中国石油大学华东化工工艺与设备课程设计精馏塔设计

1、化工艺与设备课程设计说明题 目：轻烃分离精馏塔设计学生姓名：徐晃号：01专业班级：过程装备与控制工程1406 班指导教师：李皮2017 年 7 月 10 日中国石油大学（华东）化工工艺与设备课程设计任务书学生： 徐晃班级：装控 14-06 班 编号 :D01、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：量：360 T/d成：异丁烷 0.09 正丁烷 0.40异戊烷 0.30 正戊烷 0.21进料状态：e= 0.602. 产品要求：塔顶产品：异戊烷0.005塔底产品：正丁烷0.005 （以上均为mol-fr ）三、设计说明书主要内容:1.流程简图2.工艺计算（包括

2、物料衡算及热量衡算总表）3.塔板计算4.塔体初步设计5.辅助设备的选用6.计算结果汇总表7.分析与讨论四、绘图要求:浮阀排列图五、发出日期：2017年7月2日完成日期：2017年7月11日李皮指导教师:目录第一章.前言第二章.流程简图 第三章.物料衡算3.1.全塔初步物料衡算 操作条件确定.3.3.34.35.36.3.L第四章回流罐压力的计算. 塔顶压力的确定. 塔底压力的确定. 塔顶温度的确定. 塔底温度的确定.最小理论板数和最小回流比 最小理论板数的计算 最小回流比的计算.实际回流比和理论板数. 全塔效率与实际板数 进料位置与进料条件非清晰分割验算能量衡算4.1. 塔顶冷凝器的热负荷4.

3、2. 再沸器负荷及热损失 第五章.精馏塔的选型与设计5.1塔径5.1.1精馏段5.1.2提馏段5.2塔板5.2.1溢流装置的设计计算.5.2.2浮阀塔板结构参数的确定5.2.3浮阀塔板流体力学计算.5.2.4负荷性能图5.3. 塔体初步设计 5.3.1筒体5.3.2封头5.3.3人孔5.3.4塔咼5.3.5裙座5.3.6接管的设计第六章.塔体的辅助设计6.1列管式换热器的设计6.2再沸器的设计第七章.结果汇总表 第八章.参考文献第九章.分析与总结第一章前言化工工艺与设备课程设计是化工工艺与设备教学的一个重要组成部分。要求根据给定的一项具体任务，设计一浮阀式板式精馏塔，具体任务包括： 工艺设计：

4、物料平衡、热量平衡、工艺条件的确定。塔盘设计：塔盘各部件的尺寸等。塔体设计：根据工艺设计结果确定塔高、接管等。附属设备选用：塔顶冷凝器和塔底再沸器的计算与选用。 绘图部分：绘制塔体总图、浮阀排列图和塔盘装配总图。 通过课程设计这一具体的设计实践，应当达到以下目的： 培养综合运用所学知识、查阅化工资料获取有关知识和数据、进行化工设备初步设计的能力； 培养独立工作及发现问题、分析问题、解决问题的综合能力；提高计算能力、培养工程实际观念；深入了解化工设备的内部结构，掌握板式精馏塔的各主要部件的结构及作用；培养读图、识图、绘图的能力；培养严谨的学风和工作作风。在课程设计中，需要注意的事项有：先在草稿纸

5、上（计算软件中）完成全部过程；独立完成，设计必要的数据计算表，写出详细的计算示例； 计算过程中要随时复核计算结果，做到有错即改，避免大返工； 每一个阶段的设计完成之后，要求绘制必要的汇总表格并上交； 引用参考文献的地方，查取的标准系列等要注明公式来源，标注清楚；尽量在教室进行设计，以便于答疑和掌握进度；计算说明书用计算机打印，具体格式参见课程设计书写规范。第二章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:第三章？全塔物料衡算3.1 ?全塔的初步物料衡算？处理量：360T/d = 230.2733kmol/h设：塔顶产量为D,塔底产量为 W； ? 各组分进料时的摩尔分率如下：异丁烷

