处理量为12吨小时的二硫化碳和四氯化碳分离精馏塔设计书

1、处理量为12吨/小时的二硫化碳 和四氯化碳分离精馏塔设计书第1.1流程的设计及说明Vh-1塔顶产品（或冷除比谓出帧）T m加热水裁汽再澤誥$冷凝水Ld n图1板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝 器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液 借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为 塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵，有时还要设

2、置高位槽。为了便于了解操作中的情况及 时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。 比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。1.2【已知参数】：主要基础数据：表1二硫化碳和四氯化碳的物理性质项目分子式分子量沸点C）密度g / cm3二硫化碳CS27646.51.260四氯化碳eg15476.81.595表2液体的表面加力（单位:mN/m）温度C46.55876.5二硫化碳28.526.824.5四氯化碳23.622.220.2表3常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据液相中二硫化气相中二硫化液相中二硫化气相中二硫化碳摩尔分率x碳摩尔分率y碳摩尔分率x碳摩尔分率

3、y000.39080.63400.02960.08230.53180.74700.06150.15550.66300.82900.11060.26600.75740.87900.14350.33250.86040.93200.25800.49501.01.01.3选塔依据工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。对于一个具体的 分离过程，通常按以下五项标准进行综合评价：（1）通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高；（2）塔板效率高；（3）塔板压降低；（4）操作弹性大；（5）结构简单，制造成本低。而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型， 设计比较成熟，具体优点如下：（1）结构简单、金属

4、耗量少、造价低廉。（2）气体压降小、板上液面落差也较小。（3）塔板效率较高，改进的大孔筛板能提高气速和生产能力， 且不易堵 塞塞孔。因此对于苯和甲苯物系，有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较 为适宜。第二章【设计计算】2.1、精馏流程的确定二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精 馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后， 一部分作为回流，其余的 为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品 经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。2.2、塔的物料衡算（一）、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率aF0.34760.2030.3476 (10.34)154

5、aD0.97760.9410.9776 (10.97)154aw0.04760.02010.0476 (10.04)154（二）、平均分子量M F0.3476 (10.34)154127.48Md0.9776 (10.97)15478.34M w0.0476 (10.04)154150.88（三八物料衡算每小时处理摩尔量F 120001200094.13kmol/hM f127.48总物料衡算D W F易挥发组分物料衡算0.97D 0.04W 0.34F联立以上三式可得：D 30.43kmol/hW 63.73kmol / hF 94.13kmol/h2.3、塔板数的确定（一）理论板Nt的求法

6、根据二硫化碳一四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度：塔顶温度46.3 48.5tD 46.3tD 46.54 C100.086.0498.5100.0进料温度tF 58C塔釜温度74.9 73.1tw 76.7,乂 76.65 C0 2.960.07760 Lw精馏段平均温度t=tD（精）2tp52.27 C提馏段平均温度ttWtm（提）,tF67.33 C根据二硫化碳一四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值 法求汽相组成：塔顶处汽相组成48.5 46.546.65 46.5“ “yD 99.2693.2 100.0yD 100.0进料处汽相组成yF 67.07%

7、yw 4.3%63.4 74.7yF 63.4塔釜处汽相组成74.9 73.176.773.18.23 15.55yW 15.55 相对挥发度的求解塔顶处相对挥发度由 xD0.97; yD 0.9926 得进料处相对挥发度由 xF 0.34; yF0.6707 得塔釜处相对挥发度由 xW0.04; yW0.043 得0/99262.04280.970/67071.9570.340.043 1 0.043/1.920.04精馏段平均相对挥发度叶精七丄2.00。提馏段平均相对挥发度m(提)七丄1.94 C(1) 平衡线方程X1 (1)x2.88x1.88x依公式RminXd y 0.97 0.58

