二硫化碳和四氯化碳精馏塔工艺设计.doc

课程设计报告课程设计报告处理量为处理量为 2 25050T T/a a 的的二硫化碳和四氯化碳二硫化碳和四氯化碳精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计专专业：业：化学工程与工艺化学工程与工艺单单位位河南科技学院河南科技学院班班级：级：化工化工 103 班班姓姓名：名：高珍琪高珍琪指导教师：指导教师：乔梅英乔梅英日日期期2012 年年 12 月月 15 日日【精馏塔设计任务书】【精馏塔设计任务书】一一设计题目设计题目精馏塔及其主要附属设备设计二二 工艺条件工艺条件生产能力：7.5 万吨每年（料液）年工作日：7200 小时原料组成：34%的二硫化碳和 66%的四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 97%的二硫化碳，釜液 5%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点进料；加热方式：直接蒸汽加热回流比：1.8工作时间：每年工作 300 天，每天工作 24 小时三三 设计内容设计内容1确定精馏装置流程;2工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5主要附属设备设计计算及选型四四 设计结果总汇设计结果总汇将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。五五 参考文献参考文献列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。流程的设计及说明流程的设计及说明图 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内。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。【已知参数】【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()密度3/g cm二硫化碳2CS7646.51.2601.595四氯化碳4CCl15476.8表 2液体的表面加力(单位:mN/m)温度46.55876.5二硫化碳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碳摩尔分率 x气相中二硫化碳摩尔分率 y液相中二硫化碳摩尔分率 x气相中二硫化碳摩尔分率 y00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.33250.49500.39080.53180.66300.75740.86041.00.63400.74700.82900.87900.93201.0【设计计算】【设计计算】一、精馏流程的确定一、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。二、塔的物料衡算二、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0.32Fx 0.96Dx0.024Wx（二）、平均分子量0.32 76(1 0.32)154129.040.96 76(1 0.96)15479.120.024 76(1 0.024)154152.128FDWMMM（三）、物料衡算每小时处理摩尔量750000007500000080.72/129.04*7200FFkmol hM总物料衡算DWF易挥发组分物料衡算0.960.0240.32DWF联立以上三式可得：25.53/55.19/80.72/Dkmol hWkmol hFkmol h三、塔板数的确定三、塔板数的确定（一）理论板 NT的求法用图解法求理论板（1）根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出 y-x 图,如图 2 所示（2）进料热状况参数 q=1（3）q 线方程0.32Fx 图 2二硫化碳、四氯化碳的 y-x 图及图解理论板（4）最小回流比minR及操作回流比 R依公式min0.960.56451.620.56450.32DqqqxyRyx取操作回流比min1.81.8 1.622.926RR精馏段操作线方程3.240.960.760.23114.244.24DXRyxxxRR按常规 M,T，在图(1)上作图解得：(11)TN 层（不包括塔釜），其中精馏段为 7层，提馏段为 4 层.(二)全塔效率TE0.170.616lgTmE塔内的平均温度为 60,该温度下的平均粘度m0.340.660.33 0.30.66 0.681.428mAB故:0.170.616lg1.4280.43TE(三)实际板数 N精馏段:7/16.3(TNE精层 取17层)提馏段:4/9.3TNE提层(取10层)四：塔工艺条件及物性数据计算四：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=101.3 取每层塔板压降P=0.7kPa 则：进料板压强：PF=101.3+170.7=113.2kPa塔釜压强：Pw=101.3+100.7=108.3kPa精馏段平均操作压强：Pm=113.2 108.3110.752=109.5 kPa提馏段平均操作压强：Pm=101.3 113.2107.252=116.8kPa.