6、Xaf?=0.09?正丁烷 Xbf=0.40?异戊烷 Xcf=0.30?正戊烷 Xdf=0.21? 已知：Xaw=0?Xbw=0.005Xcd=0.005Xdd=0方程：AF=D+W?=230.2733?FXXaf=DXXad=230.2733 0.09=20.7246FXbf=DXXbd+WK Xbw =230.2733 0.40=92.1093FXXcf=DXXcd+W< Xcw =230.2733 0.30=69.0820丿 F XXdf=DXXdd+W< Xdw?=230.2733 区21=48.3574Xad+Xbd+Xcd+Xdd?=1?解得：D=112.8107 W=

7、117.4626巧 Xad=0.1837 Xbd=0.8113 Xcw=0.5833 Xdw=0.4117上述计算的结果列于表3-1。物料衡算表异丁烷A正丁烷B异戊烷C正戊烷D合计f质量流量kg/h1202.02685342.33944973.9043481.732815000质量分率0.08010.35620.33160.23211摩尔流量kmol/h20.724692.109369.08248.3574230.2733摩尔分率0.090.400.300.211D质量流量kg/h1201.95145308.351440.615206550.918质量分率0.18350.81030.00620

8、1摩尔流量kmol/h20.723391.52330.56410112.8107摩尔分率0.18370.81030.00501W质量流量kg/h034.06344933.1523481.87688449.0922质量分率00.0040.58390.41211摩尔流量kmol/h00.587368.51648.3594117.4626摩尔分率00.0050.58330.411713.2操作条件的确定假设塔顶回流罐温度为40C，塔顶回流罐压力为：4.25atm由石油化学工程基础烃类相平衡常数图A得相平衡常数：Ka=1.26, Kb=0.94, Kc=0.40根据泡点方程：KaXad+KbXbd+K

9、cXcd=1.26 X 0.1837+0.94X 0.8113+0.40X 0.005=0.996084 1误差：0.3916%<1%，故假设成立。塔顶回流罐压力：P罐=4.25atm 取管线压降为：0.15atm塔顶压力：PD=4.25+0.15=4.4atm设塔顶温度为：50r，由石油化学工程基础烃类相平衡常数图A得相平衡常数:Ka=1.5, Kb=1.15, Kc=0.5+=1.001403" 1根据露点方程： 误差：0.14%V 1%，故塔顶温度Td=50C。A.塔底压力设实际塔板数N=30,每块塔板压降为 p= 4mmHg.则 Pw=PD+NX a p=4.4+30X

10、 4/760=4.5579atmKaKbKcKdKi1.911.150.720.59?ij=Ki/Kj2.65281.597210.8194B.塔底温度 设Tw=90C,查图Kc=1.06,由泡点方程：得 Kb=2.15, Kd=0.90KbXaw+KcXcw+KdX dw=0.005X 2.15+0.5833X 1.06+0.4117X 0.90=0.9995741 故塔底温度Tw=90C3.3回流比和理论板数计算A. Rmin的确定由如下形式的恩德伍德公式，可算得最小回流比R.in：重关键组分为异戊烷(C)Tm=(Td+Tw)/2=(50+90)/2=70CPm=( PD+Pw)/2=5.

11、0289atm在此温度压力下在烃类相平衡常数图内查得各组分K值并求得与以重关键组分异戊烷为对比组分的aj值，结果列于表中。各组分Ki值、a ij值又由任务书知e=0.6，则q=1-e=0.4,将物料衡算数据代入恩德伍德公式方程组解得:0 =1.2670Rmin =2.4520B. NU的确定由芬斯克公式计算最小理论板数:如.hk-y/ (Q圧rhk .(叫,hk論式中，塔顶温度压力下：Ka=1.5, Kb=1.15, Kc=0.5a bd=2.3塔底温度压力下：Kb=2.15, Kc=1.06, Kd=0.90 a bw=2.0283带入公式得:a lk,hk=2.1599 , Nmin =