8、130.5813 0.32731.5894取操作回流比 R 2Rmin 2 1.5894 3.1788(4) 精馏段操作线方程0.7607x 0.2357RXD3.17880.97yxxR 1 R 13.1788 13.1788 1(5) 提馏段操作线方程 提馏段操作线过点c(xw,xw)和精馏段操作线方程与q线方程的交点d,连 接c、d即为提馏段操作线方程。图2二硫化碳、四氯化碳的y-x图及图解理论板上作图解得：Nt (9.5 1)层(不包括塔釜)，其中精馏段为5层，提馏段为3.5层.(二) 全塔效率EtEt 0.17 0.616lgm 0.34 A 0.66 B0.33 0.3 0.66

9、0.681.428故：Et 0.17 0.616lg1.428 0.43（三）实际板数N精馏段：N精5/Et 12层提馏段：N提3.5/Et 9层第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算3.1塔工艺条件及物性数据计算（一）操作压强的计算Pm塔顶压强PD=4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降厶P=1.0kPa贝进料板压强：Pf=105.3+10 1.0=113.7kPa塔釜压强：FW=105.3+9 0.7=121.3kPa精馏段平均操作压强：Pm=105.3 113.7 =109.5 kPa2提馏段平均操作压强：P' m = 114.3 121.3 =116.8kPa.2（三）平均

10、摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由xd=y1=0.97查平衡曲线,得x1=0.927M VDm 0.97 76（1 0.97） 15484.96kg/kmolM LDm 0.927 76 (1 0.927) 15475.07 kg/kmol ;进料摩尔质量的计算：xf=0.388由平衡曲线查的：y f=0.582MvFm 0.582 76(1 0.582) 15498.98kg/kmol ;M LFm0.388 76 (1 0.388) 154123.74 kg / kmol ;塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的:xw=0.04X1 =0.127M VWm 0.04 764 (1 0.04)

11、154150.88 kg / kmolM LWm 0.127 76 (1 0.127) 154 144.1kg/kmol精馏段平均摩尔质量：99.405kg / kmol ;MVm(精)(84.96 98.98).291.97kg/kmol ;MLm(精)(75.07 123.74). 2提馏段平均摩尔质量:M Vm(提)(98.98 150.88) 2124.54kg/kmol;M Lm(提)(123.74 144.1)2133.92kg/kmol;A =0.941, B =0.059 ；（四）平均密度计算:位置温度C）(CS2)3 (kg/m )(CCI4)3(kg/m)(CSJ(cciq

12、塔顶46.54122415430.9410.059进料口 58120615080.2030.797塔釜76.65117714850.02010.97991、液相密度Lm :塔顶部分依下式：不同温度下AB1为质量分率）；其中(LmCS2 CCl 4的密度及质量分数列表LBLA即：1Lm0.94112240.0591543Lm 1269.5kg / m3 ；1 0.2031 0.2031 LFm 12061508LFm 1503.3kg / m塔釜处液相组成：由xv=0.04得aw =0.0201 ；0.0201 1 0.020111771485故精馏段平均液相密度：1 / LWm3LWm 152

13、4.2kg / m3Lm(精)(753.4 867.9) 2 810.7kg/m ；提馏段的平均液相密度:Lm( 提)(1627.5 1513.3)231572.4kg/m ；2、气相密度Vm精馏段的平均气相密度Vm(精)PmM vm(精)RT 8.314 (52.25 273.1)109.5 91.973.78kg/m3提馏段的平均气相密度P mM Vm(提)116.8 124.54 L , 3Vm(提) RT 8.314 (67.25 273.1). g 山（五）液体平均表面力m的计算位置温度(CS2)(cc.)C)(mN/m)(mN/m)塔顶46.5428.41623.669进料口 58

14、26.75922.286塔釜76.6524.08920.067不同温度下CS2 CCI4的表面力nx iLm液相平均表面力依下式计算，及 塔顶液相平均表面力的计算：LDm 0.97 28.416 0.03 23.66928.73mN / m ; 进料液相平均表面力的计算LDm 0.34 26.759(1 0.34) 22.28623.774mN/m ; 塔釜液相平均表面力的计算LWm 0.05 24.089(1 0.05) 20.06720.083mN / m ;则:精馏段液相平均表面力为：m(精)(28.73+23.774)2=26.25 mN/m提馏段液相平均表面力为：m(提)(23.77

