輕烴分離精餾塔設(shè)計(jì)書

1、 化工原理課程設(shè)計(jì)說明書題 目：400噸/天四組份輕烴分離精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名：王合文學(xué) 號：11031117專業(yè)班級：化學(xué)工程與工藝卓越11-1班指導(dǎo)教師：李軍2014年9月3日中國石油大學(xué)（華東）化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一 、題 目設(shè)計(jì)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 400 噸/天組成（質(zhì)量分率） iC4：0.10，nC4：0.40 ，iC5：0.40 ，nC5：0.10。進(jìn)料狀態(tài)（氣化分率） 0.4 2、 產(chǎn)品要求塔頂產(chǎn)品 nC4收率99.5% 塔底產(chǎn)品 iC5收率99.5% 摘要：首先需進(jìn)行全塔的初步物料衡算。由設(shè)計(jì)任務(wù)書知

2、，精餾任務(wù)的輕關(guān)鍵組分為B，重關(guān)鍵組分為C。注意到兩關(guān)鍵組分相鄰，同時(shí)分離程度的要求也較高，因此可采用清晰分割的方法進(jìn)行初步物料衡算。在清晰分割的條件下，塔頂產(chǎn)品由A、B、C組成，塔底產(chǎn)品由B、C、D組成。 塔頂塔底操作壓力由所選的冷凝劑確定，因水和空氣最廉價(jià)易得，因此，精餾操做中，常用水和空氣為冷凝劑。此次設(shè)計(jì)以水為冷凝劑所以冷凝罐的溫度一般取值40-50。關(guān)鍵詞：輕烴分離、工藝計(jì)算、設(shè)備計(jì)算Abstract: preliminary material balance first need full tower calculation. By the design task book kno

3、wledge, light key rectification task is divided into B, heavy key component is C. Pay attention to two key components of adjacent, at the same time separation degree requirement is very high, so the method can be used to clear division of material balance. In the clear division of the conditions,the

4、 product by A, B, C, B, C from the tower bottom product, D.The top of the tower bottom operating pressure is determined by the condensing agent selected, due to the water and air is the most inexpensive, therefore,commonly used in distillation operation, water and air as condensing agent. The design

5、 of the water as condensing agent so condensate tank temperature of 40-50 value.Keywords: light hydrocarbon separation, process calculation, calculation目錄目錄第一章 前言1一 . 化工原理課程設(shè)計(jì)的目的與要求：1二 . 課程設(shè)計(jì)的任務(wù)：1三. 課程設(shè)計(jì)過程中應(yīng)注意的問題：1第二章 流程簡圖2第三章 物料衡算33.1操作條件的確定33.1.1清晰分割物料衡算33.1.2 塔頂、塔底操作條件及進(jìn)料條件53.2 最小理論板數(shù)和最小回流比83.2.1

6、 最小回流比83.2.2 最小理論板數(shù)93.3 實(shí)際回流比，理論板數(shù)93.4 進(jìn)料位置113.5 全塔效率及實(shí)際板數(shù)113.5.1 全塔效率113.5.2 實(shí)際板數(shù)123.5.3實(shí)際進(jìn)料位置12第四章 能量衡算134.1 全塔熱量衡算134.1.1塔頂冷凝器熱負(fù)荷134.1.2塔頂產(chǎn)品帶出熱量134.1.3 進(jìn)料帶入的熱量134.1.4 散失與周圍的熱量144.1.5 塔底帶出熱量144.1.6 塔底再沸器熱負(fù)荷144.1.7 冷卻水和加熱蒸汽的用量144.2全塔熱量衡算表15第五章 aspen模擬檢驗(yàn)165.1簡捷法模擬165.1.1模擬的初始條件165.1.2模擬結(jié)果165.2嚴(yán)格法模擬1

