中國石油大學華東化工工藝與設備課程設計——精餾塔設計

1、化工工藝與設備課程設計說明書題 目：輕烴分離精餾塔設計學生姓名：徐晃學 號：01專業(yè)班級：過程裝備與控制工程 1406 班指導教師：李皮2017年7月10 日中國石油大學（華東）化工工藝與設備課程設計任務書學生： 徐晃 班級：裝控14-06班 編號:D01一、題目： 設計一連續(xù)操作精餾裝置，用以分離輕烴混合物。二、原始數(shù)據(jù)： 1.原 料： 處 理 量：360 T/d 組 成：異丁烷 0.09 正丁烷 0.40 異戊烷 0.30 正戊烷 0.21 進料狀態(tài)：e0.60 2.產品要求： 塔頂產品： 異戊烷0.005 塔底產品： 正丁烷0.005（以上均為mol-fr）三、設計說明書主要內容： 1.

2、流程簡圖 2.工藝計算（包括物料衡算及熱量衡算總表） 3.塔板計算 4.塔體初步設計 5.輔助設備的選用 6.計算結果匯總表 7.分析與討論四、繪圖要求：浮閥排列圖五、發(fā)出日期：2017年7月2日 完成日期：2017年7月11日 指導教師： 李皮 目錄第一章前言第二章流程簡圖第三章物料衡算3.1.全塔初步物料衡算3.2.操作條件確定3.2.1.回流罐壓力的計算3.2.2.塔頂壓力的確定3.2.3.塔底壓力的確定3.2.4.塔頂溫度的確定3.2.5.塔底溫度的確定3.3.最小理論板數(shù)和最小回流比3.3.1.最小理論板數(shù)的計算3.3.2.最小回流比的計算3.4.實際回流比和理論板數(shù)3.5.全塔效率

3、與實際板數(shù)3.6.進料位置與進料條件3.7.非清晰分割驗算第四章能量衡算4.1.塔頂冷凝器的熱負荷4.2.再沸器負荷及熱損失第五章精餾塔的選型與設計5.1塔徑精餾段提餾段5.2塔板溢流裝置的設計計算浮閥塔板結構參數(shù)的確定浮閥塔板流體力學計算負荷性能圖5.3.塔體初步設計筒體封頭人孔塔高裙座接管的設計第六章塔體的輔助設計6.1列管式換熱器的設計6.2再沸器的設計第七章結果匯總表第八章參考文獻第九章分析與總結第一章 前言化工工藝與設備課程設計是化工工藝與設備教學的一個重要組成部分。要求根據(jù)給定的一項具體任務，設計一浮閥式板式精餾塔，具體任務包括：工藝設計：物料平衡、熱量平衡、工藝條件的確定。塔盤設

4、計：塔盤各部件的尺寸等。塔體設計：根據(jù)工藝設計結果確定塔高、接管等。附屬設備選用：塔頂冷凝器和塔底再沸器的計算與選用。繪圖部分：繪制塔體總圖、浮閥排列圖和塔盤裝配總圖。通過課程設計這一具體的設計實踐，應當達到以下目的：培養(yǎng)綜合運用所學知識、查閱化工資料獲取有關知識和數(shù)據(jù)、進行化工設備初步設計的能力；培養(yǎng)獨立工作及發(fā)現(xiàn)問題、分析問題、解決問題的綜合能力；提高計算能力、培養(yǎng)工程實際觀念；深入了解化工設備的內部結構，掌握板式精餾塔的各主要部件的結構及作用；培養(yǎng)讀圖、識圖、繪圖的能力；培養(yǎng)嚴謹?shù)膶W風和工作作風。在課程設計中，需要注意的事項有：先在草稿紙上（計算軟件中）完成全部過程；獨立完成，設計必要的

