二硫化碳—四氯化碳精馏分离板式塔设计(共50页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上河 西 学 院Hexi University化工原理课程设计题 目: 二硫化碳四氯化碳精馏分离板式塔设计学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 姓 名: 陈维军 指导教师: 李守博 2016年11月26日化工原理课程设计任务书一、设计题目二硫化碳-四氯化碳精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量） 80000 吨/年操作周期 7920 小时/年进料组成 36% （二硫化碳） （质量分率，下同）塔顶产品组成 98% （二硫化碳）塔底产品组成 2% （二硫化碳）回流比， 自选 单板压降 700Pa 2.操作条件操作压力 塔顶

2、为常压 进料热状态 泡点进料 加热蒸汽 0.25MPa (表压) 冷却水温度203.设备型式 筛板式或浮阀式精馏塔 4.厂址 安徽 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及精馏工艺条件图7.设计评述专心-专注-专业前言课程设计是化工原理课程的一个非常重要的实践教学内容。不仅能够培养学生运用所学的化工生产的理论知识，解决生产中实际问题的能力，还能够培养学生的工程意识,健全合理的知识结构可

3、发挥应有的作用。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质、传热的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。精馏塔是化工生产中十分重要的设备，选

4、用筛板塔，其突出优点为结构简单、造价低、板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大，气体分散均匀，传质速率较高。精馏塔内装有提供气液两相逐级接触的塔板，利用混合物当中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。在精馏塔中，塔釜产生的蒸汽沿塔板之间上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，轻组分上升，重组分下降，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。本设计我们使用筛板塔。其突出优点为结构简单，造价低板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较

5、高。筛板塔是最早应于手工业生产的设备之一。采用筛板塔可解决堵塞问题适当控制漏夜实际操作表明，筛板在一定程度的漏液状态下，操作是板效率明显降低，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的筛板塔其操作弹性仍可达到标准。课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们自身进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养自身独立分析和解决实际问题的能力,更能培养我们自身的创新意识、严谨认真的学习态度。目录 二硫化碳四氯化碳精馏分离板式塔设计陈维军摘要：本次设计是针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较 完整的精馏设计过程。我们对此塔进行

6、了工艺设计，包括它的辅助设备及进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本文是精馏塔及其进料预热的设计，分离质量分数0.36二硫化碳溶液，使塔顶产品二硫化碳的摩尔含量达到98%，塔底釜液摩尔分数小于2.0%。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对进行二硫化碳-四氯化碳分离提纯，塔板为碳钢材料，按照图解法求得理论板数为14块，精馏段为8块，提馏段为6块

7、，进料板位置为第9块板。塔顶使用全凝器，部分回流。实际塔板数为29块，精馏段为16块，提馏段为13块，实际加料位置在第17块板。塔径为1.7m，选用单溢流弓形降液管，回流比为2.202。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内，塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式热器，确定了操作点符合操作要求。关键词：二硫化碳四氯化碳、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构1.概述 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。它的出现仅迟于泡罩塔20年左右，当初它长期被认为操作不易稳定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其后

8、因急于寻找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能作出比较有把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。1.1精馏流程设计方案的确定本设计任务为分离二硫化碳四氯化碳混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。流程简图如图1所示。图1 板式精馏塔的工艺流程简图1.2设计思路在本次设计中，我们进行的是

9、二硫化碳四氯化碳二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。回流比是精馏操作的重要工艺条件，在设计时要根据实际需要选定回流比。1.2.1精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能小于间歇精馏

10、过程，易得纯度高的产品。1.2.2加热方式本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。1.2.3操作压力的选取本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。在化工设计中有很多加料状态，这次设计中采用气液混合物进料。1.2.4回流比的选择对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某

11、些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流比的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比R的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们推荐以下简化方法计算各项费用，从而确定最佳回流比。一般经验值为(1.1-2)。1.2.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。1.2.6板式塔的选择板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。

12、其设计计算方法可查阅有关资料。着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，确定相关的参数，然后进行流体力学计算，进行物料衡算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后绘制出其负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定，还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料获得相关的材料数

13、据。 【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() 密度二硫化碳 76 46.5 1.260 1.595四氯化碳 154 76.8表2 液体的表面张力 (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温度/液相中二硫化碳摩尔分率x气相中二硫化碳摩尔分率y温度/00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.33250.495076.874.973