(二)操作温度的计算近似取塔顶温度为 47.5,进料温度为 58,塔釜温度为 76精馏段平均温度()47.55852.522VDFmttt精=提馏段平均温度()58766722WFmttt提(三)平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由 xD=y1=0.96 查平衡曲线,得 x1=0.927VDm0.96 76(1 0.96)15479.12/Mkg kmolLDm0.927 76(1 0.927)15475.07/Mkg kmol；进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：yF=0.582xF=0.32；VFm0.582 76(1 0.582)15498.98/Mkg kmol；LFm0.32 76(1 0.32)154129.04/Mkg kmol；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：xW=0.0241x=0.0796VWm0.024 764(1 0.024)154152.128/Mkg kmolLWm0.0796 76(1 0.0796)154147.79/Mkg kmol精馏段平均摩尔质量：Vm()(79.1298.98)289.05/Mkg kmol精；Lm(75.07129.04)2102.06/Mkg kmol精)；提馏段平均摩尔质量：Vm()(98.98 152.128)2125.55/Mkg kmol提；Lm()(147.79 129.04)2138.42/Mkg kmol提；（四)平均密度计算：m1、液相密度Lm：塔顶部分依下式：1ABLmLALB（为质量分率）；其中A=0.941,B=0.059；即：30.9410.05911275.2/12601295LmLmkg m；进料板处：由加料板液相组成：由 xF=0.32 得AF=0.203；30.2031 0.20311513.3/12601595LFmLFmkg m；塔釜处液相组成：由 xW=0.024 得AW=0.0253；30.02531 0.025311636.3/12601595LWmLWmkg m；故 精馏段平均液相密度：3L()(753.4867.9)2810.7/mkg m精；提馏段的平均液相密度：3L()(1636.3 1513.3)21574.8/mkg m提；2、气相密度Vm：精馏段的平均气相密度Vm()3Vm()p109.5 91.973.78/8.314(52.2523.1)mMkg mRT精精提馏段的平均气相密度Vm()3Vm()p116.8 125.555.18/8.314(67.25273.1)mMkg mRT提提（五）液体平均表面张力m的计算液相平均表面张力依下式计算，及Lm1niiix塔顶液相平均表面张力的计算由Dt=47.5查手册得：A28.5/mN m；23.6/BmN m；LDm0.96 28.50.04 23.628.304/mN m；进料液相平均表面张力的计算由Ft=58查手册得：A26.5/mN m；22.6/BmN m；LDm0.32 26.5(1 0.32)22.623.56/mN m；塔釜液相平均表面张力的计算由Wt=76.33查手册得：A24.6/mN m；20.8/BmN mLWm0.024 24.5(1 0.024)20.220.303/mN m；则：精馏段液相平均表面张力为：m()/mN m精(20.17+51.24)2=35.71提馏段液相平均表面张力为：m()(23.5620.69)222.13/mN m提（六）液体平均粘度的计算Lm液相平均粘度依下式计算，即Lmiix；塔顶液相平均粘度的计算，由由Dt=47查手册得：0.35AmPa s；0.72BmPa s；0.96 0.330.04 0.710.365LDmmPa s；进料板液相平均粘度的计算：由Ft=58手册得：0.30AmPa s；0.64BmPa s；0.32 0.280.68 0.640.51LFmmPa s；塔釜液相平均粘度的计算：由Wt=76查手册得：0.25AmPa s；0.51BmPa s；0.04 0.250.96 0.510.499LWmmPa s；五、精馏塔气液负荷计算五、精馏塔气液负荷计算精馏段：V=(R+1)D=(2.92 1)23.8293.37/kmol h()3Vm()93.37 89.050.61m/36003600 3.78VmsVMVs精精L=RD=2.9223.8269.56/kmol h()3Lm()77.18 102.060.0027m/36003600 810.7LmsLMLs精精Lh=36000.0027=9.723m/h提馏段：100.99VVkmol；()()3Vm()93.37 125.550.63m/36003600 5.18VmsV MVs提提提；L=L+F=69.56+80.72=150.28kmol/h；()3Lm()150.28 138.420.0037m/36003600 1574.8LmsLMLs提提；3L3600 0.003713.2m/hh；六、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算六、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-hL=0.40-0.07=0.3311220.0023 1394.3()()()()0.04251.043.78sLsVLV查图表20C=0.078；依公式0.20.22026.06()0.078()0.07332020CC；max1394.33.780.0781.496/3.78LvvuCm s取安全系数为 0.6，则：u=0.6maxu=0.61.496=0.898m/s故：44 1.151.630.898sVDmu；按标准，塔径圆整为 1.8m,则空塔气速为2244 1.150.53/1.63sVum sD塔的横截面积2221.82.5444TADm提馏段：11220.00277 1574.8()()()()0.05070.9565.14sLsVLV；查图20C=0.068；依公式：0.20.22022.09()0.0680.06942020CC；max1574.85.140.06941.213/5.14LvvuCm