5、數(shù)據(jù)計算表，寫出詳細的計算示例；計算過程中要隨時復核計算結果，做到有錯即改，避免大返工；每一個階段的設計完成之后，要求繪制必要的匯總表格并上交；引用參考文獻的地方，查取的標準系列等要注明公式來源，標注清楚；盡量在教室進行設計，以便于答疑和掌握進度； 計算說明書用計算機打印，具體格式參見課程設計書寫規(guī)范。第二章 流程簡圖根據(jù)任務書的要求，初步繪制精餾塔的流程簡圖如下：第三章 全塔物料衡算3.1  全塔的初步物料衡算 處理量：360T/d = 230.2733kmol/h設：塔頂產量為D,塔底產量為W； 各組分進料時的摩爾分率如下：異丁烷XAF&#

6、160;=0.09    正丁烷XBF=0.40  異戊烷XCF=0.30  正戊烷XDF=0.21  已知：XAW=0  XBW=0.005 XCD=0.005 XDD=0方程：F=D+W =230.2733  F×XAF=D×XAD=230.2733×0.09=20.7246F×XBF=D×XBD+W×XBW =230.2733×0.40=92.1093F×XCF=D×XCD+W×X

7、CW =230.2733×0.30=69.0820F×XDF=D×XDD+W×XDW =230.2733×0.21=48.3574XAD+XBD+XCD+XDD =1 解得：D=112.8107 W=117.4626 XAD=0.1837 XBD=0.8113 XCW=0.5833 XDW=0.4117上述計算的結果列于表3-1。物料衡算表異丁烷A正丁烷B異戊烷C正戊烷D合計F質量流量kg/h1202.02685342.33944973.9043481.732815000質量分率0.08010.35620.3316

8、0.23211摩爾流量kmol/h20.724692.109369.08248.3574230.2733摩爾分率0.090.400.300.211D質量流量kg/h1201.95145308.351440.615206550.918質量分率0.18350.81030.006201摩爾流量kmol/h20.723391.52330.56410112.8107摩爾分率0.18370.81030.00501W質量流量kg/h034.06344933.1523481.87688449.0922質量分率00.0040.58390.41211摩爾流量kmol/h00.587368.51648.359411

9、7.4626摩爾分率00.0050.58330.411713.2操作條件的確定3.2.1回流罐壓力確定假設塔頂回流罐溫度為40，塔頂回流罐壓力為：4.25atm由石油化學工程基礎烴類相平衡常數(shù)圖A得相平衡常數(shù)：KA=1.26, KB=0.94, KC=0.40根據(jù)泡點方程：KAXAD+KBXBD+KCXCD= 1.26×0.1837+0.94×0.8113+0.40×0.005=0.9960841 誤差：0.3916%<1% ， 故假設成立。塔頂回流罐壓力：P罐=4.25atm 3.2.2塔頂壓力及溫度取管線壓降為：0.15atm塔頂壓力：PD=4.25+0

10、.15=4.4atm設塔頂溫度為：50，由石油化學工程基礎烴類相平衡常數(shù)圖A得相平衡常數(shù)：KA=1.5, KB=1.15, KC=0.5根據(jù)露點方程：XADKA+XBDKB+XCDKC=0.018371.45+0.81130.94+0.0050.43=1.0014031誤差：0.14%1% ，故塔頂溫度TD=50。3.2.3塔底壓力及溫度A塔底壓力設實際塔板數(shù)N=30，每塊塔板壓降為p= 4mmHg.則PW=PD+N×p=4.4+30×4/760=4.5579atmB. 塔底溫度設TW=90，查圖得KB=2.15, KC=1.06, KD=0.90由泡點方程：KBXAW+K

11、CXCW+KDXDW =0.005×2.15+0.5833×1.06+0.4117×0.90=0.9995781故塔底溫度TW=903.3回流比和理論板數(shù)計算3.3.1最小回流比和最小理論板數(shù)ARmin的確定由如下形式的恩德伍德公式，可算得最小回流比Rmin：重關鍵組分為異戊烷（C）TM=(TD+TW)/2=(50+90)/2=70 PM=(PD+PW)/2=5.0289atm在此溫度壓力下在烴類相平衡常數(shù)圖內查得各組分Ki值并求得與以重關鍵組分異戊烷為對比組分的ij值，結果列于表中。各組分Ki值、ij值KAKB KC KDKi1.911.150.720.59ij