14、.170.368.663.80.39080.53180.66300.75740.86041.000.63400.74700.82900.87900.93201.0059.355.352.350.448.546.5表4 参数选取项 目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质板式塔选 取连续精馏常压气液混合间接蒸汽=(1.1-2.0)全凝器自来水筛板塔1.2.7关于附属设备的设计附属设备的设计主要有：（1）热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量。（2）选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准，提出合适的换热器型号。2.精馏

15、塔工艺设计计算2.1物料衡算：F:原料液流量（kmol/h） XF:原料液的组成D:塔顶产品流量（kmol/h） XD:塔顶产品组成 W:塔釜残夜流量（kmol/h） XW:塔釜残夜组成（1）二硫化碳的摩尔质量：MA=76.14 四氯化碳的摩尔质量：MB=153.82（2）原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量：MF=XF76.14+（1XF）153.82=112.49kg/kmolMD=XD76.14+（1XD）153.82=76.92kg/kmol MW=XW76.14+（1XW）153.82=150.71kg/kmol（3）物料衡算原料处理量： 总物料衡算： 二硫化碳物料衡算： 代入数据，

16、联立得： 2.2进料热状况的确定由表3二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据表中相应的数据，根据内插法，求得：tF=55.30则 进料时的泡点温度为55.30进料方式为泡点进料：q=13.塔板数的确定3.1理论塔板层数的确定3.1.1理论塔板层数的确定二硫化碳和四氯化碳属理想物系，根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据，可采用图解法求理论板层数，如下图所示图2 图解法求理论板层数由，根据表3得到不同温度下的挥发度，如表5所示表5 不同温度下的相对挥发度温度/挥发度温度/挥发度68.752.9752.452.4663.952.8150.552.3359.452.7048.652.2255.452.604

17、6.652.10则 相对挥发度： 平衡线的方程为：3.1.2最小回流比及操作回流比的确定：泡点进料q=1,时采用作图法求最小回流比，在图2中对角线上，自点e(0.532,0.532)作垂线ef,即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为：故 最小回流比为：即 操作回流比为：3.1.3精馏塔的气液相负荷精馏段： 提馏段： 3.1.4操作线方程的确定精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 3.1.5图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图2所示，求解结果为：总理论板层数NT=14(不包括再沸器)，精馏段为8块，提馏段为6块，进料板位置为NT=9（第9板为进料板）。3.2全塔效率的计算3.2

18、.1全塔温度的计算由表3二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据表中相应的数据，根据内插法，求全塔的温度：塔顶温度 进料温度 塔釜温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 3.2.2气相组成的计算由表3二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据表中相应的数据，根据内插法，求全塔的气相组成：塔顶处的气相组成 进料口的气相组成 塔釜处的气相组成 3.2.3相对挥发度的求取塔顶处的相对挥发度 由,得：进料处的相对挥发度 由,得：塔釜处的相对挥发度 由得：精馏段平均相对挥发度 提馏段平均相对挥发度 平均挥发度：由于两段的相对挥发度差距很大，所以只能使用平均挥发度3.2.4液相平均黏度的计算液相的平均黏度依下式计算，即表 6

19、 不同温度下的黏度列表温度/304050607080900.3430.3210.3010.2840.2690.2550.2430.8470.7410.6530.5800.45190.4670.422塔顶液相平均粘度的计算，由，根据表6利用内插法，得：， 进料板液相平均黏度的计算，由，根据表6利用内插法，得： ， 塔釜液相平均粘度的计算，由，根据表6利用内插法，得： ， 精馏段平均黏度为：提留段平均黏度为：3.2.5全塔效率和实际塔板数的计算全塔效率可由奥康奈尔公式求得精馏段：提馏段：利用图解法求得的理论塔板数：块，精馏段为8块，提馏段为6块。则 精馏段实际塔板数： 提馏段实际塔板数：全塔所需实

20、际塔板数： 全塔效率：4.精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算4.1操作压力的计算塔顶操作压力：取每层塔板压降：进料板压力：塔釜压力：则 精馏段的平均压力： 提馏段的平均压力：4.2平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量计算由,根据：,得：进料摩尔质量计算由，利用平衡线方程，根据表3中的数据，内插法求得：塔釜摩尔质量计算由，利用平衡线方程，根据表3中的数据，内插法得： 则 精馏段的平均摩尔质量： 提馏段的平均摩尔质量：4.3平均密度计算4.3.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算求得 精馏段的平均气相密度： 提馏段的平均气相密度：4.3.2液相平均密度计算液相平均密度可由公式计算求得表 7 不同温度