12、11.7892即最小理论板数为11.7892块。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 中。X、丫、N R/Rmin、N(R+1)部分计算结果RRminR/Rmi nXYNN(R+1)R/Rmi n2.69722.4521.1116.73996641.12.94242.4521.2107.64451141.23.18762.4521.3103.04331671.33.43282.4521.40.2212597100.7862041.43.6782.452

13、1.521.36120021.53.92322.4521.61.64.16842.4521.7100.61464541.74.41362.4521.8101.6946051.84.65882.4521.9103.09205681.94.9042.452217.7387782104.729746525.14922.4522.1106.55366162.15.39442.4522.2108.52489972.25.63962.4522.3110.61472442.35.88482.4522.4112.80144332.46.132.4522.5115.06837022.56.37522.4522.

14、6117.40245672.66.62042.4522.7119.79334992.76.86562.4522.8122.23272872.87.11082.4522.9124.71382782.97.3562.4523127.23108883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，如图所示。所求得的实际回流比为3.768，理论板数为21.3612块。3.4全塔效率和实际塔板数全塔效率可用奥康奈尔经验公式表示:其中, 平均温度下的组分粘度：MA=0.0863cp,遁=0.0858cp, g=0.1431c p, pL

15、,D=0.1521cp2=0.1170mpa/s a =( a bd+ a bw)/2=2.1642带入公式得：Er=0.6861实际塔板数：N=Nr/Er=31.1342 圆整为32块。3.5进料位置与进料条件设进料位置为第16块板进料压力 P=PD+(Pw-Pd)/25 X 16=4.5011atm 确定进料温度假设进料温度为70r查图得 Ka=2.0, Kb=1.40, Kc=0.75, Kd=0.65 贝U a bc, f=1.8667 刀 KiXi/(e(Ki-1)+1)=1.0016误差V 1%故满足假设 进料压力为4.5011atm带入数据得Nr/Ns=0.8893又 Nr+Ns

16、=32 Nr=0.8893NS Nr=15.0625 Ns=16.9375故进料位置为第16块塔板，与假设符合。3.6非清晰分割验算塔顶：Ka=1.5, Kb=1.15, Kc=0.5 a AC，d= 3 塔底：Ka=3，Kb=2.15, Kc=1.06 a ac，w= 2.830Nmin = 11.7892则Xaw=1.24X 10-5 q 0此含量极微因此清晰分割假设合理。第四章能量衡算4.1冷凝器热负荷塔顶冷凝液温度为40 C,压力为4.25atm，塔顶蒸汽的温度为50 r，压力为4.4atm,查 表得各物质焓值表：表4-1塔顶各物质焓值表状态气相液相组分千卡/公斤KJ/mol千卡/公斤

17、KJ/mol异丁烷16540.05919523.0643正丁烷17542.48699523.0643异戊烷17051.23549027.1246Hv,d=Hva?Xa,d+Hvb?Xb,d+Hvc?Xc,d=40.0591 0.1837+42.4869 0113+51.2354 0005 =42.0847 KJ/molH l,d=H la?Xa,d+H lb?Xb,d +H lc?Xc,d=23.0643 0.1837+23.0643 08113+27.1246 0005 =23.0846 KJ/molQd=(R+1)D (Hv,d - Hl,d)(42.0847-23.0846)=(3.67

18、8+1) 112810.7 =1.0027 X 107 KJ/h4.2再沸器热负荷塔底温度为90 r，压力为4.5579atm,查表得各物质的焓值表:表4-2塔顶各物质焓值表状态气相液相组分千卡/公斤KJ/mol千卡/公斤KJ/mol正丁烷19046.128612029.1339异戊烷18555.756211534.6593正戊烷191.557.7152115.534.8099Hl,w=Hlb Xb,w+H lc Xc,w+Hld - Xd,w=29.1339 X.005+34.6593 05833+34.8099 04117 =34.6937 KJ/mol进料处温度70 r，压力4.5011