15、420.083):221.928 mN/m液体平均粘度的计算Lm液相平均粘度依下式计算，即LmXi i ；塔顶液相平均粘度的计算，由由tD =46.54 C查手册得:A 0.33mPags;B 0.71mPags;LDm0.97 0.33 0.03 0.71 0.414mPags ;进料板液相平均粘度的计算：由tF =58C手册得:A 0.25mPags;B 0.51mPags;LFm0.34 0.28 0.66 0.640.5176mPags ;A 0.28mPags;B 0.64mPags;塔釜液相平均粘度的计算：由tW =76.65 C查手册得:LWm0.04 0.25 0.95 0.5

16、10.486mPags;3.2、精馏塔气液负荷计算精馏段：V=（R+1） D'139.15kmol/hVsVM Vm（精）139.1591.971.01m3/s3600 Vm（精）36003.78L=RD108.32kmol/hLsLM Lm（精）108.3299.4050.00203m3 / s3600 Lm（精）36001394.3L h=3600 0.00203=8.08 m3 / h提馏段：V' V 139.15kmol ;S（提）V M Vm（提）3600 Vm（提）139.15 124.543600 5.140.941m3 / s;L=L+F=117.37+94.1

17、3=209.5kmol/hL'sILM Lm（提）3600 Lm（提）209.5 133.923600 1574.80.00289m3/s ;'3Lh 3600 0.002899.92m /h ;3.3、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算（一）塔径D参考下表初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度HL=0.07m 故：精馏段：HT-h l=0.40-0.07=0.31 1（）（色）2 （°023）（1394）- 0.047 查图表Vsv 1.043.78C20 =0.072 ;依公式C C20（）0.20.072（ 26）°.20.0721 ；20 20 20U

18、max CV 3.78取安全系数为0.7，则:u=0.7 Umax =0.71.489=1.0423m/s4 j°4 0.78m/s1.32塔的横截面积AT4D22 2-1.31.3267m4提馏段:IILsL(/)()V s V0.00277 1574.8 寸未向()()2 0.0507;查图0.9565.14C20 =0.068 ;依公式:0 2C C20() .0.068200.222.09 0.0694 ； 200.0694Umax C15748 5141.213m/s5.14取安全系数为0.70，0.7 1.2130.849m/s ；4 °.9561.20m ；0

19、.849故：D 民厲0£272m ；按标准，塔径圆整为1.3m,则空塔气速为4Vl D2为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化，在提馏段与精馏段的塔径相 差不大的情况下选择相同的尺寸； 故:D'取 1.3m塔的横截面积：AT -d'2 -1.32 1.3267m244空塔气速为u' 4Vs2D2板间距取0.4m合适（二）溢流装置 采用单溢流、 堰。各计算如下：4 0.95620.720m/s1.32弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流精馏段:1、溢流堰长 lw为 0.7D，即：lw 0.7 1.30.91m ;2、出 口堰咼 h w hw=hL-h o

20、w由 WD=0.91/1. 4 =0.7,Lh.l2：10.48m查手册知:0.91E为1.03依下式得堰上液高度：how2.84 LhE 1000 lw2.8410001.038.28 备0.910.013m故：hw hL-how 0.07 0.0130.057 m3、降液管宽度Wd与降液管面积Af有 lw/D=0.7 查手册得 Wd/D 0.14,Af/“0.08故: Wd =0.14D=0.141.3=0.182mAf 0.08 D20.08 1.320.1062 m244AfHTLs0.1062 0.40.002035s,符合要求4、降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0 =

21、0.1m/s依式计算降液管底隙高度h。， 即: h00.00203lwU00.91 0.10.0212m提馏段:1、溢流堰长 l'w为 0.7 D'，即:I w 0.7 1.3 0.91m ；2、出口堰高 hwhw=hL-h°w ；由 I w/D=0.91/1.3=0.7 ， Lh . l25w9 76站佗6查手册知E为1.04依下式得堰上液高度:h'竺 E Low'1000 lw竺 1.041000空P30.0119m0.91hw 0.07 0.01190.0581m。1、降液管宽度W d与降液管面积Af有丨w / D =0.7查手册得Wd / D0