21、下的密度温度/3040506070809012481234121912031188117211561574155615361517149814781457（1）塔顶液相密度 塔顶液相组成：由，根据表7中的数据，利用内插法，求得：， （2）进料板处液相密度 加料板液相组成：； 由，根据表7中的数据，利用内插法，求得： , （3）塔釜处液相密度 塔釜处液相组成：； 由，根据表7中的数据，利用内插法，求得：,则 精馏段平均液相密度： 提馏段平均液相密度：4.4液体平均表面张力的计算表 8 不同温度下的表面张力温度/3040506070809030.8129.3327.8726.4124.9723.5

22、422.1324.5323.3522.1821.0219.8818.7417.62液相平均表面张力可由公式计算求得塔顶液相平均表面张力计算：由，根据表8中的数据，利用内插法，求得：，进料板液相平均表面张力计算：由，根据表8中的数据，利用内插法，求得：，塔釜液相平均表面张力计算：由，根据表8中的数据，利用内插法，求得：，则 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为：5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为： 提馏段的气、液相体积流率为： 图 3 史密斯关联图初选板间距,取版上液层高度由，其中计算求得精馏段： 查图3史密斯关联图，得：最大空塔气速：取安全系

23、数为0.7，空塔气速为：故 按标准塔径圆整为：；塔的横截面积：空塔气速：提馏段： 查图3史密斯关联图，得：最大空塔气速：取安全系数为0.7，空塔气速：故 按标准塔径圆整为：；塔的横截面积：；空塔气速：根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径，板间距取合适5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算：提馏段有效高度的计算：在进料板上方开一人孔，其高度为故 精馏塔的有效高度为:6.塔板的主要工艺尺寸计算因为塔径为1.8m，所以可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。6.1溢流装置的计算6.1.1溢流堰长取6.1.2溢流堰高度：由，本设计采用平直堰，堰上液层高度,用费兰西斯公式计算，即 图4 液

24、流收缩系数计算图精馏段：由,，查图4液流收缩系数计算图，近似取E=1，则：取板上清液层高度，则：提馏段：由,，查图4液流收缩系数计算图，近似取E=1，则：取板上清液层高度，则：6.1.3弓形降液管的宽度和横截面精馏段：由,查图5弓形降液管的参数，得：， ，图5 弓形降液管的参数验算降液管内停留时间： 提馏段：由,查图5弓形降液管的参数，得：， ，验算降液管内停留时间： 精馏段和提馏段的停留时间，故降液管可使用。6.1.4降液管底隙高度降液管底隙高度可由公式计算求得精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则提馏段:取液体通过降液管底隙的流速，则6.2塔板布置6.2.1塔板的分块表9 塔板的分块数塔径

25、8001200140016001800200022002400塔板分块数 3 4 5 6本设计塔径D=1.8m,采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。查Error! Reference source not found.得，塔板分为5块。6.2.2边缘区宽和安定区宽因，故；边缘区宽度，安定区宽度6.2.3开孔区面积计算开孔区面积可由公式计算求得精馏段：其中 故 提馏段：其中 故 6.3筛孔数N与开孔率取筛孔的孔径,按正三角形排列，一般碳钢板厚，如图6所示图6 正三角形排列图故 孔距中心距计算塔板上筛孔的数目,则计算塔板上开孔率，则 精馏段：每层板上的开孔面积气孔通过筛孔的气速提馏段：每层板上的

26、开孔面积气孔通过筛孔的气速7.塔板的流体力学的验算7.1塔板压降7.1.1气体通过筛板塔板的压降可根据计算图7 干筛孔的流量系数图(1) 干板阻力计算干板阻力可由公式计算根据，查图7筛孔的流量系数图，得精馏段：提馏段：(2)气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力可由公式计算求得图8 充气系数关联图精馏段：气流通过阀孔的速度：气相动能因子：查图8充气系数关联图，得：液柱提馏段：气流通过阀孔的速度：气相动能因子：查图8充气系数关联图，得：液柱(3) 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力可由公式计算求得精馏段：液柱气体通过每层塔板的液柱高度液柱气体通过每层塔板的压降（设计允许值）提馏段