19、atm,查得各物质焓值表： 表4-3进料各物质焓值表进料液相组成:状态气相液相组分千卡/公斤KJ/mol千卡/公斤KJ/mol异丁烷17241.758510826.2205正丁烷18344.429110725.9777异戊烷17753.345110331.0426正戊烷183.555.3041102.530.8919XAL=XAF/1+(KAF-1)e=0.09/1+1 X 0.6=0.0563Xbl=0.3226 Xcl=0.3529 Xdl=0.2658进料气相组成：Yav=Kaf Xal =2X 0.0563=0.1126Ybv= Kbf Xbl =1.4X 0.3226=0.4516Y

20、cv= Kcf Xcl=0.75X 0.3529=0.2647Ydv= Kdf Xdl=0.65X 0.2658=0.1728 进料处气相焓值：Hvf=Hav Yav+Hbv Ybv+Hcv Ycv+Hdv Y dv=41.7585X 0.1126+44.4291X 0.4516+53.3451X 0.2647+55.3041X 0.1728 =48.4432 KJ/mol进料处液相焓值：Hlf=Hal Yal+Hbl Ybl+Hcl Ycl+Hdl Ydl=26.2205X 0.0563+25.9777X 0.3226+31.0426X 0.3529+30.8919X 0.2658=29.0

21、226 KJ/mol进料焓值：HF=e - HvF+(1-e) Hlf=0.6X 48.4432+0.4X 29.2206=40.6750 KJ/mol全塔热量衡算：塔顶产品带出热量：Qd=D Hld=112810.7X 23.0846=2604189.9=2.6042X 106 KJ/h 进料带入的热量：6Qf=F Hf=230373.3X 40.6750=9.3664X 10 KJ/h塔底产品带出热量：6Qw=W Hw=117462.6X 34.6937=4.0752X 10 KJ/h冷凝器热负荷：Qc=1.0027X 107 KJ/h由 Qf+Qb=Qd+Qw+Qc+Q 损解得 ,Q 损

22、=0.05Qb即再沸器热负荷为7.7263X 106KJ/H6Qb=7.7263X 10 KJ/HQ 损=3.8632X 105KJ/H_Qc Cp(t2 塔底温度为90 r，所以选择 册呵为 丫 =2205.KJ/kg.Cqb水蒸气用量：Gb =Y B冷却水用量：GC =1.0027 X 107=239.4793 咒 103 kg/h4.187 沢（30 - 20）-t1)120C的蒸汽，在该条件下水的潜热通过石油化工基础数据手7.7263 X 1062205. 23503. 67kg / h第五章精馏塔的选型与设计4.3塔顶冷凝水及塔底蒸汽用量5.1塔径1、密度和表面张力的计算 塔顶气相平

23、均相对分子质量 塔顶气相密度为 通过查表查得密度：在塔顶条件下，液相异丁烷的表面张力为:©A0. 00692N /液相正丁烷的表面张力为:0. 00902N /液相异戊烷的表面张力为:0. 01170N /在塔顶的条件下，查得异丁烷的液相密度为：P LA=517. 84kg正丁烷的液相密度为：Plb=540. 63kg异戊烷的液相密度为：Plc=588.09kg塔顶液相密度为：Pld=536.5090kg / m/通过查表查得表面张力:m3m3m3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:h| =70mm取板间距 Ht =450/500/6

24、00mm查化工工艺与设备课程设计可得对应板间距下的C20 为 C20=0.08 / 0. 095 / 0. 115气相负荷因数C C=C20(蟲0.2，在对应的C20下可以求得相应的C为:C=0.06767/0.08036/0.09728最大容许气速为：曲=536. 5090kg / m， R = 9.6109kg / m在对应的C下，求得相应的最大气速相应为 Umax = 0.5010 / 0. 5950 / 0. 7202m/ s实际选用的空塔气速U应为：U =(0.60.8) Zmax =0.7Umax在对应的Umax下求得相应的空塔气速为:u=0.3507/0.4165/0.5041m