s取安全系数为 0.60，max0.60.6 1.2130.7278/uum s；44 0.9561.170.849sVDmu；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.m塔的横截面积:2221.82.5444TADm空塔气速为2244 0.9560.49/1.3sVum sD板间距取 0.4m 合适（二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：精馏段：1、溢流堰长wl为 0.7D，即：0.7 1.81.26wlm；2、出口堰高 hwhw=hL-how由 lw/D=1.26/1.8=0.7,2.52.59.726.81.26hwLlm查手册知：E 为 1.03 依下式得堰上液高度：22332.842.849.721.030.014100010001.26howwLhEml故：Lowh-h0.070.0140.056whm3、降液管宽度dW与降液管面积fA有/wlD=0.7 查手册得/0.14,/0.08dfTWDAA故：dW=0.14D=0.141.8=0.252m2220.080.081.80.203444fADm0.2034 0.435.65,0.0023fTsA HssL符合要求4、降液管底隙高度0h取液体通过降液管底隙的流速0u=0.1m/s依式计算降液管底隙高度0h，即：000.00230.01831.26 0.1swLhml u提馏段：1、溢流堰长wl为 0.7D，即：0.7 1.81.26wlm；2、出口堰高whwLow h=h-h；由/D=1.26/1.8=0.7wl，2.52.59.726.451.26hwLlm查手册知E 为 1.04 依下式得堰上液高度：22332.842.849.721.040.0115100010001.26howwLhEml0.070.01150.0688whm。3、降液管宽度dW与降液管面积fA有/wlD=0.7 查手册得/0.14,/0.08dfTWDAA故：dW=0.14D=0.141.=0.182m2220.080.081.80.203444fADm0.2034 0.435.65,0.0023fTsA HssL符合要求降液管底隙高度0h取液体通过降液管底隙的流速0u=0.008m/s依式计算降液管底隙高度0h：即000.002300.00281.26 0.008swLhml u（三）塔板布置1、取边缘区宽度cW=0.035m,安定区宽度sW=0.065m精馏段：依下式计算开孔区面积22212sin180 xAx RxRR其中1.30.1820.0650.40322dsDxWWm1.30.0350.61522cDRWm故:22210.4032 0.403 0.6150.4030.615 sin1800.615A20.915m提馏段：依下式计算开孔区面积22212sin180 xAxRxRR22210.2232 0.223 0.3650.2230.365 sin1800.365=0.3042m其中0.80.1820.0650.15322dsDxWWm0.80.0350.36522cDRWm（四）筛孔数 n 与开孔率取筛孔的孔径 d0为 5mm 正三角形排列，一般碳钢的板厚为 4mm,取0/3.5t d 故孔中心距 t=3.55.0=17.5mm依下式计算塔板上筛孔数 n,即33221158 101158 100.915346017.5nAt孔依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即：020A0.907%7.5%(/)At d（在 515%范围内）精馏段每层板上的开孔面积oA为20.075 0.9150.0686oAAm气孔通过筛孔的气速01.1216.32/0.0686soVum sA提馏段每层板上的开孔面积oA为20.101 0.3040.0307oAAm气孔通过筛孔的气速00.61719.87/0.0307soVum sA（五）塔有效高度精馏段mZ精（12-1）0.4=4.4；提馏段有效高度mZ提（6-1）0.4=2.0；在进料板上方开一人孔，其高为 0.8m，一般每 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 3 个。故：精馏塔有效高度3 0.88.02.02.412.4ZZZm 精提七筛板的流体力学验算七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ph1、根据pclhhhh干板压降相当的液柱高度ch2、根据0/5/41.25d，查干筛孔的流量系数图00.89c精馏段由下式得ch=220016.323.780.0510.0510.03010.891394.3vlumC 提馏段由下式得220015.165.140.0510.0510.04270.891574.8vcluhmC 3、精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度lh1.040.20/2.540.2034stfvum sAA0.45 3.60.854avFu由图充气系数0与aF的关联图查取板上液层充气系数0为 0.57则lh=0Lh=00.570.080.0456wowhhm提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度lh0.9560.409/2.540.2034stfvum sAA0.409 5.180.931avFu由图充气系数0与aF的关联图查取板上液层充气系数0为 0.58则lh=0Lh=00.58 0.080.0464wowhhm3、精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h由h=3044 