分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔课程设计报告书

1、课题名称: 系别：专业:学号:姓名:指导教师： 时间:本次任务是要求设计能够分离乙醇一水混合液的筛板精馏塔，本设计针对 二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的各种要求， 得出了精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸，能够保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高，对于我们第一次接触到这种设计任务，是一种很好的锻炼。目录摘要2第一章设计方案简介7第二章工艺

2、流程图及说明 9第三章塔板的工艺计算113.1精馏塔全塔物料衡算 113.2乙醇和水的物性参数计算 11322密度13323混合液体表面张力 15相对挥发度15混合物的粘度 16-3.3理论塔板和实际塔板数的计算 16-第四章塔体的主要工艺尺寸计算194.1塔体主要尺寸确定19塔径的初步计算 19气液相体积流量计算 19精馏段塔径计算 19-提馏段塔径计算 20 -溢流装置计算 21弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af224.2筛板的流体力学验算 23-气相通过浮阀塔板的压降 2 34.2.2 淹塔2 4精馏段25提馏段25物沫夹带26精馏段26提馏段264.3塔板负荷性能曲线27物沫夹带线27

3、液泛线28液相负荷上限 29漏液线2 9液相负荷下限 29第五章板式塔的结构325.1塔总高的计算32塔的顶部空间高度 32塔的底部空间高度 325.1.3 人孔3 25.1.4 裙座33筒体与封头33进料管3 4回流管34塔底出料管35塔顶蒸汽出料管 35塔底进气管355.3法兰3 6第六章附属设备的计算386.1热量衡算3 839再沸器622塔顶回流冷凝器 40623、塔顶产品冷凝器 40、塔底产品冷凝器 41、原料预热器 4 1、蒸汽喷出器 4 2第七章设计评述43第一章设计方案简介在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使

4、气液成两相通过精密接触达到 相际传质和传热目的的气液传质设备之一。精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主 要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板 、浮阀塔板、筛 板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等，本次课程设计是筛板塔。精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别 ，是在塔两端同时提供纯度较高的液 相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在 相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一

5、定的传质推 动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻 组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油，化工，轻工 等工业生产中，是液体混合物分离中首选分离方法本次课程设计是分离乙醇一一水二元物系，在此我选用连续精馏筛板塔， 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实 践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完 善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5% , 板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；筛板

6、塔结构简单，消耗金 属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修；另外还具有 操作弹性小；结构简单抗堵。本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完 整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算 物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅 助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精 馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提 高。工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计 是

7、一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对 待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计 方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。由于这是第一次课程设计，水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望老 师指出，以便订正。第二章工艺流程图及说明首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后， 通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料 口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相 混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混 合物在精馏塔中下降。气

8、相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合 物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间 然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做 回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸 器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔 。塔里的混合物不断重复前 面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇与水的分 离。冷凝器一塔顶产品冷却器一乙醇储罐一乙醇T回流；原料f原料罐f原料预热器f精馏塔T回流；再沸器-f 塔底产品冷却器f水的储罐f水第三章塔板的工艺计算3.1精馏塔全塔物料衡算F进料量(kmol/s)Xf

9、：原料组成D:塔顶产品流量(kmol/s)Xd：塔顶组成W:塔底残液流量(kmol/s)Xw：塔底组成20/46Xf=_. -=.891990/46Xd=二0.778846/46Xw=一 =.3297总物料衡算F=D+W易挥发组分物料衡算F Xf=D Xd+W X w日生产能力(处理)FmMd T8000000020.49505 300 24 36000.1506km ol /s联立以上三式得F=0.1506kmol/sD=0.0110kmol/sW=0.1390kmol/s3.2乙醇和水的物性参数计算温度常压下乙醇一水气液平衡组成与温度的关系温度TC液相中乙醇的摩尔分气相中乙醇的摩尔分率%率

10、%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中数据由内差可求得tF tD twtF =88.29 CtD =78.21 Ctw

11、 =90.70 C tF :86.7 89.0 X(9.66-8.9O ) + 89.09.26 7.2178.15 78.44 tD：X(89.43-77.43 ) + 78.4189.43 74.4289 595 5 tw：X(72.1-3.29 ) + 95.50.07210.0190 精馏段平均温度：ti=卫匕=88.29 78.21 =83.25 C2 2 提留段平均温度:f2= tf tw = 88.29 90.70 =88.495 C2 2密度已知:混合液密度：1兰竺lAB混合气密度：VToPM22.4TP0塔顶温度：fD=78.21 CyD=80.750%气相组成 yD：78.