7、75.2.1模擬的初始條件175.2.2模擬的結(jié)果18第六章 精餾塔的選型與設(shè)計(jì)226.1 塔徑設(shè)計(jì)226.1.1 精餾段塔徑的初估226.2 塔板設(shè)計(jì)296.2.1 流型選擇296.2.2 溢流堰296.2.3 受液盤306.2.4 降液管306.2.5 進(jìn)口堰306.3 塔板布置306.3.1 浮閥的閥型306.3.2 浮閥排列306.3.3 開孔率316.3.4 塔板布置316.3.5 標(biāo)準(zhǔn)化塔板布置326.4 塔板水力學(xué)校核326.4.1 精餾段水力學(xué)校核及塔板負(fù)荷性能圖326.4.2 提餾段水力學(xué)校核及塔板負(fù)荷性能圖376.5 板式精餾塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)406.5.1筒體設(shè)計(jì)406.5.2

8、封頭設(shè)計(jì)416.5.3 人孔和手孔設(shè)計(jì)416.5.4 裙座的設(shè)計(jì)416.5.5 塔體設(shè)計(jì)參數(shù)匯總426.6接管設(shè)計(jì)426.6.1 塔頂蒸汽出口管徑426.6.2 回流管管徑426.6.3 進(jìn)料管管徑436.6.4 塔底出料管管徑446.6.5 塔底至再沸器聯(lián)接管管徑446.6.6 再沸器返塔聯(lián)接管管徑44第七章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)467.1 塔頂冷凝器的選用467.1.1 嚴(yán)格法得到冷凝器熱負(fù)荷467.1.2 計(jì)算平均溫差467.1.3 換熱器總傳熱系數(shù)的選取467.1.4 換熱器換熱面積的估算467.1.5 初選換熱器477.2 核算換熱器總傳熱系數(shù)477.2.1 管程對流傳熱系數(shù)477.2.2

9、殼程對流傳熱系數(shù)487.2.3 污垢熱阻497.2.4 總傳熱系數(shù)497.2.5 校核所需傳熱面積507.3 壓力降校核507.3.1 管程壓力降507.3.1.1 直管阻力507.3.1.2 局部阻力517.3.1.3 流體通過進(jìn)出口接管時(shí)的阻力517.3.1.4 管程壓力降517.3.2 殼程壓力降517.3.2.1 流體通過折流擋板間壓力降527.3.2.2 流體通過折流擋板壓力降537.3.2.3 殼程壓力降537.4 塔底再沸器的選用547.5 泵的選型557.5.1 塔頂泵的選型55第八章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總56參考文獻(xiàn)62前言第1章 前言眾所周知，石油與我們生產(chǎn)生活密不可分，而人們對石

10、油的研究也一直沒有終止。石油產(chǎn)品種類繁多，成分復(fù)雜，用途極廣。石油的加工過程也是復(fù)雜多樣的。在石油化工生產(chǎn)過程中，常常需要將含有極其復(fù)雜組分的原料進(jìn)行分離以便得到初步合格的產(chǎn)品和進(jìn)一步加工的原料，通常的分離操作包括蒸餾、吸收、萃取、蒸發(fā)和膜分離等，而在石油化學(xué)工業(yè)中最常見的時(shí)蒸餾。蒸餾過程是分離液體混合物的典型單元操作。其原理是利用被分離組分的揮發(fā)度不同，實(shí)現(xiàn)輕重組分的分離的。輕烴混合氣體的分離在石油化工過程中起到的作用是非常明顯的，如裂解氣的分離得到不同的輕烴產(chǎn)物，煉廠氣的分離得到液化氣，裂化氣體的分離得到丙烯，丁烯。而分離的主要設(shè)備精餾塔更是廣泛應(yīng)用于石化行業(yè)，塔設(shè)備可以分為板式塔和填料塔

11、，其中板式塔的應(yīng)用較廣，屬于逐級接觸式的傳質(zhì)設(shè)備，內(nèi)裝若干層板，液體依靠重力自上而下流過每層氣體；氣體則依靠壓強(qiáng)差的催動，自下而上穿過各層塔板上的液層而流向塔頂，氣液相在塔內(nèi)進(jìn)行逐級接觸。現(xiàn)在對一400噸/天的輕烴分離精餾塔進(jìn)行設(shè)計(jì)，設(shè)計(jì)書已知，C4,C5的分離在工業(yè)上也有重要的意義，在催化重整中氣體分離有很大的作用?？梢缘玫胶细竦膎C4產(chǎn)品和iC5產(chǎn)品。我們先進(jìn)行物料衡算和熱量衡算，然后進(jìn)行aspen模擬，并比較兩者的差別。再利用嚴(yán)格模擬結(jié)果進(jìn)行塔板設(shè)計(jì)和塔體的設(shè)計(jì)，選用塔的輔助設(shè)備。通過這一系列的過程提高自己的能力。62第2章 流程簡圖圖2-1.精餾塔流程簡圖物料衡算第三章 物料衡算3.1