26.06 100.001521384.3 9.81 0.005Lmgd提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h由h=3044 22.09 100.001441574.8 9.81 0.005Lmgd故精馏段ph=0.0301+0.0456+0.00152=0.07722m单板压降pLPhg=0.07722 138.43 9.819710.997(1.0)pakpakpa（设计允许值）故提馏段0.00427+0.0464+0.00144=0.05211mph单板压降pLPhg=0.05211 1574.8 9.818050.805(1.0)pakpakpa（设计允许值）（二）精馏段雾沫夹带量ve的验算由式ve=3.265.7 10TfuHh=3.2635.7 100.226.06 100.42.5 0.07=41.5 10kg 液/kg 气0.1kg 液/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ve的验算由式ve=3.265.7 10TfuHh=3.2635.7 100.78322.09 100.42.5 0.07=0.0239kg 液/kg 气0.1kg 液/kg 气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带（三）精馏段漏液的验算04.40.00560.13owLlVuChh=4.4 0.890.00560.13 0.070.001521394.3/3.78x=8.7/m s筛板的稳定性系数015.161.84(1.5)8.7owuku故在设计负荷下不会产生过量漏液提馏段漏液的验算04.40.00560.13owLlVuChh4.4 0.890.00560.13 0.070.001441574.8/5.14=7.89/m s筛板的稳定性系数015.161.92(1.5)7.89owuku故在设计负荷下不会产生过量漏液（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dTwHHh 由dpLdHhhh计算dH22030.00230.1530.1531.26 0.01831.56 100.00156SdwLhl hmdH=0.082+0.06+0.00098=0.143m取=0.5，则TwHh=0.5（0.4+0.057）=0.229m故dHTwHh，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dTwHHh 由dpLdHhhh计算dH22030.002770.1530.1531.26 0.03041.534 100.00153SdwLhl hm=0.0903+0.07+0.00153=0.162mdH 取=0.5，则=0.5(0.4+0.0554)=0.2272mTwHh故dHTwHh，在设计负荷下不会发生液泛八塔板负荷性能图八塔板负荷性能图提馏段(一)雾沫夹带线（1）ve3.265.7 10TfuxHh式中0.8191.3270.1062sssTfvvuvAA（a）fh=2/3336002.52.52.84 10swowwwLhhhEl近似取 E1.0，wh=0.057m，wl=0.91m故fh=2/3336002.5 0.0572.84 100.91SLx=0.1425+1.7762/3SL（b）取雾沫夹带极限值ve为 0.1Kg 液/Kg 气，已知=20.06/mN m，TH=0.4m，并将（a），（b）式代入3.265.7 10vTfueHh得3.2632/30.8195.7 101.026.06 100.40.1425 1.776sSvL整理得sv=2/32.132 14.70SL（1）此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个 Ls,计算出相应的 Vs 值。列于表中表 Ls.3/ms-30.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10Vs.3/ms2.1272.0391.9261.831（二）液泛线令()dTwHHhdpLdHhhhpcLhhhhLwowhhh联立得()TwpwowdHhhhhh近似的取 E=1.0,0.91wl 32/332/336002.84 10()36002.84 10()1.26sowwslhll整理得2/30.7104owshl(c)220000220.51()()0.51()()3.780.51()()0.89 0.06861394.30.0371vsvcllssuVhCC AVV取00.6,近似的有2/302/3()0.6(0.0620.7104)0.30420.426cwowsshhhLL0.00152h故:22/30.30710.30420.4260.00152psshVL(d)由式2200.153()0.153()0.91 0.025ssdwLLhlh2296.6sL(e)将0.4,0.057,0.5THm hw,及(c),(d),(e)代入得22/32/320.5(0.40.057)0.03570.03710.4260.0570.7104296.6ssssVLLL整理得:22/323.660.71047794.6ssSVLL此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个 Ls,计算出相应的 Vs 值。列于表中表Ls.3/ms-30.