12、41 89.43 (78.41 78.21) 0.8943 78.4178.15进料温度：tF=88.29 CyF=42.256%气相组成 yF：38.91 43.75 (89.0 88.29)0.437589.0 86.7塔底组成：tW=90.70 C17.00 38.91yw=0.2273 %气相组成 yw：(95.5 90.7) 0.389195.5 89.0精馏段液相组成 x1:x1, XD XF77.88% 8.90%26.31%气相组成 y1：y10.8075 0.42256 58.41%所以 Ml1 46 0.2631 18 (1 0.2631) 25.3668g/molMv1

13、46 0.5841 18 (1 0.5841) 34.3548g/mol(2) 提馏段液相组成 X2：X2- XW XF 5.411%气相组成 y2：y20.8075 0.2273 42.82%所以 Ml2 46 0.0541118 (1 0.05411)19.51508g / molMv2 46 0.4282 18 (1 0.4282)29.99g / mol温度T,C708090100110a,KG/M3754.2742.3730.1717.4704.3由不同温度下乙醇和水的密度内差法求tF tD tw下的乙醇和水的密度B ,KG/M3977.8971.8965.3958.4951.6tF

14、=88.29 Ccf 732.186wf 966.6410.251 0.253f 908.46kg / mf 732.186966.64744.433tD=78.21 CCD10.9410.94d 744.43972.87tw=97.70 CCW1 0.0011 0.001720.21729.21964.82WFDWD 972.87kg /m762.33kg /m33ww 964.82kg / m3940.51kg / m所以908.46L2VFVDVWV1V2MldMlfMlwMl1MPT22.4 P0 To0.1203 (42 762.33835.40kg /m3908.46 940.51

15、.1203竽101.3) (46924.48kg / m30.123 11.3(46 O.89 18 0.911) 0.691kg/m388.29 273.1578.21273.150.1203 101.3 (46 0.0329 18 0.9671)0.778818 2212)435kg/m3VF VD2VF VW2xdxfXWMld464646(1(1(1Mlf290.71273.15.691 皿51.063kg/m320.691 0.634XD)xf)XW)1818180.634kg / m330.6625kg / m39.80kg / kmol20.47kg / kmol18.92kg/

16、kmol39.80 2.4730.135kg/kmolMl22219.70kg / kmolMvDyD46(1yD)1840.61kg / kmolMvFyF46(1yF)1829.83kg / kmolMvwyw46(1yw)1824.36kg / kmolLwMv1MvDM vF40.61 29.8335.22kg /kmol22Mv2M vwMvF24.36 29.8327.10kg / kmol22323混合液体表面张力VcdmCCD4661.79mlVcwmeCW4663.08ml744.43729.21VcfmC4662.82mlVwfmW1818.66mlCF732.186WF9

17、64.64VwdmW1818.50mlVwwmw1818.66mlWD972.87WW964.82由内差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面张力乙醇表面张力：温度，c2030405060708090100110(T, m N/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4水表面张力温度，c020406080100(T, m N/m75.6472.7569.6066.2462.6758.91乙醇表面张力ocF=16.36mN/mocD=17.30mN/mgw=16.13mN/m水表面张力owF=59.55mN/mowD=62.99mN/moww=58.65

18、mN/m塔顶表面张力4-D0.144 62.99 0.7788417.30e=23.90mN/m原料表面张力4F0.885$61.740.089”16.680F=53.91mN/m塔底表面张力r 0.9996 4 58.65 0.0329 416.13ow=56.55mN/m(1) 精馏段的平均表面张力d=(23.90+53.91)/2=38.905mN/m(2) 提馏段的平均表面张力：住=(56.55+53.91 ) /2=55.23mN/m相对挥发度由 xf=8.9%yF=58.41%0.5841得尹鬲6.562920.45653114.37561 0.089(1)精馏段的平均相对挥发度提

19、馏段的平均相对挥发度14.375 1.191444.1386、14.375 8.592411.11400.8075由xD=77 88%yD=80.75%得aD0.77881.0368521.19144l-L-lD1 0.80750.870251 0.77880.2273由xw=3.29%yw=22.73%得aw0.03296.9081464.13861 0.22730.8040581 0.0329混合物的粘度f1=83.25 C查表，得卩水=0.34155mpa我醇=0.3969mpast2 =88.495 C查表，得卩水=0.32205mpa s,醇=0.42837mpas精馏段粘度：凶=醇