12、操作條件的確定3.1.1清晰分割物料衡算本項(xiàng)目原料處理量為400噸/天，為方便表達(dá)，下面對各組分配以相應(yīng)的代號表示。表3-1 組分及代號列表iC4nC4iC5nC5ABCD首先需進(jìn)行全塔的初步物料衡算。由設(shè)計(jì)任務(wù)書知，精餾任務(wù)的輕關(guān)鍵組分為B，重關(guān)鍵組分為C。注意到兩關(guān)鍵組分相鄰，同時(shí)分離程度的要求也較高，因此可采用清晰分割的方法進(jìn)行初步物料衡算。在清晰分割的條件下，塔頂產(chǎn)品由A、B、C組成，塔底產(chǎn)品由B、C、D組成。表3-2 原始數(shù)據(jù)表 組分iC4nC4iC5nC5代號ABCD質(zhì)量分率0.10.40.40.1相對分子量58587272 進(jìn)料各組分的質(zhì)量分率為 由下式計(jì)算各組分的摩爾流率（2-

13、1）求得各摩爾流率再由塔頂塔底的收率要求求得塔頂塔底的輕重關(guān)鍵組分的摩爾流率（左邊的Wi表示塔頂塔底收率，di，wi表示摩爾流率）再由清晰分割的假設(shè)求出各組分的摩爾流率，最后整合結(jié)果如下表：表3-3 全塔物料衡算表 組成符號A234合計(jì)組成表示iC4nC4iC5nC5相對分子質(zhì)量58587272流量質(zhì)量流量/kg/h進(jìn)料1666.66486666.6656666.66721666.663216666.6602塔頂1666.66486633.332433.33608333.3332塔底033.33266633.33121666.66328333.327摩爾流量/kmol/h進(jìn)料28.735611

14、4.942592.592623.1481259.4188塔頂28.7356114.36780.4630143.5664塔底00.574792.129623.1481115.8524分率質(zhì)量分率進(jìn)料0.10.40.40.11塔頂0.1999997790.7959999010.0040003201塔底00.0039999150.7960003490.1999997361摩爾分率進(jìn)料0.11080.44310.35690.08921塔頂0.20060.79660.003201.0004塔底00.0050.19820.796813.1.2 塔頂、塔底操作條件及進(jìn)料條件 塔頂塔底操作壓力由所選的冷凝劑確

15、定，因水和空氣最廉價(jià)易得，因此，精餾操做中，常用水和空氣為冷凝劑。此次設(shè)計(jì)以水為冷凝劑所以冷凝罐的溫度一般取值40-50。（1）回流罐壓力Pb的計(jì)算： 取冷凝罐溫度為45攝氏度，由化工原理436頁的相平衡常數(shù)圖查圖，得到一定壓力下的K值,滿足泡點(diǎn)方程 表3-4不同壓力下的K值壓力/atmKAKBKCkx求和值4.41.320.980.441.0464.61.30.960.431.0264.71.280.950.431.014即：塔頂冷凝器溫度為tb = 45 ，回流罐壓力Pb = 4.7 atm.（2）塔頂壓力PD和塔頂溫度tD的確定：因?yàn)?PD = Pb + P Pb = 4.7atm 所以

16、采用加壓操作。取管線阻力P = 0.15 atm PD = Pb + P = 4.7 + 0.15 = 4.85 atm由化工原理436頁的相平衡常數(shù)圖查圖得一定壓力下的K值，滿足露點(diǎn)方程 表3-5不同溫度下的K值溫度/KAKBKC求和值471.310.960.40.9907461.280.90.371.050246.51.250.920.361.013即：塔頂溫度tD = 47 ，塔頂壓力PD = 4.85 atm.（3）塔底壓力PW和塔底溫度tW的確定：假設(shè)精餾塔實(shí)際塔板數(shù)NP = 36，取P單板 = 4 mmHg則 PW = PD + NPP單板 = 4.85 + 3640.001316