22、.14,Af/At 0.08故: W d=0.14D=0.141.3=0.182m 2Af 0.08 D'20.0840.1062 m2Af Ht0.1062 0.4Ls0.0028915.28s5s,符合要求 降液管底隙高度h。取液体通过降液管底隙的流速u0 =0.08m/s依式计算降液管底隙高度h。h0亘遊迄0.0367mI wu00.56 0.08（三）塔板布置1、取边缘区宽度 Wc =0.035m ,安定区宽度 Ws=0.065m精馏段：依下式计算开孔区面积222 .1 xA 2 x R xR sin -180R其中xD1 3Wd Ws0.182 0.0650.403m22D1

23、.3RWc0.0350.615m22故：1 0.403A22 2 20.403. 0.615 0.4030.615 sin1800.61520.915m提馏段：依下式计算开孔区面积' ' ： '2 '2A 2 x R2 x22 R sin1 x1180R1 0.4032 0.403. 0.61520.22320.6152sin1800.615=0.915m2其中X1Dw' dw'1.3s0.182 0.0650.403m221R1DWc1.30.0350.615m22（四）筛孔数n与开孔率为 4mm,取筛孔的孔径do为5mmE三角形排列，一般碳钢

24、的板厚取 t/d03.5 故孔中心距 t=3.55.0=17.5mm依下式计算塔板上筛孔数n ,即0.915 3970孔31158 1031158 1017.52AoA也二 7.5% （在 515湎）（t/d。）精馏段每层板上的开孔面积Ao为2A A 0.075 0.9150.0686m气孔通过筛孔的气速u0色 丄04 15.16m/sA 0.686提馏段每层板上的开孔面积 Ao为Ao A 0.075 0.915 0.0686mI气孔通过筛孔的气速U0 *器15-m/s（五）塔有效高度精馏段 Z精（12-1）0.4=4.4 m ；提馏段有效高度Z提（9-1）0.4=3.2 m ；在进料板上方开

25、一人孔，其高为 0.8m，般每68层塔板设一人 孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔34层块塔板处设一人孔。设人 孔处的板间距等于或大于600m根据此塔人孔设4个。故：精馏塔有效 高度Z Z精 Z提 3 0.84.43.22.410m3.4 筛板的流体力学验算（一）气体通过筛板压降相当的液柱高度hp1、根据 hp入hlh干板压降相当的液柱高度he2、根据d。/5/4 1.25，查干筛孔的流量系数图c。0.89精馏段由下式得2 2uuov15.163.78hc =0.051-0.0510.0271mCo l0.891394.3提馏段由下式得215.165.140.0510.0428m0.8915

26、74.82he0.051 鱼 Col3、精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hlVs1.04uAtAf0.8595 m/ s1.327 0.1062F 山 一V 0.8595 3.78 1.878由图充气系数0与Fa的关联图查取板上液层充气系数0为0.57则 hl= 0 hL = 0 hw h°w0.57 0.07 0.0399m提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hlVsuAtAf0.9560.783m/s1.327 0.1062F山v0.783.514 1.775由图充气系数0与Fa的关联图查取板上液层充气系数0为0.58则 hl = 0 hL= 0 hw h°

27、w0.58 0.07 0.0406m3、精馏段克服液体表面力压降相当的液柱高度h0.001515m4 26.06 10Lgdo1384.3 9.81 0.005提馏段克服液体表面力压降相当的液柱高度 h4Lgd04 22.09 101574.8 9.81 0.0050.001236m故精馏段hp =0.0301+0.0399+0.001515=0.05851m单板压降P hp Lg =0.05851 1394.3 9.81 800.3pa 0.8003kpa( 1.0kpa)(设计允许值)故提馏段hp 0.00483+0.0406+0.001236=0.06463mr单板压降P hp Lg =

28、0.06463 1521.4 9.81964.6pa 0.9646kpa( 1.0kpa)(设计允许值）（二）精馏段雾沫夹带量ev的验算3.26由式Z 10亠_Ht hf5.7 10 6326.06 10.20.8595= 0.0249kg 液/kg 气0.1kg 液0.4 2.5 0.07/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带提馏段雾沫夹带量ev的验算由式ev=5.7 1063.2uHt hf=5.7 100.7833"22.09 10 3 0.4 2.5 0.07/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带=0.0239kg 液/kg 气0.1kg 液（二）精馏段漏液的验算uo