20、 X1 + 水(1-x 1 )=0.39690.2631+0.34(1-0.2631)=0.35611 mpas提馏段粘度：吃=卩醇 X2+ 卩水(1-X2)=0.39690.05411+0.309(1-0.05411)=0.32780mpa s3.3理论塔板和实际塔板数的计算回流比的确定：绘出乙醇一水的气液平衡组成，即t-X-Y曲线图，由上图知，点a与纵轴的截距为0.41,即为十一值Xd=0.7788,最小回流比Rmin=0.8995操作回流比 R=1.5 XRmin=1.349理论塔板数的确定：图解法求解：YC = =0.331,易做得提馏段、精馏段和q线的操作线，作图如下：t-x* 图由

21、图知，理论塔板数：精馏段需Nti = 10块，提馏段需Nt2 = 3-仁2块实际塔板数确定：u1 u2Uav XiUi-2d、.,dwdd3.199由奥康奈尔公式Et0.356110.3278020.2450.49 d Uav0.3419550.2450.493.199 0.3419550.487全塔所需实际塔板数np芝100%着2464 25块精馏段实际板数N P1100%20.5321 块0.487提馏段实际板数：Np- 25 214块进料板位置第22块板第四章 塔体的主要工艺尺寸计算4.1塔体主要尺寸确定塔径的初步计算气液相体积流量计算(1)精馏段质量流量：L1Ml1L30.1350.0

22、19110.673kg / sV1Mv1V35.020.0288301.01kg/s体积流量:L S1L10.5766.89 10-m / sL1835.40Vsi 也他 0.950m3/sV1 1.063(2)提馏段 质量流量:L2ML2L19.700.1482562.921kg /sV2MV2V27.100.0288300.781293kg /s体积流量：LS2L22.9210.00316m3/ sL2924.48V2V 20.78130.66251.18m3 /s精馏段塔径计算由u=(安全系数)Umax,安全系数=0.6 0.8，Umax= cL VV横坐标数值LS1L1 0.00068

23、9835.4VS1 v 0.950、1.0630.0203取板间距：Ht=0.45m , h L=0.06m .贝U Ht- h L=0.54m查下图可知C20=0.089 ,n.snAl-0.75 uO.w D.ffl U 100.2U U.K 0.49 d就卜062取安全系数为0.7 ,则空塔气速ui0.7Umax 0.7*2.862.002m/sDi4VS14 0.956Ui ；2.4720.78m按标准塔径圆整后为D2=0.9m塔截面积为At2 2 2D 0.785*0.90.636m4一VS1实际空塔气速为u入0.9500.50241.50m /sC C20(20)38.95 0 2

24、0.089 () .0.10220Umax0.102、835.40 c ”/2.86m/ s -1.063提馏段塔径计算横坐标数值：Ls2 L2 O.。0316924.48 0.100Vs2【V2 1.18 0.6625取板间距:Ht=0.45m , h L=0.06m .则 Ht- h L=0.39m55 23 02查图可知 C20=0.08 , C C20(丄)0.08 ()0.09820 20,924.48Umax 0.0983.29m / sV 0.6625取安全系数为0.7 ,则空塔气速U20.7 Umax0.7 *3.292.30 m / s4 1.182.30实际空塔气速为u入1

25、.86m/s0.3850.81 0.90m按标准塔径圆整后为D2=0.9m塔截面积为片D2 0.785 0.72 0.636m24综上：塔径D=0.9m，选择单流型塔板，截面积At 0.636m2精馏段有效高度乙(211) 0.459.0m提馏段有效高度Z2(4 1) 0.451.35m全塔的有效高度Z=9.0+1.35=10.35m溢流装置计算4.1.2.1 堰长 lw 对单流型，一般也 0.68 0.76 取 lW=0.72D=0.648mD溢流堰高度(出口堰高)hWhWhL hW选择平直堰2 82/3堰上层高度hWE(lh/G)10006.89 10 4 3600h(lw)2.5(0.6

26、48)2.57.340.65查下图得E=1.03塔板上清液层高度hL0.05 0.1m 在此取h 0.05mhw精馏段howhL how/提馏段h284 1.03 (6.89 103600)2/310000.6480.05 0.00720.0428mow2.8410001.03(0.00316 3600 2/30.6480.0072m0.0198mhw hL how 0.05 0.01980.0302m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由d 72查得乞 0.08,ATWdlw220.920.648220.1377m溢流中间降液管宽度 Wd 0.14m则 Af0.08At 0.08 0.636 0.