17、 = 5.04 atm由化工原理436頁的相平衡常數(shù)圖查圖得：一定壓力下的K值，滿足泡點(diǎn)方程。 表3-6不同溫度下的K值溫度/kBkCKD求和值862.050.960.820.9374872.110.840.9735882.11.050.851.015所以：塔底溫度tW = 88 ，塔底壓力PW = 5.04 atm.（4）進(jìn)料壓力PF 和進(jìn)料溫度tF的確定：假設(shè)精餾段實(shí)際塔板數(shù)NP1 = 19，取P單板 = 4 mmHg則 PW = PD + NPP單板 = 4.85 + 1940.001316 = 4.95 atm由化工原理436頁的相平衡常數(shù)圖查圖得：一定壓力下的K值，滿足泡點(diǎn)方程。表3

18、-7不同溫度下的K值溫度/KAKBkCkD求和值7021.20.750.61.013722.11.30.770.620.9917712.051.250.760.611.0024所以：進(jìn)料溫度tF = 71 ，進(jìn)料壓力PF = 4.95 atm全塔條件匯總?cè)缦卤?表3-8 全塔條件匯總表項(xiàng)目回流罐塔頂塔底進(jìn)料溫度/45478871壓力/atm4.74.855.0394.9343.1.3 非清晰分割的驗(yàn)證根據(jù) 可求得相對揮發(fā)度。對iC4： 表3-9相對揮發(fā)度表項(xiàng)目異丁烷正丁烷相對揮發(fā)度kD1.310.961.364583333kW2.52.11.19047619代入數(shù)據(jù)得，可認(rèn)為塔底不含iC4。對

19、nC5： 表3-10相對揮發(fā)度表項(xiàng)目異戊烷正戊烷相對揮發(fā)度kD0.40.31.333333333kW1.050.851.235294118代入數(shù)據(jù)得，可認(rèn)為塔頂不含nC5。由以上檢驗(yàn)可以得出，清晰分割成立。3.2 最小理論板數(shù)和最小回流比3.2.1 最小回流比全塔平均溫度：全塔平均壓力：由化工原理436頁的相平衡常數(shù)圖查圖得：K1 = 2.1，K2 = 1.2，K3 = 0.75，K4 = 0.6。以物質(zhì)D（nC5）為對比組分，則： 同理可得：由任務(wù)書知，進(jìn)料熱狀況q=0.6由恩德伍德公式：， .4由試差法：假設(shè)，得：此時(shí) 則最小回流比為Rmin = 1.92533.2.2 最小理論板數(shù)塔頂相

20、對揮發(fā)度：塔底相對揮發(fā)度：則由芬克斯公式：則最小理論板數(shù)Nmin = 14.48443.3 實(shí)際回流比，理論板數(shù)因?yàn)椋?，由推得：又，一次取不同的R/Rmin，可得：表3-11 吉利蘭圖求解理論板數(shù)數(shù)據(jù)表R/RminRXYNN*(R+1)1.12.149070.0620405390.59411830338.61380474121.59757411.22.344440.1168327130.53684226733.59133063112.34418981.32.539810.1655766830.49080377330.37337423107.51597381.42.735180.20922151

21、0.45262771628.11551823105.01652141.452.8328650.2293754150.43587029427.22093946104.33418611.52.930550.248527560.42041405826.44168361103.93035951.553.0282350.2667508230.40610594425.75646571103.75309661.583.0868460.2772666260.39801729925.38351115103.7385011.63.125920.284111180.392816056257

22、6251141.73.321290.3164772560.36886383224.11861091104.22351211.83.516660.3460433150.34784587423.27684688105.13360321.93.712030.3731576410.32922912922.57530688106.375523323.90740.3981130540.31260604221.981008107.86959872.14.102770.4211575280.29765917721.47065621109.55982042.24.298140.4425024630.284137