29、w4.4C。、一0.0056一0.1311厂h4.4x0.89 0.0056 0.13 0.07 0.001521394.3/3.78=8.6m/s筛板的稳定性系数k虫1516uow 8.9故在设计负荷下不会产生过量漏液提馏段漏液的验算1.76( 1.5)uow 4.4C。0.0056 0.13h h i v4.4 0.89. 0.0056 0.13 0.07 0.001441574.8/5.14=8.6m/s筛板的稳定性系数k匹空Uow 7.89故在设计负荷下不会产生过量漏液1.92( 1.5)（四）精馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度HdHt 5由HdhphLhd计

30、算Hdhd0.153Lslw h020.00230.153 -0.91 0.0251.56 10 30.001526mH d =0.082+0.06+0.00098=0.13m取=0.5，贝U ht hw =0.5 (0.4+0.057 ) =0.2285m故HdHt hw，在设计负荷下不会发生液泛提馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度HdHt hw由Hd hp hLhd计算HdLS220.00277hd0.1530.153l w h00.91 0.030431.534 10 30.00153mHd =0.0903+0.07+0.00153=0.162m取 =0.5，则H

31、t 九=0.5 (0.4+0.0554)=0.2272m故Hd Hthw，在设计负荷下不会发生液泛2.5 塔板负荷性能图精馏段(一)雾沫夹带线(1)3.2厶 5.7x106 ueHt hf式中 u *Vs0.819vs(a)At Af1.327 0.10622/333600Lhf =2.5 hw how2.5 h 2.84 10 El w近似取 E 1.0，hw=0.0569m, lw=0.91m故 hf =2.5 0.05692.84x103600 Ls0.912/3=0.1423+1.6772/3(b)取雾沫夹带极限值ev为0.1Kg液/Kg气，已知 =20.06mN/m ,Ht =0.4

32、m,并将（a）, （b）式代入5.7 10 63.2uHt hf得0.15.7 1026.465 100.8574vs2/30.4 0.1423 1.677LS3.2(1)整理得vs = 2.132 14.70 Ls2/3此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制围去几个Ls,计算出相应的Vs值 列于表4中Ls. m3 /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs. m3/ s2.1072.0121.9311.843（二）液泛线令肌(Ht hw)Hd hp hL hdhp 入九 hhLhwhow联立得(Ht hw) hp hw how hd近似的取E=1.0, lw 0.9

33、1how2.84103（型生）2/3lw2.84 103(36001s )2/ 3(0.91 )整理得 how0.6954ls2/3(c)hc 0.51件)2(亠)0.51(总)2()C0lC0A0l0.51(Vs)2()0.89 0.06861394.320.031351VS取0 0.6,近似的有hco(hw how)0.62/30.3141 0.409Ls(0.057 0.7104Ls2/3)h 0.001515故：hp 0.3071Vs20.3141 0.409Ls2/3 0.001515(d)由式 hd 0.153(lwsh°)2Ls°.153(E25)22296.

34、6 Ls(e)将 Ht 0.4m, hw 0.057,0.5,及(c),(d),(e) 代入得22/30.03071Vs0.409Ls0.0570.5(0.4 0.057)0.03572/320.7104 Ls296.6Ls整理得:V.3.66 32.427 L?37794.6 L；此为液泛线的关系式，在操作控制围去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表5中表 5Ls. m3 /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs. m3/ s1.8551.8001.7181.633（三）液相负荷上限线以5s作为液体在降液管中停留时间的下限也5LsLs.maxAfHT50.4

35、0.106250.008496 m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限（四）漏液线（气相负荷下限线）.(0.00560.13hLhowUo,min =4.4 C°2A 0.686mhL = hw- how2.84E1000Lhs,min 4.4 0.893 0.0056 0.13 (0.0570.7104Ls2/30.001515 139°3 整0.7184,3.78理得：Vs,min 0.2845 占.5729 32.87421 Ls"此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制围去几个Ls,计算出相应的Vs 值。列于表6表 6Ls. m3 /s0.6 1