27、：液柱气体通过每层塔板的液柱高度液柱气体通过每层塔板的压降（设计允许值）7.1.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计中的塔径与液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。7.1.3液泛为了防止降液管液泛现象的发生，降液管内液层高度应服从下列关系式，即，二硫化碳和四氯化碳属于一般物系，取精馏段：而，塔板不设进口堰其中 液柱故 ，在设计负荷之下不会发生液泛提馏段：而，塔板不设进口堰其中 液柱故 ，在设计负荷之下不会发生液泛7.1.4雾沫夹带雾沫夹带量可由公式计算求得精馏段：故 在设计负荷之下不会发生过量雾沫夹带提馏段：故 在设计负荷之下不会发生过量雾沫夹带7.1.5漏液对于筛板塔，漏液点气速可由

28、公式计算求得精馏段：实际孔速：稳定系数：故 在设计负荷之下不会发生过量漏液提馏段：实际孔速：稳定系数：故 在设计负荷之下不会发生过量漏液8.塔板负荷性能图8.1漏液线（气相负荷下限线）精馏段： 由，得：其中 , , 整理，得：此为液相负荷上限线的关系式，在操作范围内取几个值，计算出相应的值，结果列于表10所示表10 漏液线上气、液体积流量0.00060.00150.00300.00450.64310.65150.66070.6689由表10数据即可做出漏液线1提馏段：由，得：其中 , , 整理，得：此为液相负荷上限线的关系式，在操作范围内取几个值，计算出相应的值，结果列于表11所示表11 漏液

29、线上气、液体积流量0.00060.00150.00300.00450.55720.56620.59010.5993由表11数据即可做出漏液线18.2雾沫夹带线取雾沫夹带由计算求得精馏段：其中 近似取，故 整理，得：已知，则：整理，得：此为雾沫夹带线的关系式，在操作范围内取几个值，计算出相应的值，结果列于表12所示表12 雾沫夹带线上气、液体积流量0.00060.00150.00300.00452.39602.25232.06771.9129由表12数据即可做出雾沫夹带线2提馏段：其中 近似取，故 整理，得：已知，则：整理，得：此为雾沫夹带线的关系式，在操作范围内取几个值，计算出相应的值，结果列

30、于表13所示表13 雾沫夹带线上气、液体积流量0.00060.00150.00300.00452.99942.89372.75782.6438由表13数据即可做出雾沫夹带线28.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于以作为液体在降液管中停留时间的下限精馏段：液体降液管内停留时间为据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3提馏段：液体降液管内停留时间为据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线38.4液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度，作为最小液体负荷标准，取精馏段：由,得：则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4提馏段：由,得：则 据此可作出与气体流量

31、无关的垂直液相负荷下限线48.5液泛线令其中 ,联立，得：精馏段：近似取，而 整理，得：取，近似的有：化简，得：故 由,得：将，代入，得： 整理，得：此为液泛线的关系式，在操作范围内取几个值，计算出相应的值，结果列于表14所示表14 液泛线上气、液体积流量0.00060.00150.00300.00451.87361.86651.85571.8443由表14数据即可做出雾沫夹带线5提馏段：近似取，而 整理，得：取，近似的有：化简，得：故 由,得：将，代入，得： 整理，得：此为液泛线的关系式，在操作范围内取几个值，计算出相应的值，结果列于表15所示表15 液泛线上气、液体积流量0.00060.0

32、0150.00300.00451.80001.77581.74131.7077由表15数据即可做出液泛线58.6负荷性能图精馏段：图9 精馏段符合性能图由图9塔板精馏段符合性能图，可知设计供板上限有液泛线控制，下限有漏液线控制，则：精馏段操作弹性提馏段：图10 提馏段符合性能图由图10塔板提馏段符合性能图，可知设计供板上限有液泛线控制，下限有漏液线控制，则：提馏段操作弹性9.塔附件设计9.1接管9.1.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管，本设计采用直管进料管管径计算如下：进料体积流量：利用泵传送料液，取管道内流体流速,因为，得：根据工艺标准，将其圆整到，因此选用