23、17121.02731659111.40566712.34.493510.4623291850.27183805220.63837055113.3770952.44.688880.4807941110.26059741720.29421479115.45135262.54.884250.4980328840.25027989719.98740562117.61089152.65.079620.5141637140.24077288219.7120801119.84195642.75.274990.5292900870.23198182719.46355461122.13361052.85.47

24、0360.5435029890.22382669719.23804045124.47704742.95.665730.5568827420.21623923219.03243829126.865094935.86110.5695005170.20916081118.84418707129.2918519由此數(shù)據(jù)表，以R/Rmin為橫坐標(biāo)，（R+1）N為縱坐標(biāo)做圖： 圖3-1 適宜回流比圖由圖可知：最適宜回流比值R/Rmin = 1.55則回流比為R = 2.9842，對應(yīng)的理論板數(shù)：NT = 24.83.4 進(jìn)料位置由柯克布萊德經(jīng)驗(yàn)公式：又，則則進(jìn)料板為第13塊板。3.5 全塔效率及實(shí)際板數(shù)3

25、.5.1 全塔效率全塔算數(shù)平均溫度：由Aspen物性分析方法查得：表3-8各組分的粘度表組分ABCD粘度cp0.13020.10630.1490.1541則，全塔效率3.5.2 實(shí)際板數(shù)實(shí)際板數(shù)：而之前假設(shè)實(shí)際板數(shù)為36塊，所以假設(shè)成立。實(shí)際板數(shù)NP =36塊。3.5.3實(shí)際進(jìn)料位置實(shí)際進(jìn)料位置與假設(shè)值NR=19很接近，所以進(jìn)料位置的假設(shè)也是成立的。能量衡算第四章 能量衡算4.1 全塔熱量衡算4.1.1塔頂冷凝器熱負(fù)荷已知塔頂溫度為47，由Aspen Plus物性分析方法查得： 表4-1 塔頂各組分的焓值表組分iC4nC4iC4nC5氣相焓-133070-123900-151600-14479

26、0液相焓-150900-143450-174200-168840焓差17830195502260024050 塔頂冷凝器熱負(fù)荷4.1.2塔頂產(chǎn)品帶出熱量 塔頂液相焓塔頂產(chǎn)品帶出熱量4.1.3 進(jìn)料帶入的熱量已知進(jìn)料溫度為71，由Aspen Plus物性分析方法查得 表4-2 進(jìn)料各組分的焓值表組分iC4nC4iC4nC5氣相焓-130410-121150-148060-141130液相焓-147740-140400-170830-165440進(jìn)料帶入熱量4.1.4 散失與周圍的熱量一般取散失與周圍熱量QI = 0.05QB4.1.5 塔底帶出熱量由Aspen Plus物性分析方法查得： 表4-

27、3 塔底各組分的焓值組分iC4nC4iC4nC5液相焓-143010-136130-166230-160830塔底帶出熱量4.1.6 塔底再沸器熱負(fù)荷根據(jù)全塔熱平衡：塔底再沸器熱負(fù)荷：4.1.7 冷卻水和加熱蒸汽的用量設(shè)水進(jìn)出口溫度分別為t1 = 30, t2 = 40。冷卻水用量：用蒸汽加熱，蒸汽一般比塔底溫度高20，因此取蒸汽溫度108。查圖表集的飽和蒸汽的汽化潛熱飽和蒸汽用量：4.2全塔熱量衡算表 表4-4 全塔熱量衡算表項(xiàng)目熱量/kj/h入方進(jìn)料-38699000再沸器9800700合計(jì)-28898300出方塔頂出料-20823000塔底出料-19116000散失熱量49003.5冷凝

28、器10991000合計(jì)-28898996.5Aspen模擬第五章 aspen模擬檢驗(yàn)5.1簡捷法模擬5.1.1模擬的初始條件5.1.2模擬結(jié)果（1）精餾塔（2） 物流5.2嚴(yán)格法模擬5.2.1模擬的初始條件5.2.2模擬的結(jié)果（1） 塔頂冷凝器熱負(fù)荷（2）塔底再沸器熱負(fù)荷（3）物流（4）塔內(nèi)溫度分布（5） 塔內(nèi)溫度分布曲線（6）塔底再沸器熱負(fù)荷與進(jìn)料位置的關(guān)系精餾塔的選型與設(shè)計(jì)第六章 精餾塔的選型與設(shè)計(jì)6.1 塔徑設(shè)計(jì)6.1.1 精餾段塔徑的初估由Aspen Plus物性分析方法查得塔頂tD = 47, PD = 4.85 atm時(shí)各物系密度： 表6-1塔頂氣液相密度數(shù)據(jù)表組分iC4nC4iC