12、=Ki/Kj2.65281.597210.8194又由任務書知e=0.6，則q=1-e=0.4，將物料衡算數(shù)據(jù)代入恩德伍德公式方程組解得： =1.2670 Rmin=2.4520BNmin的確定由芬斯克公式計算最小理論板數(shù)：式中， 塔頂溫度壓力下：KA=1.5, KB=1.15, KC=0.5 BD=2.3塔底溫度壓力下：KB=2.15, KC=1.06, KD=0.90 BW=2.0283帶入公式得： lk,hk=2.1599 , Nmin=11.7892即最小理論板數(shù)為11.7892塊。3.3.2實際回流比和理論板數(shù)在R/Rmin在 13的范圍內，選取若干個回流比值，算出相應的R/Rmin

13、值，并通過如下方程組求得相應的一系列N值，進一步可求得相應的一系列N（R+1）值，部分結果列于表中。X、Y、N、R/Rmin、N(R+1)部分計算結果RRminR/RminXYNN(R+1)R/Rmin2.69722.4521.10.0663204590.58930446331.57523705116.73996641.12.94242.4521.20.1243912340.52944805627.30430991107.64451141.23.18762.4521.30.1756614770.48174095624.60677158103.04331671.33.43282.4521.40.

14、22125970.44255576722.73646543100.7862041.43.6782.4521.50.2620778110.40973923121.361200299.927694541.53.92322.4521.60.2988300290.38179493420.3052200199.966659141.64.16842.4521.70.3320950390.35766405719.46727138100.61464541.74.41362.4521.80.3623466820.33658002418.78502382101.6946051.84.65882.4521.90.3

15、899766730.31797431118.21800678103.09205681.94.9042.45220.4153116530.30141572817.7387782104.729746525.14922.4522.10.4386261630.28657065417.32805269106.55366162.15.39442.4522.20.4601526340.27317639616.97186597108.52489972.25.63962.4522.30.4800891620.26102290516.65984765110.61472442.35.88482.4522.40.49

16、86056240.24993994116.38412783112.80144332.46.132.4522.50.5158485270.2397878681606837022.56.37522.4522.60.5319448960.23045093115.91854549117.40245672.66.62042.4522.70.5470054070.22183225715.72008685119.79334992.76.86562.4522.80.5611269320.2138500815.54016588122.23272872.87.11082.4522.90.

17、5743946340.20643485415.37626717124.71382782.97.3562.45230.5868836760.19952700715.22631508127.23108883以N(R+1)對R/Rmin作圖，找出曲線最低點對應的R/Rmin、N(R+1)值，即可求得適宜的回流比、理論板數(shù)，如圖所示。所求得的實際回流比為3.768，理論板數(shù)為21.3612塊。3.4全塔效率和實際塔板數(shù)全塔效率可用奧康奈爾經(jīng)驗公式表示：其中， 平均溫度下的組分粘度：A=0.0863cp，B=0.0858cp，C=0.1431cp, L,D=0.1521cpL=0.1170mpa/s =

18、(BD+BW)/2=2.1642帶入公式得：Er=0.6861 實際塔板數(shù)：N=Nr/Er=31.1342 圓整為32塊。3.5 進料位置與進料條件設進料位置為第16塊板進料壓力P=PD+(PW-PD)/25×16=4.5011atm 確定進料溫度假設進料溫度為70查圖得KA=2.0, KB=1.40, KC=0.75，KD=0.65 則BC，F(xiàn)=1.8667KiXi/(e(Ki-1)+1)=1.0016誤差1% 故滿足假設 進料壓力為4.5011atm帶入數(shù)據(jù)得NR/NS=0.8893又NR+NS=32 NR=0.8893NS NR=15.0625 NS=16.9375故進料位置為