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10Vs.3/ms1.8551.8001.7181.633（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5fTsA HL则.max0.4 0.20340.0162755fTsA HL3/ms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）由,minou=4.4oC(0.00560.13)lLvhh,minou=,minsoVALh=wh-owhowh=232.841000hwLEl200.686Am得,min2/31394.34.4 0.8930.00560.13(0.0570.71040.001520.6863.78ssVL整 理得:2/3,min2.69 0.4240.341ssVL此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个 Ls,计算出相应的 Vs 值。列于表表Ls.3/ms-30.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10Vs.3/ms2.1272.0391.9261.831(五)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层告诉owh=0.006m，化为最小液体负荷标准,取 E1.0。由owh=2/336002.840.0061000swLEl即:0.006=2/3,min36002.840.00610001.26sL则43,min6.54 10sLms(4)(3)(1)(2)(5)P12345876543210.minSV.maxSV3/SVms3310/SLms图3 精馏段负荷性能图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，下限由漏夜线控制精馏段操作弹性=,max,min1.3262.530.524ssVV提馏段(一)雾沫夹带线（1）ve3.265.7 10TfuxHh式中0.8121.3270.1062sssTfvvuvAA（a）fh=2/3336002.52.52.84 10swowwwLhhhEl近似取 E1.0，wh=0.057m，wl=0.91m故fh=2/3336002.5 0.05442.84 100.91SL=0.136+1.7762/3SL（b）取雾沫夹带极限值ve为 0.1Kg 液/Kg 气，已知=22.09/mN m，TH=0.4m，并将（a），（b）式代入3.265.7 10vTfueHh得3.2632/30.8125.7 101.022.09 100.40.136 1.776sSvL整理得sv=2/34.30328.94SL（1）此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个 Ls,计算出相应的 Vs 值。列于表中。表 Ls.3/ms-30.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10Vs.3/ms4.0973.9243.7013.514（二）液泛线令()dTwHHhdpLdHhhhpcLhhhhLwowhhh联立得()TwpwowdHhhhhh近似的取 E=1.0,0.91wl 32/332/336002.84 10()36002.84 10()0.91sowwslhll整理得2/30.7104owshl(c)220000220.51()()0.51()()5.140.51()()0.89 0.06861574.80.0501vsvcllssuVhCC AVV取00.6,近似的有2/302/3()0.6(0.05540.7104)0.03320.426lwowsshhhLL0.00141h故:22/30.05010.03320.4260.00144psshVL(d)由式2200.153()0.153()0.91 0.0304ssdwLLhlh21999.9sL(e)将0.4,0.057,0.5THm hw,及(c),(d),(e)代入得22/32/320.5(0.40.0554)0.03460.05010.4260.05440.7104199.9ssssVLLL整理得:22/322.7522.683990.0ssSVLL此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个 Ls,计算出相应的 Vs 值。列表表 Ls.3/ms-30.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10Vs.3/ms1.6041.5371.3851.151（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5fTsA HL则.max0.4 0.10620.00849655fTsA HL3/ms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）由,minou=4.4oC(0.00560.13)lLvhh,minou=,minsoVALh=wh-owhowh=232.841000hwLEl200.686Am得,min2/31574.84.4 0.8930.00560.13(0.05540.71040.001440.6865.14ssVL整理得:2/3,min2.686 3.49328.295ssVL此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个 Ls,计算出相应的 Vs 值。列表10 中。表10Ls.3/ms-30.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10Vs.3/ms0.5160.5280.5430.555(五)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层告诉owh=0.006m，化为最小液体负荷标准,取 E1.0。