29、5nC5液相密度/kg/m3515.7591539.2991587.299593.5817氣相密度/kg/m311.641311.768215.550215.8955精餾段液相質(zhì)量流率： 精餾段氣相質(zhì)量流率：精餾段氣相體積流率： 精餾段液相體積流率：（1） 板間距 Smith法：取塔板間距HT =600mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)圖查得：C20 = 0.121由Aspen Plus物性分析方法查得： 表6-2 精餾段各組分表面張力數(shù)據(jù)表組分iC4nC4iC5nC5表面張力N/m0.00690.00890.01160.0126氣相負(fù)荷因數(shù)：最大容許氣速：空塔氣速：

30、塔徑 波津法：最大容許氣速：常、加壓塔K = 0.82，煉油裝置的輕組分分餾系統(tǒng)KS = 0.95空塔氣速：塔徑：（2） 板間距 Smith法：取塔板間距HT = 450mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)圖查得：C20 = 0.09氣相負(fù)荷因數(shù)：最大容許氣速：空塔氣速：塔徑 波津法：最大容許氣速：常、加壓塔K = 0.82，煉油裝置的輕組分分餾系統(tǒng)KS = 0.95空塔氣速：塔徑：（3） 板間距 Smith法：取塔板間距HT = 500mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)圖查得：C20 = 0.1氣相負(fù)荷因數(shù)：最大容許氣速：空塔氣速：塔徑 波津

31、法：最大容許氣速：常、加壓塔K = 0.82，煉油裝置的輕組分分餾系統(tǒng)KS = 0.95空塔氣速：塔徑： 表6-3精餾段板間距計(jì)算 smith法波律法HTD圓整后的DHT*D2D圓整后的DHT*D26001.44621.61.25491.3971.41.17094501.76761.81.4061.50121.61.01415001.59081.61.26541.50121.61.1267 由上表可知：Smith法中最小者： 波津法中最小者：取相對大者，因此精餾段板間距HT = 600mm，塔徑D = 1.6m。6.1.2 提餾段塔徑的初估由Aspen Plus物性分析方法查得塔底tW = 8

32、8, PW = 5.04atm時(shí)各物系密度： 表6-4塔底各組分氣液相密度 組分iC4nC4iC5nC5液相密度/kg/m3442.8493474.4579534.8404543.1008氣相密度/kg/m310.2481310.322913.336413.5049餾段液相質(zhì)量流率： 提餾段氣相質(zhì)量流率：提餾段氣相體積流率： 提餾段液相體積流率：（1） 板間距 Smith法：取塔板間距HT = 600mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)圖查得：C20 = 0.09由Aspen Plus物性分析方法查得：表6-5 表面張力表組分iC4nC4iC5nC5表面張力N/m0.0

33、0280.00450.00730.0082氣相負(fù)荷因數(shù)：最大容許氣速：空塔氣速：塔徑 波津法：最大容許氣速：常、加壓塔K = 0.82，煉油裝置的輕組分分餾系統(tǒng)KS = 0.95空塔氣速：塔徑：（2） 板間距 Smith法：取塔板間距HT = 450mm，有效液封高度hL = 80mm由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)圖查得：C20 = 0.067氣相負(fù)荷因數(shù)：最大容許氣速： 空塔氣速：塔徑： 波津法：最大容許氣速：常、加壓塔K = 0.82，煉油裝置的輕組分分餾系統(tǒng)KS = 0.95空塔氣速：塔徑： （3） 板間距 Smith法：取塔板間距HT = 500mm，有效液封高度hL = 80mm由Smit