19、第16塊塔板，與假設符合。3.6 非清晰分割驗算塔頂：KA=1.5, KB=1.15, KC=0.5 AC，D= 3塔底：KA=3，KB=2.15, KC=1.06 AC，W= 2.830Nmin=11.7892則XAW=1.24×10-5 0 此含量極微因此清晰分割假設合理。第四章 能量衡算4.1 冷凝器熱負荷塔頂冷凝液溫度為40，壓力為4.25atm，塔頂蒸汽的溫度為50，壓力為4.4atm,查表得各物質焓值表：表4-1塔頂各物質焓值表狀態(tài)氣相液相組分千卡/公斤KJ/mol千卡/公斤KJ/mol異丁烷16540.05919523.0643正丁烷17542.48699523.064

20、3異戊烷17051.23549027.1246HV,D=HVAXA,D+HVBXB,D+HVCXC,D =40.0591×0.1837+42.4869×0.8113+51.2354×0.005 =42.0847 KJ/molHL,D=HLAXA,D+HLBXB,D+HLCXC,D =23.0643×0.1837+23.0643×0.8113+27.1246×0.005 =23.0846 KJ/molQD=(R+1)D (HV,D - HL,D) =(3.678+1) ×112810.7×(42.0847-23.08

21、46) =1.0027×107 KJ/h4.2 再沸器熱負荷塔底溫度為90，壓力為4.5579atm,查表得各物質的焓值表：表4-2塔頂各物質焓值表狀態(tài)氣相液相組分千卡/公斤KJ/mol千卡/公斤KJ/mol正丁烷19046.128612029.1339異戊烷18555.756211534.6593正戊烷191.557.7152115.534.8099HL,W=HLB·XB,W+HLC·XC,W+HLD·XD,W =29.1339×0.005+34.6593×0.5833+34.8099×0.4117 =34.6937 KJ

22、/mol進料處溫度70，壓力4.5011atm，查得各物質焓值表：表4-3進料各物質焓值表狀態(tài)氣相液相組分千卡/公斤KJ/mol千卡/公斤KJ/mol異丁烷17241.758510826.2205正丁烷18344.4291 10725.9777異戊烷17753.345110331.0426正戊烷183.555.3041102.530.8919進料液相組成：XAL=XAF/1+(KAF-1)e=0.09/1+1×0.6=0.0563XBL=0.3226 XCL=0.3529 XDL=0.2658進料氣相組成：YAV=KAF·XAL=2×0.0563=0.1126YB

23、V= KBF·XBL =1.4×0.3226=0.4516YCV= KCF·XCL=0.75×0.3529=0.2647YDV= KDF·XDL=0.65×0.2658=0.1728進料處氣相焓值：HVF=HAV·YAV+HBV·YBV+HCV·YCV+HDV·YDV =41.7585×0.1126+44.4291×0.4516+53.3451×0.2647+55.3041×0.1728 =48.4432 KJ/mol 進料處液相焓值：HLF=HAL

24、83;YAL+HBL·YBL+HCL·YCL+HDL·YDL =26.2205×0.0563+25.9777×0.3226+31.0426×0.3529+30.8919×0.2658 =29.0226 KJ/mol進料焓值：HF=e·HVF+(1-e)·HLF=0.6×48.4432+0.4×29.2206=40.6750 KJ/mol全塔熱量衡算：塔頂產品帶出熱量：QD=D·HLD=112810.7×23.0846=2604189.9=2.6042×10

25、6 KJ/h進料帶入的熱量：QF=F·HF=230373.3×40.6750=9.3664×106 KJ/h塔底產品帶出熱量：QW=W·HW=117462.6×34.6937=4.0752×106 KJ/h冷凝器熱負荷：QC=1.0027×107 KJ/h由 QF+QB=QD+QW+QC+Q損 解得 QB=7.7263×106KJ/HQ損=0.05QB Q損=3.8632×105KJ/H即再沸器熱負荷為7.7263×106KJ/H4.3塔頂冷凝水及塔底蒸汽用量冷卻水用量：塔底溫度為90，所以選擇