36、0-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs. m3/ s0.5480.55840.57160.5822（五）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层告诉how =0.006m,化为最小液体负荷标准，取E 1.0。由how= 2.84= 10002/33600Ls0.006即:0.006= 0.0062/32.84 3600Ls,min10000.91则 Ls,min7.76 10 4 m3 霁汰 m线性（液泛找）线杵（專竦夹带罐）-披件圖液戟）1703 3.1710.537据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有 雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制V s max

37、精馏段操作弹性=-V s,min提馏段3.2（一）雾沫夹带线（1）5.7x10 6Ht hf式中uATAf1.327 0.10620.812vs(a)2/3hf =2.5 hwh°w 2.5 hw2.84 10 3E 600Lsl w近似取 E 1.0， hw=0.057m, lw=0.91m故 hf =2.5 0.059832.84 102/33600Ls0.91=0.1416+1.7292/3LS(b)取雾沫夹带极限值ev为0.1Kg液/Kg气，已知 =22.09mN/m ,Ht =0.4m,并将(a), (b)式代入5.7 10 63.2uHt hf得0.15.7 10 632

38、2.09 100.812vs2/30.4 0.136 1.729LS3.2(1)整理得vs = 4.294 28.56Ls2/3此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制围去几个Ls,计算出相应的Vs值 列于表8中。hLhwhowLs.3 .m /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs.3 .m / s3.9963.8733.7093.512(二)液泛线令肌(Ht hw)Hd hp hL hdhp h 九 h联立得(Ht hw) hp hw how hd近似的取E=1.0, lw0.91how2.842.84 103 3600l s 2/310 (s)lw3 (3600

39、 ls )2/ 3(0.91 )整理得 how 0.7104ls2/3(c)hc 0.51件)2(亠)0.51(总)2()C0lC0A0l0.51(Vs)25!)0.89 0.06861574.820.0495VS取0 0.6,近似的有hi°(hw hw) 0.6 (0.0554 0.7104Ls2/3)2/30.03558 0.426Lsh 0.001236故： hp 0.0495/s2 0.03558 0.426Ls2/30.001236 (d)L 2L2由式 hd0.153( s )0.153( s )lw h00.91 0.0304207.5Ls(e)将 Ht 0.4m, h

40、w 0.057,0.5,及(c),(d),(e) 代入得2 2/30.5(0.4 0.0554) 0.03558 0.0495Vs0.426Ls0.05442/320.7104 Ls207.5Ls整理得：Vs22.69 24.344 l2/34015.3L；此为液泛线的关系式，在操作控制围去几个Ls,计算出相应的Vs值。列表9Ls. m3 /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3Vs. m3/ s1.7031.6471.4091.198（三）液相负荷上限线以 5s作为液体在降液管中停留时间的下限 也5LsLs.maxAfHT50.4 0.106250.008496

41、m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限（四）漏液线（气相负荷下限线）.(0.00560.13hLUo,min =4.4 C°2A 0.686mhL = hw- howhow2.84E1000Lh得 Vsm4.4 0.89, 0.0056 0.13 (0.0554 0.7104Ls2/30.001236 15748 整0.6865.14理得：Vs,min 0.2813 $.6237 26.6759 Ls"此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制围去几个Ls,计算出相应的Vs 值。列表10中。表10Ls. m3 /s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.