34、h氣相負(fù)荷因數(shù)圖查得：C20 = 0.075氣相負(fù)荷因數(shù)： 最大容許氣速： 空塔氣速：塔徑：b) 波津法：最大容許氣速：常、加壓塔K = 0.82，煉油裝置的輕組分分餾系統(tǒng)KS = 0.95空塔氣速：塔徑： 表6-6提餾段板間距計(jì)算smith法波律法HTD圓整后的DHT*D2D圓整后的DHT*D26001.47721.61.30931.34581.41.08684501.71211.81.31911.44621.60.94125001.61821.81.30941.40861.60.9921由上表可知：Smith法中最小者： 波津法中最小者：兩者中較大者為：因此精餾段板間距HT = 600mm

35、，塔徑D = 1.6m。6.2 塔板設(shè)計(jì)6.2.1 流型選擇精餾段：D = 1.6m，LS1 = 46.366m/h提餾段：D = 1.6m，LS1 =78.2164m/h因此取塔徑D = 1.4m，選擇流型為單溢流。6.2.2 溢流堰堰長lW：單溢流lw = 0.7D = 1.12m堰高h(yuǎn)W：取hW = 50mm = 0.05m溢流堰形式：平口堰溢流堰上液層高度：取弓形堰的液流校正系數(shù)E = 1精餾段：提餾段：6.2.3 受液盤D = 1.6m，采用凹形受液盤，開兩個(gè)10的淚空6.2.4 降液管弓形降液管的寬度和截面積：查弓形函數(shù)時(shí)：，降液管高度：塔全截面積：降液管面積： 降液管底隙高度凹型

36、受液盤，降液管底隙高度hb = 80mm.6.2.5 進(jìn)口堰凹型受液盤不設(shè)進(jìn)口堰。6.3 塔板布置D 0.8m，故采用分塊式布置。分塊塔板由兩塊弓形板，一塊通道板和數(shù)個(gè)矩形板構(gòu)成。 圖6-1分塊式塔板示意圖6.3.1 浮閥的閥型選用F-1型重閥，閥質(zhì)量33g，閥片厚度2mm，適用塔板厚度3mm，閥徑48mm，閥孔徑39mm，高程8.5mm。6.3.2 浮閥排列采用叉排。因?yàn)闉榉謮K式布置，選用等腰三角形排列：底邊s = 75mm，高t由開孔率和浮閥數(shù)確定。6.3.3 開孔率取Fo=10由閥孔氣速計(jì)算開孔率：精餾段空塔氣速：提餾段空塔氣速：精餾段閥孔氣速：提餾段閥孔氣速：則精餾段塔板開孔率：提餾段

37、塔板開孔率：6.3.4 塔板布置（1） 區(qū)域劃分：選取WF = 100mm，WC = 85mm 圖6-2塔板區(qū)域劃分簡圖（2）浮閥數(shù)確定：閥孔直徑do = 39mm精餾段浮閥數(shù)：提餾段浮閥數(shù)：浮閥按等腰三角形排列： 則塔板上的有效鼓泡面積：精餾段排間距：提餾段排間距：6.3.5 標(biāo)準(zhǔn)化塔板布置采用化工原理課程設(shè)計(jì)P143附錄十單溢流浮閥塔盤標(biāo)準(zhǔn)列參數(shù)：（1）精餾段：塔徑D = 1600mm，塔截面積AT = 20110m，塔盤間距HT = 600mm，弓形降液管堰長lW = 1056mm，弓形降液管寬度H = 199mm，降液管總面積Ad = 1450cm，浮閥個(gè)數(shù)No = 228，開孔率o

38、= 13.55%，出口堰高度hw = 50mm，閥孔按三角形7565mm排列，一層塔盤質(zhì)量114kg。（2） 提餾段：塔徑D = 1600mm，塔截面積AT = 20110cm，塔盤間距HT = 600mm，弓形降液管堰長lW = 1056mm，弓形降液管寬度H = 199mm，降液管總面積Ad = 1450cm，浮閥個(gè)數(shù)No = 192，開孔率o = 11.4%，出口堰高度hw = 50mm，閥孔按三角形7580mm排列，一層塔盤質(zhì)量114kg。6.4 塔板水力學(xué)校核6.4.1 精餾段水力學(xué)校核及塔板負(fù)荷性能圖（1）塔板壓降：干板壓降：閥全開前：m閥全開后：取兩者中較大值，則干板壓降液層壓力