26、120的蒸汽，在該條件下水的潛熱通過石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊5為 =2205.2 KJ/kg.水蒸氣用量：第五章 精餾塔的選型與設計5.1 塔徑5.1.1精餾段1、密度和表面張力的計算塔頂氣相平均相對分子質量 塔頂氣相密度為通過查表查得密度：在塔頂?shù)臈l件下，查得 異丁烷的液相密度為： 正丁烷的液相密度為： 異戊烷的液相密度為：塔頂液相密度為：通過查表查得表面張力：在塔頂條件下，液相異丁烷的表面張力為： 液相正丁烷的表面張力為： 液相異戊烷的表面張力為：塔頂液相表面張力為：2、氣、液相負荷3、Smith法因為是常壓塔，取板上液層高度為：取板間距查化工工藝與設備課程設計可得對應板間距下的為氣相負荷因數(shù)

27、C，在對應的下可以求得相應的C為：C=0.06767/0.08036/0.09728 最大容許氣速為：，在對應的C下，求得相應的最大氣速相應為實際選用的空塔氣速u應為：在對應的下求得相應的空塔氣速為：u=0.3507/0.4165/0.5041m/s塔徑為：在對應的空塔氣速下求得相應的塔徑為：D=1.7932/1.6455/1.4957m4、波律法最大允許氣速為：求得在相應的板間距下的最大允許氣速為：適宜的氣速流通截面上的氣速：當塔徑D>900mm或>500mm或常壓、加壓塔：K=0.82根據(jù)化工工藝與設備課程設計，取系統(tǒng)因數(shù)適宜的空塔氣速：在相應的最大允許氣速下，求得的適宜空塔氣

28、速為：u=0.2418/0.3117/0.3415m/s在相應的適宜空塔氣速下，求得塔徑為：1.4858/1.4471/1.3826m將Smith法和波律法進行比較，以的大小作為代表數(shù)據(jù),找出最小值對應的塔板間距和塔徑。將上述的數(shù)據(jù)匯成表格，如下所示：表5-1精餾段塔徑計算Smith波律法(mm)450500600450500600D(m)1.81.81.61.61.61.4(×106)1.4581.6201.5361.1521.2801.176根據(jù)數(shù)據(jù)表，選出精餾段HT=450mm, D=1.6m5.1.2提餾段1、密度及表面張力塔底氣相密度為：在塔底的條件下，查得 正丁烷的液相密

29、度為： 異戊烷的液相密度為：正戊烷的液相密度為：塔底液相密度為：在塔底條件下，液相正丁烷的表面張力為： 液相異戊烷的表面張力為：液相正戊烷的表面張力為：塔底液相表面張力為：2、氣、液相負荷3、Smith法因為是常壓塔，取板上液層高度為：取板間距查化工原理課程設計1圖2-7可得對應板間距下的為：氣相負荷因數(shù)C，在對應的下可以求得相應的C為：C=0.06268/0.06686/0.09194 最大容許氣速為：在對應的C下，求得相應的最大氣速相應為實際選用的空塔氣速u應為：在對應的下求得相應的空塔氣速為：u=0.3054 /0.3257 /0.4479 m/s塔徑為：在對應的空塔氣速下求得相應的塔徑

30、為：D=1.7171/1.6627/1.4179m4、波律法最大允許氣速為：求得在相應的板間距下的最大允許氣速為：適宜的氣速流通截面上的氣速：當塔徑D>900mm或>500mm或常壓、加壓塔：K=0.82根據(jù)表2-4，取系統(tǒng)因數(shù)。適宜的空塔氣速：在相應的最大允許氣速下，求得的適宜空塔氣速為：u=0.4243/0.4472/0.4899m/s在相應的適宜空塔氣速下，求得塔徑為：1.4568/1.4180/1.3557m將Smith法和波律法進行比較，取塔徑較大的數(shù)值，以的大小作為費用的代表數(shù)據(jù),找出最小值對應的塔板間距和塔徑。將上述的數(shù)據(jù)匯成表格，如下所示：表5-2提餾段塔徑計算Sm