42、5 10-3Vs. m3/ s0.5130.5240.5480.557（五）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层告诉how =0.006m,化为最小液体负荷标准，取E 1.0。2.8410002/30.0063600Lsw即:0.0062/32.84 3600Ls,min10000.91卜 0. CWi <1. ()0 0. OU II. DO 0. IH)(K OD 山(K) D.灿【】.()0 (k Od05 I IS 2253 :曲 d 455La/(i»3/5)-壽沫戎带钱漏液线一线性（液泛缎）线性【雾；*夬芾筑-线性Ls,min8.03 104 m3,：s据此可作出与

43、气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制精馏段操作弹性=1601 3.085Vs,min0.5193.6、精馏塔的工艺设计计算结果总表表11精馏塔的工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa109.5116.8各段平均温度tmC52.2767.33平均流量气相Vsm3 /sP 1.01:0.941 :液相LSm3 /s0.00203r 0.00289：实际塔板数N块129板间距Htmr 0.4r 0.4 :塔的有效高度Zm4.43.2塔径Dm1.31.3空塔气速um/s0.780.72塔板溢流形式单流型单流型:溢流装置溢

44、流管型式弓形弓形堰长lwm0.910.91堰咼hwm0.0570.0581 :溢流堰宽度Wdm0.1820.182管底与受液盘距离hom0.02120.0367板上清液层咼度nm0.070.07 :孔径domm5.05.0孔间距tmm17.517.5孔数n个34603970 :开孔面积2 m0.06860.06121筛孔气速Uom/s15.1615.72塔板压降hpkPa0.80030.9646 1液体在降液管中停留时间s18.58.5降液管清液层咼度Hdm0.1430.162雾沫夹带ekg液/ kg气0.02490.0241 :负荷上限雾沫夹 带控制雾沫夹 带控制负荷下限漏液控 制漏液控 制

45、气相最大负荷Vs.maxm /s1.2361.248气相最小负荷Vs.minm /s0.5670.569操作弹性3.1713.085第四章精馏塔的的附属设备及接管尺寸4.1接头管设计接管尺寸接管尺由管蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表 得1 、塔顶蒸气出口管径D4 1.01V 15取 u=15m/s.0.298m,根据工艺标准，将其圆整到 D=0.30m选取2997.5规格的热轧无缝钢管。D40.00203 寸1.40.043m,2 、回流管管径取 u=1.4m/s.根据工艺标准，将其圆整到 D=0.05m,选取563.5规格的热轧无缝钢管。3.塔底进气管塔底进气管直管进气u=

46、15m/s, d =；.14°囂0.281m根据工艺标准，将其圆整到 D=0.30m选取2997.5规格的热轧无缝钢管。1、加料管管径F M F94.13 127.483LFsF0.002543m3/s3600 LF3600 1472.43取 u=1.5m/s,D . 4；s，4 O.：料液排出管管径；430.0467m根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m 选取 563.5规格的热轧无缝钢W Mw3600 lw34.73 151.503600 1492.5430.000976m3/s取 u=0.6m/s.D 兀 i 4 °.000976 0.0453mW uY 0.63.

47、5规格的热轧无缝钢根据工艺标准，将其圆整到 D=0.05m选取56 管。管型选取表管型进料管回流管塔底出料 管塔顶蒸汽 出料管塔底蒸汽 进气管规格563.5563.5563.52997.52297.54.2塔总高度计算筒体与封头1. 筒体操作压力P=1atm公称直径dg=1300mmS得筒体壁厚为6mm所用材质为A 32. 封头封头分为椭圆形封头，蝶形封头几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直 径Dg=1300m查得曲面高度hi 300mm直边高度h2 25mm内表面积F寸1.83m塔的顶部空间 塔的顶部空间高度是指塔的第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除容积 V封 0.269m沫器到第一块板的

48、距离为800mm塔顶部空间高度为1200mm选封头 Dg1300 4，JB1154 733裙座塔底常采用裙座支撑，由于裙座径800mm裙座厚取16mm基础环内径Dbi ( 1300+216)-0.21031132mm基础环外径Dbo ( 1300+216)+0.21031532mm圆整Dbi 1200mm D bo 1600mm基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑再沸器，咼地面2m，地角螺栓直径取M 304. 人孔一般隔68塔板设一个人孔，取人孔直径为500mm其伸出塔体的筒体长 为220mm人孔中心距操作平台8001200mm设人孔的板间距为800mm 共21块板，可设4个人孔。5 塔总体高度的设计2. 塔的底部空间HB 1.6m3. 塔的总体高度H = (n - nF - np - 1)HT + nFH + npHp + HD + HB = 12.6m4.2 热量衡算 加热介质