由owh=2/336002.840.0061000swLEl即:2/3,min36002.840.00610000.91sL则43,min7.76 10sLms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，下限由漏夜线控制精馏段操作弹性=,max,min1.3242.3850.525ssVV九、精馏塔的工艺设计计算结果总表九、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mPkPa109.5116.812345876543210P(4)(1)(2)(5)(3)图4 提馏段负荷性能图.minSV.minSV3/SVms3310/SLms各段平均温度mt52.567平均流量气相sV3/ms1.120.617液相SL3/ms0.00230.0028实际塔板数块129板间距THm0.40.4塔的有效高度Zm4.43.2塔径Dm1.81.8空塔气速u/m s0.450.409塔板溢流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长wlm1.261.26堰高whm0.2520.252溢流堰宽度dWm0.9830.182管底与受液盘距离ohm0.0250.030板上清液层高度Lhm0.070.07孔径odmm5.05.0孔间距tmm17.517.5孔数n个34603460开孔面积2m0.06860.0307筛孔气速ou/m s16.3219.87塔板压降PhkPa0.9970.805液体在降液管中停留时间s18.518.5降液管内清液层高度dHm0.1430.162雾沫夹带ve/kgkg液气0.00150.0239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气相最大负荷.maxsV3/ms1.3261.324气相最小负荷.minsV3/ms0.5240.525操作弹性2.532.522十、精馏塔的的附属设备及接管尺寸十、精馏塔的的附属设备及接管尺寸(一)塔体结构、塔高:根据实际的工作经验，及相似条件下的精馏塔的相关参数的选择。已知全塔板间距TH0.4m，可选择塔顶空间1.50.6DTHHm。塔底空间1.6BHm。全塔共有 21 块塔板，考虑清理和维修的需要，选择全塔的人孔数为 4 个，在进料板上方开一人孔，人孔的直径选择为 500mm，其伸出劳动塔体的长度为 220mm。塔高(1)FPTFFPPDBHnnnHn Hn HHH全塔的板间距相同，则上式可化为：(1)(21 4 1)0.44 0.60.8 1.611.211200PTPPDBHnnHn HHHmmm、塔体壁厚（二）塔板结构:出于对劳动塔安装、维修、刚度等方面的考虑，将塔板分成多块。由表塔板分块数表查得，塔径为 1.4m 时，塔板分为 4 块。（三）精馏塔的附属设备、再沸器（蒸馏釜）该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备，常用的有以下几种：内置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，强制循环式再沸器。综合考虑其生产的传热条件及经济效率选择虹式再沸。、塔顶回流冷凝器塔顶回流冷凝器通常是采用管壳式换热器,有卧式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分有这样的两类：整体式及自流式、强制循环式。在这个设计的生产中，由于产量比较大，宜选用强制循环式。(四)裙座的相关尺寸计算、基础环内坏径(160 400)(160 400)obisibisDDDD其中1400Dismm取基础环的内外径与裙座截面内径的差为 200mm1400200160014002001200obibDmmDmm、基础环板厚度、地脚螺栓、裙座与塔体封头的焊接结构根据实际情况，由于这个塔的塔身较大，宜选用对接焊接。（五）接头管设计接管尺寸:接管尺由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表得1、塔顶蒸气出口管径取 u=15m/s,44 1.040.29715sVDmu,根据工艺标准，将其圆整到 D=0.30m。2、回流管管径:取 u=2.0m/s,44 0.00230.0382sLDmu,根据工艺标准，将其圆整到 D=0.04m。4、加料管管径378.44 127.480.00184/36003600 1513.3FFsLFFMLms取 u=0.6m/s,44 0.001840.0620.6FsLDmu根据工艺标准，将其圆整到 D=0.07m。5、料液排出管管径353.70 150.100.00137/36003600 1636.3WFsLWWMLms取 u=0.8m/s,44 0.001370.0470.8wsLDmu根据工艺标准，将其圆整到 D=0.05m。参考文献参考文献11化工原理课程设计化工原理课程设计化工原理教研室室选编化工原理教研室室选编22 谭蔚，聂清德谭蔚，聂清德化工设备设计基础化工设备设计基础天津大学出版社天津大学出版社2008.2008.33 陈国桓陈国桓化工机械基础化工机械基础化学工业出版社化学工业出版社2006.12006.144 夏清夏清陈常贵陈常贵化工原理（上）天津大学出版社化工原理（上）天津大学出版社2006.32006.355 夏清夏清陈常贵陈常贵化工原理（下）天津大学出版社化工原理（下）天津大学出版社2006.32006.366 中国石化中国石化 化工工艺设计手册化工工艺设计手册(第三版第三版)化学工业出版社化学工业出版社 2003.72003.7