31、ith波律法(mm)450500600450500600D(m)1.81.81.61.61.61.4(×106)1.4581.6201.5361.1521.2801.176根據(jù)數(shù)據(jù)表，選出精餾段HT=450mm, D=1.6m總結：精餾段和提餾段都選擇塔徑D=1600mm，板間距HT=450mm板上液層高度hl=80mm。5.2 塔板5.2.1溢流裝置的設計計算1、板上液流形式的決定精餾段和提餾段的液相負荷分別為： ，塔徑初選為1600mm，根據(jù)化工工藝與設備課程設計1表2-5，選擇單流型。2、溢流堰單流式塔板的堰長一般為塔徑的60%80%，塔徑為1600mm，所以選擇堰長為：對常壓

32、及加壓塔，一般取堰高為4060mm，所以。對于溢流堰的型式，先取為平口堰。對于精餾段，對于提餾段。取E=1。將上述數(shù)據(jù)代入，則堰上液層高度在精餾段為0.0733m，在提餾段為0.0835m。，所以假設基本一致。3、降液管面積及寬度的決定一般情況下都是用弓形降液管，根據(jù)，通過查化工工藝與設備課程設計1附表7可得：lw/D=0.7，WD=255mm，Ad=2070cm2， AT=2.0097m24、受液盤由于塔徑較大，物流無懸浮固體，也不易聚合，故受液盤采用凹形受液盤，盤深取50mm，并且開兩個的淚孔。 圖5-1凹型受液盤式塔板結果示意圖5、進口堰凹形受液盤不必設進口堰。6、降液管底隙高對于凹形受

33、液盤，一般底隙高度等于盤深，所以降液管底隙高度為hb=50mm。5.2.2浮閥塔板結構參數(shù)的確定 塔徑大于800mm，故采用分塊式塔板，分塊式塔板由兩塊弓形板、一塊通道板和數(shù)個矩形板構成。1、浮閥型式的選擇選用F1型浮閥中的重閥，閥徑48mm，閥孔直徑39mm，重約33g。2、浮閥的排列分塊式塔板采用叉排，等腰三角形排列，其底邊固定為75mm，高t根據(jù)開孔率而變更。3、開孔率（1）精餾段查表選取標準塔板，塔徑D=1600mm,AT=2.011m2,HT=450mm,Wd=255mm,Ad=0.207m2,浮閥個數(shù)為176個，開孔率為10.5%。Wc=90mm,WF=140mm。X=D/2-(

34、Wd+ WF )= 0.405m=D/2-WC=0.9-0.085=0.71m塔板有效鼓泡面Aa=1.0844m2。等腰三角形邊長S=75mm ,排間距t=Aa/NS=1.0844/(0.075*176)=0.08215m驗證：=0.3517m/s =0.4405m/s=2.8159m/s =3.03m/s取u0D=3.1m/s, u0W=3m/s浮閥動能因數(shù)動能因數(shù):FOD=u0Dv=9.6104(8,17)FOW=u0Wv=9.9531(8,17)塔頂、塔底浮閥動能因數(shù)均在817之間，因此所選標準浮閥塔盤合適，基本無漏液現(xiàn)象。5.2.3浮閥塔板流體力學計算1、塔板壓力降浮閥塔板壓力降認為由

35、三部分組成，氣流通過干塔板，通過液層的壓力降為，克服液相表面張力的壓力降。 以液柱高度表示壓力降： （1）干板壓力降對33gF-1型重閥，全開前的干板壓降：（m液柱）全開后的干板壓降： 閥孔動能因數(shù) 精餾段：，提餾段：，所以精餾段、提餾段都是全開，代入公式分別計算可得：精餾段：。提餾段：(2)液層壓力降 為充氣系數(shù)，取=0.5。精餾段：提餾段：(3) 氣體克服液體表面張力的壓強降由于氣體克服表面的壓強降很小，可以忽略.(4)塔板壓降精餾段： 提餾段：2、霧沫夾帶量(1)霧沫夾帶量 用阿列克山德羅夫經(jīng)驗公式計算：其中取 ，A=0.159，n=0.95。代入數(shù)據(jù)解得：精餾段：m=0.3424，e=

