宽度确定取边缘区宽度Wc=0.06，泡沫区宽度Ws=Ws=0.075m。5.2.3开孔面积的计算 R=D/2-WC=1.0/2-0.06=0.44m x=D/2-(Wd+Ws)=1.0/2-(0.15+0.075)=0.257m Aa=2(0.257

31、+arcsin)=0.425m25.2.4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d0=5mm,筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t=3d0=35=15mm 筛孔数目 n=2182开孔率为 =0.907()=0.907()2=10.1% 气体通过筛孔的气速为 U0=10.48m/s6筛板的流体力学验算6.1.1干板电阻 hc hc=0.051（）2() 精馏段 由d0/=5/3=1.67，查图得C0=0.772 故hc=0.051()2()=0.0483 m液柱 提馏段 由d0/=5/3=1.67，查图得C0=0.772 故h'c=0.051()2(

32、)=0.0540m液柱6.1.2板上充气液层阻力h hL=hL精馏段ua=0.625m/sF0=0.625=1.10kg1/2（sm1/2）查图得=0.61故 hL=hL=（hw+how）=0.61（0.0425+0.0075）=0.0305m液柱提馏段u'a=0.530m/sF'0=0.530=0.99kg1/2（sm1/2）查图得=0.90故 h'l=h'L=（h'w+h'ow）=0.90（0.036+0.014）=0.045m液柱6.2、液泛验算为了防止液泛现象的发生，要求控制液管中清液层高度。Hd可用下式计算，即 6.2.1与气体通过塔板

33、的压降相当的液柱高度：h=0.0606m6.2.2液体通过降液管的压头损失hd：因不设进口堰，故精馏段 （HT+hw）=0.5（0.45+0.0425）=0.246m 而 Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，hd=0.153（u'0）2=0.1530.082=0.001m液柱 Hd=0.0606+0.0305+0.001=0.09m液柱 Hd（HT+hw）=0.246 故在本设计中精馏段不会发生液泛现象 提馏段 （H'T+h'w）=0.5（0.45+0.036）=0.243m 而 H'd=h'p+h'L+h'd 板上不设进口堰，h&#

34、39;d=0.153（u'0）2=0.1530.082=0.001m液柱 H'd=0.0606+0.045+0.001=0.1066m液柱 Hd（HT+hw）=0.246 故在本设计中提馏段不会发生液泛现象。6.3液沫夹带当气体上升时液沫夹带量时，泛点率应小于80。 其中，为泛点率且应小于80，为降液管宽度（m），为板上液体流径长（m），为塔截面积（），为板上液流面积（），为弓形降液管截面积（），D为塔径（m），为泛点负荷系数且查图得，K为物性系数且查表（正常系统取1）。 图6 泛点负荷系数图液沫夹带量 ev=()3.2 精馏段 hf=2.5hL=2.50.0305=0.076

35、m 故ev=()3.2=0.0022kg液/kg气<0.1kg液/kg气 提馏段 h'f=2.5h'L=2.50.045=0.1125m 故e'v=()3.2=0.0017kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在本设计中液沫夹带量 ev在允许范围内6.4漏液的验算 对筛板塔，漏液点气速：u0，min=4.4C0 =4.40.772=4.17m/S 实际孔速 u0=8.33>u0，min 稳定系数为 K=1.99>1.5 故在本设计中精馏段无明显漏液 提馏段 u0，min=4.4C0 =4.40.772=4.40m/S 实际孔速 u0=8.33&

36、gt;u0，min 稳定系数为 K=1.89>1.5故在本设计中提馏段无明显漏液7塔板负荷性能图7.1漏液线对于F1型重阀，依计算，则又知，即 式中、N、均为已知数，故可由此式求出气相负荷Vs的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则7.2液沫夹带线按式子 做出对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、K、及均为已知值，相应于=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出VsLh的关系式，据此做出液沫夹带线。按泛点率=80%计算如下整理得0.0714Vs+1.428Lh=0.1463或Vs=2.0520.0Lh液沫夹带线为直线，则在操作

37、范围内任取两个Lh值，依上式算出相应的Vs值列于下表中Lh/(m3/s)0.0010.002Vs/(m3/s)2.032.017.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准 h0w=2.84×10-3E（）2/3=0.006 取E=1，则 Ls，min=（）3/2=0.000853m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线37.4液相负荷上限 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 =4， Ls，min=0.0315m3/s 故可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线47.5液泛线由=确定液泛线。忽略式中项，将，代入上式，得到物系一

38、定，塔板结构尺寸一定，则HT、及等均为定值，而与Lh又有如下关系，即 式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化，得在操作范围内取若干个Lh值，依上式算出相应的Vs值列于下表Lh/(m3/s)0.00050.0010.00150.002Vs/(m3/s)2.3832.364 2.3472.332根据以上计算作出塔板负荷性能图： 图六 塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点A（设计点），处在适宜操作区域内的适中位置。塔板的气液负荷上限完全由雾沫夹带控制。按照固定的液气比，由上图查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限。所以操作弹性=8精馏塔的工艺设计结果总表序

39、号项目符号单位计算结果精馏段提馏段1平均温度t39.6653.22平均压力Pkpa110.58119.863平均密度气相Vmkg/m33.1473.5344液相LDmkg/m3612.1614.45平均黏度LmmPa.s7.187.376平均表面张力LmmN/m14.1814.027平均流量气相Vsm3/s0.450.448液相Lsm3/s0.00120.0039实际塔板数Np块151910塔的有效高度Zm6.37.211塔径Dm1.0 1.0 12板间距Hm0.450.4513塔板溢流形式单流型单流型14空塔气速um/s06606215溢流装置溢流管形式弓形弓形16溢流堰长度Lwm1.01.

40、017溢流堰高度hwm0.04250.03018板上液层高度hLm0.050.0519堰上液层高度howm0.0150.037520开孔区到塔壁距离Wcm0.060.0621开孔区面积Aam20.4250.42522筛孔直径domm5523筛孔数个n个2182281224筛孔气速u0m/s10.4810.4825开孔率%10.1%10.1%26孔心距tmm0.150.1527塔板压降Ppa406.87406.9128底隙高度hom0.01500.037529泛点率F1%25.8928.9730液相负荷上限Lmaxm3/s0.17280.172831液相负荷下限L minm3/s.0000752

41、0.000075232液体在降液管内停留时间s559.塔附件设计9.1 接管进料管本设计采用直管进料，管径的计算如下：取=1.6m/s，得d=m=30mm9.2 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：PN 0.25，DN 32（GB 205931997）。9.3筒体与封头9.3.1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：式中 计算压力，MPa,根据设计压力确定： D 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C2得到设计厚度。9.3.2封头 本设计采用椭圆形封头9.4 人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔1020块塔板设1个人孔，本设计的精馏塔共设34块塔板，需设个3人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为800mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。人孔 一般每隔6-8层塔板设一人孔（安装、检修用），当塔需经常清洗时，则每隔3