27、05088m2验算降液管内停留时间WbD222 20.90.6482 20.1377m精馏段：Af Ht0.05088 0.45433.23s 5sLS16.89 104提馏段：/ AfH/T0.05088 0.457.25s 5sLS20.00316停留时间5s ,故降液管可使用溢流堰宽度塔板设计米用分块式塔板塔板分布本设计塔径D=0.9m浮阀的选型：F1Q-4B型阀片厚度1.5mm，阀重24.6g ,塔板厚4mm.浮阀数目与排列(1) 精馏段F 12取阀孔动能因子F.则孔速us三：宓64每层塔板上浮阀数目为N0.950/ 4d0 U010.785 0.0392 11.6468.36个浮阀排

28、列方式采用顺排方式，t/d0应尽可能在34的范围内，在此取同一个横 排的孔心距 t=0.120m ( do 0.039mm)塔板开孔率0.128N 4/ d0268.39 0.03924/ D2092(2) 提馏段取阀孔动能因子F0=12.则孔速u02120.662514.74每层塔板上浮阀数目为NVs2/ 4d0 U021.180.785 0.0392 14.7467.05个塔板开孔率N 4/ d。24/ D267.05 0.03920.920.1264.2筛板的流体力学验算气相通过浮阀塔板的压降气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液 体表面张力造成的阻力，这些阻力

29、即形成了塔板的压降。气体通过塔板的 压降 Pp可由hp he hi h 和 Pp hp Lg 计算式中he与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱；hl与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；h(T与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱精馏段(1)干板阻力u0e11/1.8251/1.825737310.15m/sV11.0632因 U01 u 0e1 故 hC 5.34L12g1.063c- OA11.6420.047m5.34835.402 9.81(2) 板上充气液层阻力取hL 0.05m则 hlohL 0.5 0.05 0.025m(3) 液体表面张力所造成的阻力

30、4*10Ligd。4 10 3 38.905835.40 9.81 0.0390.00049mhp1 hc hl h =0.047+0.025+0.00049=0.0725m单板的压力降：pp1 hp1 L1g 0.0725 835.40 9.81 594.16pa 0.7KPa精馏段平均压强：P1(4101.325)4 101.325 14 0.594109.483 KPa提馏段1/1.825(1)干板阻力U0c27373V20.66251/1.82513.15m/ s因 U02uc2故 hC5.34V2U025.340.6625L2924.4814.742sc0.042m2 9.81(2)

31、板上充气液层阻力hL0.05m则hl0.50.050.025m(3)液体表面张力所造成的阻力4 103 2L2gd034 1055.23924.48 9.81 0.0390.00062mhp2hch单板的压力降=0.042+0.025+0.00062=0.0676mpp2 hp2 L2g 0.0676*904.48*9.81613.07pa 0.7KPa提馏段平均压强：P2(4 10325 14 594)4 10325 14 594 11 .61307113.948KPa2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度 HdHt Hw ，即H d hP hL hD精馏段(1) 单层气体通

32、过塔板压降所相当的液柱高度hp! 0.0725m(2) 液体通过液体降液管的压头损失hdi0.153 -LsilWh00.1536.89 100.648*0.0300.00019(3) hL 0.05m 则 Hdhp1 lx hd1 0.0725 0.05 0.00019 0.1227m取，已选定 Ht 0.45mhw 0.030m则 Ht 0.5 0.030 0.450.24m% Ht可见Hd1Ht Hw 1所以符合防止淹塔的要求。提馏段(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp2 0.0676m(2)液体通过液体降液管的压头损失hd20.153LS2lWh00.153竺也0.648 0

33、.03920.0024板上液层高度hL 0.05m 则 H dhp2 hL m2 0.06760.05 0.0024 0.120m取，已选定 Ht 0.45mhw 0.030m则仏 Ht0.5* 0.03 0.450.24m可见Hd1 Ht Hw 1所以符合防止淹塔的要求。可见Hd1 Ht Hw 1所以符合防止淹塔的要求423物沫夹带精馏段眨点匸山途E板上液体流经长度：Zl D 2Wd 0.9 2 0.1377 0.6246m2板上液流面积：Ab At 2Ad 0.636 2 0.05088 0.534m取物性系数匸一 1 :,泛点负荷系数图Cf 0.108泛点率i1.0613.835.40