36、0.00454（kg霧沫/kg氣體）提餾段：m=0.3043，e=0.01035kg（霧沫/kg氣體）。該值遠小于0.1 kg（霧沫/kg氣體）,故滿足要求。(2)泛點率泛點率 其中，代入數(shù)據(jù)解得精餾段 ，提餾段 經(jīng)驗證，e<0.1kg/kg, ,合理。3、降液管內液面高度 降液管內液面高度代表液相通過一層塔板所需的液位高度。取，浮閥塔很小，可以忽略不計。為塔板壓降，精餾段：，提餾段為液體流過降液管時的阻力損失，。其中：，代入數(shù)據(jù)后求得：精餾段：，提餾段：，為了防止淹塔，降液管內液面高度應該滿足：取，則滿足要求。4、液漏根據(jù)已經(jīng)求得的閥孔動能因數(shù)，查化工原理課程設計1表2-6可知，在正常

37、工作范圍內，所以不存在液漏現(xiàn)象。5、液體在降液管內的停留時間及流速 1、液體在降液管內的停留時間 代入數(shù)據(jù)，可以求得：精餾段：，提餾段：2、流速代入數(shù)據(jù)解得精餾段 ，提餾段 。經(jīng)驗證： ，流速合理5.2.4負荷性能圖一、精餾段的負荷性能圖1、過量霧沫夾帶線 2、淹塔線簡化以后 其中 代入數(shù)據(jù)經(jīng)計算可得： 所以 3、過量液漏線4、降液管超負荷線5、液相負荷下限線6.操作線將精餾段數(shù)據(jù)代入上述5個方程并繪制在同一坐標系中，并將操作線方程一并繪出，得到精餾段的負荷性能圖如下：操作彈性K=VM/VN=3780/1220.6=3.10， 符合條件。二、提餾段的負荷性能圖1、過量霧沫夾帶線 2、淹塔線簡化

38、以后 其中 代入數(shù)據(jù)經(jīng)計算可得： 所以 3、過量液漏線4、降液管超負荷線5、液相負荷下限線6.操作線將提餾段數(shù)據(jù)代入上述5個方程并繪制在同一坐標系中，并將操作線方程一并繪出，得到提餾段的負荷性能圖如下：操作彈性K=VM/VN=3000/1140.5509=2.63， 符合條件。5.3.塔體初步設計5.3.1筒體考慮到塔的操作溫度、壓力、物性的腐蝕性及經(jīng)濟性，塔體采用碳鋼（Q235F鋼）。根據(jù)塔體承受壓力和塔體直徑，查表3,P93取壁厚為6mm。5.3.2封頭采用碳鋼橢圓形封頭，厚度取稍厚于筒體。查表3,P94選取標準橢圓形封頭，其結構尺寸如下：公稱直徑Dg=1600 mm，曲面高度h1=450

39、 mm，直邊高度h2=40 mm，封頭厚度S=10mm。5.3.3人孔根據(jù)每7塊板設置一個人孔，塔頂、塔底，進料處必須設置的原則，選擇在塔頂及第8、15、22塊板之上及塔底各設置一個人孔，第15塊板之上即進料處。人孔規(guī)格為Dg450，即 450×6mm的圓形人孔。設置人孔的地方，塔板間距應大于等于700mm。5.3.4塔高塔頂空間高度取HD=1.4m。由于進料為兩相進料，進料空間高度可取HF=1.2m。塔底空間高度用下式計算：塔底產品停留時間取為10 min，則于是HB可取為4m。塔的總高其中inf，即進料板序號。設有人孔的位置板間距取0.6 m。代入數(shù)據(jù)算得H=20.6m5.3.5