25、/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为:4、波律法最大允许气速为：D=1.7932/1.6455/1.4957m求得在相应的板间距下的最大允许气速为:Umax =0.3276/0.4224/0.4627m/s适宜的气速流通截面上的气速：Un= K Ks Umax当塔径D>900m或HT>500mn或常压、加压塔：K=0.82根据化工工艺与设备课程设计，取系统因数Ks = 0. 98在相应的最大允许气速下, 在相应的适宜空塔气速下,将smith法和波律法进行比较,适宜的空塔气速：U =0.9Un求得的适宜空塔气速为：u=0.2418/0.3117/0.3415m/s求得塔径为

26、：1.4858/1.4471/1.3826m以HtD2的大小作为代表数据,找出最小HtD2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Ht (mm)450500600450500600D(m)1.81.81.61.61.61.4htd2 (X 106)1.4581.6201.5361.1521.2801.176根据数据表，选出精馏段HT=450mm, D=1.6m5.1.2提馏段1、密度及表面张力M/W = S yi M = 0. 005 X 58 + 0. 5833 X 72 + 0. 4117 x 72 = 71.93kg / kmol塔底

27、气相密度为：印一常 A.5579 "1.325 "938. 314 X 36311.0071kg/ m在塔底的条件下，查得正丁烷的液相密度为:Pla483. 0144kgm3异戊烷的液相密度为:Plb540. 9070 kg正戊烷的液相密度为:Plc549.4334kgm3塔底液相密度为:10. 00400. 5839十483. 0144540. 90700. 4121+ 549. 4334=544. 1259kg / m3在塔底条件下，液相正丁烷的表面张力为:0. 004977N /液相异戊烷的表面张力为:0. 007789N /液相正戊烷的表面张力为:0. 008718

28、N /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：h =80mm=0. 075 / 0. 08 / 0. 11取板间距 Ht = 450/ 500 / 600mm查化工原理课程设计图2-7可得对应板间距下的C20为：C20气相负荷因数C, C=C20(益)0.2，在对应的C20下可以求得相应的C为:C=0.06268/0.06686/0.09194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Umax = 0.4362 / 0. 4653 / 0. 6399m/ s实际选用的空塔气速U应为：U =(0.60.8) Tmax =0.7Umax在对

29、应的Umax下求得相应的空塔气速为：u=0.3054 /0.3257 /0.4479 m/s塔径为：在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D=1.7171/1.6627/1.4179m4、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：Umax = 0. 5866 / 0. 6184 / 0. 6774m/ s适宜的气速流通截面上的气速：Un= K Ks .Umax当塔径D>900m或HT>500mn或常压、加压塔：K=0.82根据表2-4，取系统因数Ks = 0.98。适宜的空塔气速：U =0.9Un在相应的最大允许气速下，求得的适宜空塔气速为：u=0.4243/0.4

30、472/0.4899m/s在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：1.4568/1.4180/1.3557m将smith法和波律法进行比较，取塔径较大的数值，以HtD2的大小作为费用的代表数据，找出最小HtD2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Ht (mm)450500600450500600D(m)1.81.81.61.61.61.4HtD2 (X 106)1.4581.6201.5361.1521.2801.176根据数据表，选出精馏段 HT=450mm, D=1.6m总结：精馏段和提馏段都选择塔径 D=1600mm,板间距HT=45

31、0mm板上液层高度 hi=80mm。5.2塔板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：Ls = 0. 0125m3 / s Ls = 0. 01862m3 / s，塔径初选为1600mm根据化工工艺与设备课程设计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：Iw = 70%D = 0. 7 X 1. 6 = 1. 12m对常压及加压塔，一般取堰高为 4060mm所以hw =40mm。对于溢流堰的型式，先取为平口堰。对于精馏段Li = 0. 0125 X 3600 = 45m3 / h，对于提馏段Lh = 0. 0186