34、1.0651.36 6.89 104 0.624659.8%为了避免过量物沫夹带1.0 0.108 0.534般的大塔应控制泛点率在F10.8 0.82，由以上计算可知，物沫夹带能够满足e 0.1 kg液/kg气的要求提馏段取物性系数；：=1，泛点负荷系数图Cf 0.10泛点率21.180.6625924.48 0.66251.36 0.00316 0.62461.0 0.10 0.53464.2%为了避免过量物沫夹带般的大塔应控制泛点率在F10.8 0.82，由以上计算可知，物沫夹带能够满足e 0.1 kg液/kg气的要求漏液点气速当气相负荷减小或踏板上开孔率增大，通过筛孔或阀孔的气速不足以

35、克服液层阻力时，部分液体会从筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。漏液导致办效率下降，严重时将使塔板上不能积液而无法操作。漏液气速指的是漏夜现象明显影响办效率时的气速。当阀孔的动能因子F0低于5时会发生严重漏液，故漏液点的空速u。可取 F0=5的相应孔流气速：精馏段：Fo54.85m/ su 1164K亡 猛2/8 1.5m/S，故不会发生严重漏液提馏段:Uo2_F_5二-0.66256.14 m / su 14 24K 上 一一2.40m/s 1.5m/s ,故不会发生严重漏液u026.144.3塔板负荷性能曲线物沫夹带线:dOO%泛点率二据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计

36、算:精馏段Vs0.8=1.063835.40 1.0631.36 0.6246LS整理得：0.0469 0.03574 0.849LS1.0 0.108 0.543即VS 1.314 23.794LS由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个X值算出提馏段0.8=V 0.6625S ； 924.48 0.66251.36 0.6264Ls1.0 0.10 0.534整理得：0.4272 0.02678/s 0.8519LS即 VS 1.595 31.81LS在操作范围内任取两个Ls值算出V精馏段Ls (m 3/s)0.00050.0006Vs (m 3/s)1.3021.299提馏段L

37、s (治)0.0010.002V v s (ms)1.5631.531液泛线精馏段20.2422/3404.85Lsi0.045 1.336Lsi534 1.63 Vs!2420.785 0.039 69835.40 2 9.81整理得 Vsi2 3.8237 7938.23Lsi2 26.30Lsf3 :提馏段0.240.6625 Vs220.7852 0.0394 682 984.48 2 9.81404.85Lsi20.045 1.336Lsi2/3整理得：乂2 6.588 13677.36Ls22 45.135Ls22/3在操作范围内任取若干个-值，算出相应得值:精馏段Ls1 (m 3

38、/s)0.00010.00020.00040.0006Vs1 (m 3/s)1.9411.9321.9181.906提馏段Ls2 (m 3/s)0.00010.0010.0020.003Vs2 (m 3/s)2.5852.6502.6922.721433液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s液体降液管内停留时间以三二空作为液体在降液管内停留时间的下限(LS ) minAH0.05088 0.45530.04579m /s漏液线对于F1型重阀，依二作为规定气体最小负荷的标准(1)精馏段(Vsi)min314 0.0392 69 4.85 0.399m3 / s4(2)提留段

39、u02F。6.14m/ s.0.6625(VS2)min 314 0.0392 68 6.14 0.499m3 / s4液相负荷下限取堰上液层高度how 0.0072n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2/32.84 匚 3600 Ls min1000lw0.00722.34 15600(41000仁=0.006取 E = 1.0 3 则(Ls)min(0.0072*1000)3/2 lwk 2.84*1.03)36000.000695m/s由以上15作出塔板负荷性能图由上图可知：精馏段：气相最大负荷Vmax 1.306m3 / s气相最小负荷3Vmin 0.