40、裙座塔的高徑比為12.7166，選用圓筒形裙座，高度取3m。裙座筒體上開4個50 mm的排氣孔，開2個Dg450的人孔。5.3.6接管的設計1.塔頂蒸汽出口管徑從塔頂至冷凝器的蒸汽導管的尺寸必須適當，以避免過大的壓力降。對加壓塔，取蒸汽流速為16m/s。則蒸汽導管直徑代入數(shù)據(jù)解得dv=0.2655 m考慮到生產中操作回流比的變動，式中代入VS值時已適當放大。查表3,P109-110取標準接管，其參數(shù)如下：公稱直徑Dg=300 mm，外徑×厚度為325×10 mm，接管伸出長度H=200 mm，補強圈外徑D=550 mm，補強圈內徑d=329 mm。2.回流管管徑回流用泵輸送

41、，取流速uR=2.0 m/s?；亓鞴芄軓酱霐?shù)據(jù)解得dR=0.0892 m考慮到生產中操作回流比的變動，式中代入LS值時已適當放大。查表3,P106取標準接管，其參數(shù)如下：dg2×S2=108×4，dg1×S1=133×43.進料管管徑進料為氣液相混合進料，料液速度用如下公式估算：經(jīng)驗氣速uV選為16 m/s，e為進料的質量氣化分數(shù)。因進料的摩爾氣化率為0.32，進料氣相平均摩爾質量為58.7648g/mol，液相平均摩爾質量為63.8028g/mol，故代入數(shù)據(jù)解得進料的氣相體積流率VF,S=0.0441 m3/s將數(shù)據(jù)代入下式解得df=0.094m計

42、算時已考慮到生產中操作回流比的變動作出適當放大。查表3,P109-110取標準接管，其參數(shù)如下：dg2×S2=108×4，dg1×S1=133×44.塔底出料管管徑對一次通過式再沸器，取塔底出料管的料液流速為0.8 m/s。塔底出料管管徑代入數(shù)據(jù)解得dW=0.0736m計算時已考慮到生產中操作回流比的變動作出適當放大。查表3,P109-110取標準接管，其參數(shù)如下：dW=80mm標準管5.塔底至再沸器連接管管徑dL=0.123m計算時已考慮到生產中操作回流比的變動作出適當放大。查表3,P109-110取標準接管，其參數(shù)如下：dL=125mm標準管6.再沸

43、器返塔聯(lián)接管管徑對于熱虹吸式一次通過式再沸器，返塔為氣液兩相混合，料液速度用如下公式估算：經(jīng)驗氣速uV選為16m/s，e為返塔的質量氣化分數(shù)。因蒸汽量為提餾段的氣相負荷，液相量為塔底產品量。蒸汽量為提餾段的氣相負荷，故返塔的氣相體積流率VS=0.4m3/s將數(shù)據(jù)代入下式解得db=0.178m計算時已考慮到生產中操作回流比的變動作出適當放大。查表3,P109-110取標準接管，其參數(shù)如下：dW=200mm標準管。第六章 塔體輔助設計6.1列管式換熱器的設計1、冷凝器根據(jù)前面求得的數(shù)據(jù)，2、有效平均溫差 3、冷卻劑用量根據(jù)前面求得的數(shù)據(jù)，4、傳熱面積冷凝器中熱流體為有機蒸汽，冷流體為水，根據(jù)化工原

44、理課程設計1表1-5取。根據(jù)化工工藝與設備課程設計2 附表4，選取浮頭式冷凝器，殼徑為900mm，管程數(shù)為6，管長為6m，換熱面積為195.6,。6.2再沸器的設計1、再沸器的熱負荷根據(jù)前面求得的數(shù)據(jù)，2、有效平均溫差 根據(jù)化工原理課程設計1表1-5取。3、換熱面積根據(jù)化工原理課程設計1附表9取臥式熱虹吸式再沸器，型號為FLA500-80-25-2。第七章 結果匯總表物料衡算表異丁烷A正丁烷B異戊烷C正戊烷D合計F質量流量kg/h1202.02685342.33944973.9043481.732815000質量分率0.08010.35620.33160.23211摩爾流量kmol/h20.724692.109369.08248.3574230.2733摩爾分率0.090.40.30.211D質量流量kg/h1201.95145308.351440.615206550.918質量分率0.18350.81030.006201摩爾流量kmol/h20.723391.52330.56410112.8107摩爾分率0.18370.81030.