32、2 X 3600 = 67. 032m / h。取 E=1。将上述数据代入how，则堰上液层高度在精馏段为 0.0733m,在提馏段为0.0835m。hl =hw +how，所以假设基本一致。3、降液管面积Ad及宽度Wd的决定一般情况下都是用弓形降液管，根据lw/D，通过查化工工艺与设备课程设计 附表7 可得：lw/D=0.7, WD=255mm，Ad=2070cm2， AT=2.0097m24、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 并且开两个柯0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、降液管底隙咼hph

33、b=50mm。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、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)精馏段查表选取标准塔板，塔径 D=1600mm,AT=2.011m2,HT=450mm,Wd=255mm,Ad=0.207m2, 浮阀个数为176个，开孔率为10.5%。Wc=90mm,WF=140mm。X=D/2-( Wd+ Wf )= 0.40

34、5m丫 =D/2Wc=0.9-0.085=0.71m塔板有效鼓泡面 Aa=1.0844m2。等腰三角形边长 S=75mm 排间距 t=Aa/NS=1.0844/(0.075*176)=0.08215m验证：4 VsUtw = =0.3517m/s4 VsUtd = =0.4405m/s4VsUqw = =2.8159m/s4VsUqd = ；=3.03m/s取 uoD=3.1m/s, UDw=3m/s浮阀动能因数动能因数：FoD=U0D=9.6104 (8,17)Fow=U0w=9.9531 (8,17)塔顶、塔底浮阀动能因数均在 817之间，因此所选标准浮阀塔盘合适，基本无漏液现象。1、塔板

35、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 ARC，通过液层的压力降为iR，克服液相表面张力的压力降 叽。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) 全开后的干板压降：阀孔动能因数IFo =UoJPv精馏段：U03. 029m / s ,巳=9.6109kg / m3提馏段：U03. 3636m/ s匕=11. 0071kg / m3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：he=0. 0866m。提馏段：he=0. 0835m(2)液层压力降P为充气系数，取P=0.5。精馏段：h|= 0. 03665 m提馏段：hl 二

36、 0.0835m(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：hp=hC + h = 0. 0866 + 0. 03665 = 0. 1233m = 4. 062mmHg=hC + h = 0. 0627 + 0. 0835 = 0.1462m = 4. 0816mmHg提馏段：hp2、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 W =0.7，a=0.159, n=0.95。代入数据解得：精馏段：m=0.3424, e=0.00454( kg 雾沫 /kg 气体) 提馏段：m=0.3043, e=0.01035kg (

37、雾沫 /kg 气体)。 该值远小于0.1 kg (雾沫/kg气体)，故满足要求。(2)泛点率泛点率 其中，代入数据解得精馏段F 62.06%，提馏段F1 = 58 . 52 %经验证，ev0.1kg/kg, F80 82% ,合理。3、降液管内液面高度降液管内液面高度H d代表液相通过一层塔板所需的液位高度。取m + h. = 0.0733m，浮阀塔Ah很小，可以忽略不计。hp为塔板压降,精馏段：hp = 0.1233m，提馏段 hp = 0. 1462mhd为液体流过降液管时的阻力损失，hd = hd1 + hd2。其中：hd1 =0.153(L)2，hd2=0.1(“)21 w * hbA

38、r代入数据后求得:精馏段：hd 0.007623m，0.004982m，提馏段：hdi = 0.01692m, hd2 = 0.01106m,为了防止淹塔，降液管内液面高度应该满足：取屮=0.5，则屮(Ht +hw) =0.5x(0.50 + 0.040) =0.27m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 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 、液体在降液管内的停留时间代入数据，可以求得：精馏段：T = 7. 452s，提馏段：T = 5. 003s2、流速表2-6可知，在正常工作范代入数据解得精馏段Ud = 0. 0604m/ s，提馏段