40、403m / s提馏段：气相最大负荷Vmax 1.479m3 / s气相最小负荷3Vmin 0.495m / s精馏段操作弹性= Vmax 1.306/0.403 3.24V imix提馏段操作弹性=Vmax 1.497/0.495 3.02V imix第五章板式塔的结构5.1塔总高的计算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的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。 H顶1.2m塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取20min。釜液上方的气液分离空间高度取1.5m。3Lw 964.82kg / m0.1390.0329

41、 0.999646180.00646m3 / s964.820.0022 20 603 3.14 2.620.4162mH 底 0.4162 1.5 1.9162m人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何 一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的 弯曲度难于达到要求，一般每隔68块塔板才设一个人孔，需经常清洗时 每隔34块塔板才设一个人孔.本塔中共25块板，需设置3个人孔，每个孔 直径为400mm ,人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆， 人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如 此，取人孔所在板增至80

42、0mm。裙座裙座高度应考虑的问题包括：1. 底部接管的高度和出入孔的位置2. 塔底抽出泵的灌泵液位3. 塔底再沸器热虹吸循环或强制循环的要求4. 检修方便5. 减压塔底液封要求6. 支撑应力要求 设计时一般取裙座高度为1.5-2m，本塔为常压操作，取裙座2m.进料所在板的板间距由450mm增至550mm或600mm。筒体与封头5.1.5.1 筒体由D=0.9m 选钢板材料为：GB 3274贝U t 113MPa，100%探伤1，PD1.1 120.331 10 3 900130.53mm2P 2 113 1.0 120.331 10n 0.53 0.25 1 3mm取壁厚为3mm5.1.5.2

43、 封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头，由公称直径 D=2600mmPD1.1 120.331 10 3 *900小 c:30.53mm20.5P2 113 1.0 0.5 120.331 101.520.25 13mm，取壁厚为3mm得曲面高度hi 650mm，直边高度h0 25mm。塔总高:HHl H增 H裙 H底 H顶H封0.45 (25 1)0.8 0.453 2 1.5 2 1.2 (0.225 0.025)5.2接管 进料管用直管进料管取 Uf0.5m / sLF 908.46kg / m30.15060.089460.91518908.460.0031

44、5m3/sd / .0031589.58mmV 3.14 0.5查标准系列选取 108 4mm经计算，实际流速u=0.401m 2/s回流管采用直流回流管取Ur 0.5m/s ld 762.33kg/m30.02160.78 0.2249.74mm查标准系列选取 57 3.5mm0.000971m3/s762.3318.30m本设计米进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管523塔底出料管取 uW 1.0m/ s 直管出料 Lw 964.82kg / m30.15060.0329 0.96710.00287m3/sDw46184 0.002873.14 0.5964.8285

45、.51mm查标准系列选取 89 4.5mm塔顶蒸汽出料管直管出气取出口气速u 20m/sLD 940.51kg / m3VSD0.032560.78 0.2246180.001186m3/s940.51Dw4 0.0011863.14*208.69mm查标准系列选取 14 2mm塔底进气管采用直管3取气速 u 23m / s Lw 964.82kg / m0.032560.00329 0.9671940.5146180.00064m3 / sDw4 0.000643.14 206.40mm查标准系列选取14 2mm5.3法兰公称直径/mm法兰外径/mm螺栓孔中心圆 直径/mm螺栓孔直 径/mm

46、螺栓孔数/mm螺纹/mm法兰厚度/mm法兰内径/mm法兰重量/kg进料管100210170184M16181103.41塔顶蒸汽管107550114M1012150.36塔底出料管107550114M1012150.36塔底进气管80190150184M1618912.94回流管5057140144M1216591.51由于常压操作，所以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。进料管接管法兰、回流管接管法兰、塔底出料管法兰、塔釜蒸汽进气法兰 都采用HG/20592-97钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片.专业资料.第六章 附属设备的计算6.1热量衡算0 c的塔顶气体上升的

47、焓HvtD温度下，即78.21CP1 3.54KJ / (KgCP1XD Cp2 (1 Xd)t1 =30 C温度下CpDK)3.54Cp2 4.190KJ / (Kg K)0.7788 4.25 0.2212 3.6841029.02KJ / kg40.61Cp1 2.59KJ /(Kg.K)CP2 4.174KJ /(Kg.K)CPCp1XdCP2 (1 XD )2.590.77884.174 0.2212CP CP1XWCP2 (1 XW)2.590.03294.174 0.9671tw温度下,即 90.70CCp13.88KJ / (KgK)CP24.218KJ / (KgCPWCP1 XwCP2(1 Xw)3.880.03294.24 0.9671tD温度下,即 78.21Cr1720KJ kgr22117 KJ kgK)4.207KJ / Kg.Kr2(1 Xd)720 0.77882117 0.22122.94KJ / (Kg.K)4.122KJ /(Kg.K)0C的塔顶气体上升的焓Qv塔顶以OC为基准Q HV V1CPDtD V1rMV)1.01*3600 3.684 78.21 1.01 36