33、的热轧无缝钢管9.1.2回流管采用直管回流管，管径计算如下：塔顶回流液体积流量：利用泵传回流液，取管道内流体流速,因为，得：根据工艺标准，将其圆整到，因此选用的热轧无缝钢管9.1.3塔底料液排出管塔底产品体积流量：利用泵传回流液，取管道内流体流速,因为，得：根据工艺标准，将其圆整到，因此选用的无缝钢管。9.1.4塔顶蒸汽出口管道塔顶蒸汽密度：塔顶回流液体积流量：塔顶蒸汽流速：,因为，得：根据工艺标准，将其圆整到，因此选用的无缝钢管。9.1.5塔底进气管塔底蒸汽密度：塔底回流液体积流量：塔底蒸汽流速：，因为，得：根据工艺标准，将其圆整到，因此选用的无缝钢管。9.1.6法兰由于常压操作，所有法兰均

34、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。（1） 进料管接管法兰：PN4 DN54 HG20594-97（2） 回流管接管法兰：PN4 DN54 HG20594-97（3） 塔底出料管法兰：PN4 DN50 HG20594-97（4） 塔顶蒸汽管法兰：PN4 DN300 HG20594-97（5） 塔底蒸汽管法兰：PN4 DN300 HG20594-979.2筒体与封头9.2.1筒体计算公式,得：壁厚选6.5mm，所用材质为。9.2.2封头封头大多为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径, 查得曲面高度,直边高度，内表面积,容积。选用封头。9.2.3除沫器

35、当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。 设计气速选取： 除沫器直径：选取不绣钢除沫器：类型：标准型，规格：40100，丝网厚度为100mm，材料：不锈钢丝(1Gr18Ni9)，丝网尺寸：圆丝。9.2.4裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好。连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800mm , 裙座与筒体

36、的焊接方式采用对接，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整：，；基础环厚度考虑到腐蚀余量取18mm;考虑到再沸器，裙座高度取3.0m,地角螺栓取直径M303.5。材料选Q235-B。9.2.5吊柱对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料，安装和拆卸内件，即经济又方便的一项措施，一般取15m以上的塔物设吊柱。本设计中塔高度大，因此设计吊柱。因设计塔径D=1800mm,可选用吊柱500kg。材料为20号无缝钢管。9.2.6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难于达

37、到要求，一般每隔块塔板才设一个人孔。本塔中共29块塔板，需设置2个人孔，在裙座处加1人孔，所以共3个人孔。每个人孔直径为800mm。人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱角和磨圆。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,本设计也如此。9.3塔总体高度设计9.3.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，取除沫器到第一块塔的距离为600mm，则塔的顶部高度为1500mm。9.3.2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下切线的距离，釜液停留时间取5min：9.3.3塔体高度

38、 9.4附属设备的设计9.4.1冷凝器的选择（1）热负荷塔顶，查得该温度下二硫化碳的汽化潜热为，四氯化碳的汽化潜热为（2）冷凝水的用量取冷却水的20，出口温度为35，进料液的温度为55.30，水的比热容为4.18kJ/(kg)，则：（3）总传热系数K：（4）逆流操作：，泡点回流时的平均温差：（5）换热面积A：9.4.2再沸器的选择（1）热负荷塔低温度，（2）加热蒸汽用量选用0.25MPa的饱和蒸汽加热，温度为138.8，考虑10%的热损失，（3）平均温差：（4）换热系数K：（5）换热面积：考虑10%的热损失，10.设计结果一览表表16 物料衡算结果项目符号单位数值备注塔顶摩尔分数10.990塔

39、顶平均摩尔质量76.92塔顶流量D46.50进料摩尔分数10.532进料液平均摩尔质量112.49进料流量F89.79塔低摩尔分数10.040塔低平均摩尔质量150.71塔低产品流量W43.29表17 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果项目符号单位数值备注精馏塔提馏塔平均压力106.93117.08平均温度50.9764.77平均粘度0.4070.495液相的平均摩尔质量95.327131.604气相的平均摩尔质量86.355120.484液相平均密度1331.861459.47气相平均密度3.435.02平均表面张力26.2721.96气体流量1.0410.993液体流量0.0020.003表18 板式塔工艺设计计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段塔径Dm1.81.6塔板距m0.300.30塔板类型单溢流弓形降液管、凹形受液盘分块式塔板空塔气速m/s0.74590.562堰长m1.021.