39、Ud- 0. 0899 m/ sud c 0.08 0.12m/ s经验证：、精馏段的负荷性能图1、过量雾沫夹带线2、淹塔线，流速合理简化以后其中代入数据经计算可得:a =0.01482-NqPl所以 y = 4649. 1563m3 / h3、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：操作弹性 K=V M/V n=3780/1220.6=3.10,符合条件。二、提馏段的负荷性能图1、过量雾沫夹带线2、淹塔线简化以后VhI2fb -cL： -dLh3其中代入数据经计算可得:a

40、=0.01482Vn2Pl所以 y = 4375. 0288m3 / h3、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，并将操作线方程一并绘出，得 到提馏段的负荷性能图如下：操作弹性 K=V mN n=3000/1140.5509=2.63 符合条件。53塔体初步设计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hi=4

41、50 mm 直边高度h2=40 mm圭寸头厚度S=10mm 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8、15、22块板之上及塔底各设置一个人孔，第15块板之上即进料处。人孔规格为Dg450,即450 X 6mm的圆形人孔。设置人孔的地方，塔板间距应大于等于700mm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=1.2m。塔底空间高度用下式计算：塔底产品停留时间0取为10 min，则于是Hb可取为4m塔的总咼其中i Mfn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=20.6m塔的高径比为12.7166，选用圆筒形裙

42、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。1. 塔顶蒸汽出口管径从塔顶至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=0.2655 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=300 mm外径>厚度为325X 10 mm接管伸出长度H=200 mm补强圈外径 D=550 mm补强圈内径d=329 mm2. 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

43、.0892 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 取标准接管，其参数如下：dg2Xs2=108X4， dg1Xs1=133X43. 进料管管径 进料为气液相混合进料，料液速度用如下公式估算：经验气速UV选为16 m/s，e为进料的质量气化分数。因进料的摩尔气化率为0.32，进料气相平均摩尔质量为 58.7648g/mol ，液相平均摩尔质量为 63.8028g/mol ，故代入数据解得 进料的气相体积流率VF,S=0.0441 m3/s将数据代入下式解得df =0.094m 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，

44、其参数如下： dg2>S2=108>4, dg1 >81=133X44. 塔底出料管管径0.8 m/s 。对一次通过式再沸器,取塔底出料管的料液流速为 塔底出料管管径代入数据解得dW=0.0736m 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：dW=80mr标准管5. 塔底至再沸器连接管管径dL=0.123m 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，P 109-110取标准接管，其参数如下：dL=125mmS准管 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，返塔为气液两相混合，料液速度用如

45、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。蒸汽量为提馏段的气相负荷，故返塔的气相体积流率Vs=0.4m3/s将数据代入下式解得db=0.178m 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：dw=200mr标准管。第六章塔体辅助设计6.1列管式换热器的设计1、冷凝器根据前面求得的数据，Qi = 1. 0027咒1O7KJ / h2、有效平均温差3、冷却剂用量根据前面求得的数据，-= 95. 25kg/ S表1-5取4、传热面积冷凝器中热流体为有机蒸汽，冷流体为水，

46、根据化工原理课程设计K = 850W m， C。根据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 900mm管程数为6,管长为6m,换热面积为195.6 m2,。6.2再沸器的设计1、再沸器的热负荷根据前面求得的数据，Q=7. 7263 X 1O6KJ / h2、有效平均温差根据化工原理课程设计表 1-5 取 K = 100CW*。3、换热面积根据化工原理课程设计附表9取卧式热虹吸式再沸器，型号为 Fla500-80-25-2 。第七章结果汇总表物料衡算表异丁烷A正丁烷B异戊烷C正戊烷D合计f质量流量kg/h1202.02685342.33944973.9043481.732815000质量分率0.08010.35620.33160.23211摩尔流量kmol/h20.724692.109369.08248.3574230.2733摩尔分率0.090.40.3O.211D质量流量kg/h1201