39、降：取充氣系數(shù)= 0.55克服表面張力壓降：一般可忽略。則塔板壓降：塔板壓降在3-6mmHg內(nèi)，且與起初假設(shè)4mmHg比較接近，可認(rèn)為假設(shè)成立。（2）霧沫夾帶量：計(jì)算霧沫夾帶量查得uV1=0.1344 cpuV2=0.1322 cp塔板間距大于400mm，取A = 0.159，n = 0.95，取由阿列克山德羅父經(jīng)驗(yàn)式計(jì)算霧沫夾帶量：e1 = 0.0234kg霧沫/kg氣體 0.1kg霧沫/kg氣體霧沫夾帶量符合要求。泛點(diǎn)率核算正常操作下，直徑大于900mm的塔，要求F1 80%-82%。氣相負(fù)荷因數(shù)由P78圖2-17查得：泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)取KS = 0.95，單流式液相流程長液流面積取兩者中較大

40、值： 80%-82%泛點(diǎn)率符合要求。（3）降液管內(nèi)液面高度液體流經(jīng)降液管底隙的阻力損失：液體流經(jīng)進(jìn)口堰的阻力損失：液體流過降液管時(shí)阻力損失：降液管內(nèi)液面高度：取相對泡沫密度降液管內(nèi)液面高度符合要求。（4） 漏液基本無漏液現(xiàn)象。（5） 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間： 液體在降液管內(nèi)流速：由于塔板間距小于0.75m：取兩者中較大者：液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間和流速符合要求。（6） 塔板的負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線： 淹塔線： 過量泄露線： 降液管超負(fù)荷線： 液相負(fù)荷下限線： 操作線R：圖6-3.精餾段塔板負(fù)荷性能圖由圖像可得 K在3到4之間，操作彈性符合要求。6.4.2 提餾段水

41、力學(xué)校核及塔板負(fù)荷性能圖（1）塔板壓降：干板壓降：閥全開前：閥全開后：取兩者中較大值，則干板壓降液層壓力降：取充氣系數(shù)= 0.55克服表面張力壓降：一般可忽略。則塔板壓降：塔板壓降在3-6mmHg內(nèi)，且與起初假設(shè)4mmHg比較接近，可認(rèn)為假設(shè)成立。（2）霧沫夾帶量：計(jì)算霧沫夾帶量查得：提餾段氣相黏度uV2=0.1322 cp塔板間距大于400mm，取A = 0.159，n = 0.95，取由阿列克山德羅父經(jīng)驗(yàn)式計(jì)算霧沫夾帶量：e2 = 0.0107kg霧沫/kg氣體 0.1kg霧沫/kg氣體霧沫夾帶量符合要求。泛點(diǎn)率核算正常操作下，直徑大于900mm的塔，要求F2 80%-82%。氣相負(fù)荷因數(shù)

42、由P78圖2-17查得：泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)取KS = 0.95，單流式液相流程長液流面積取兩者中較大值： 80%-82%泛點(diǎn)率符合要求。（3）降液管內(nèi)液面高度液體流經(jīng)降液管底隙的阻力損失：液體流經(jīng)進(jìn)口堰的阻力損失：液體流過降液管時(shí)阻力損失：降液管內(nèi)液面高度：取相對泡沫密度降液管內(nèi)液面高度符合要求。（4）漏液基本無漏液現(xiàn)象。（5）液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間：液體在降液管內(nèi)流速：由于塔板間距小于0.75m：取兩者中較小者：液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間和流速符合要求。（6）塔板的負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線：淹塔線： 過量泄露線：降液管超負(fù)荷線：液相負(fù)荷下限線：操作線R：圖6-4.精餾段塔板負(fù)

43、荷性能圖由圖像可得 K在3到4之間，操作彈性符合要求。6.5 板式精餾塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)6.5.1筒體設(shè)計(jì)塔頂空間高度HD：HD = 1.4m塔底空間高度HB：取停留時(shí)間 進(jìn)料空間高度HF = 1.2m筒體總高度塔底壓力為5.02atm，塔底溫度為88，塔徑為1600mm筒體壁厚6mm，材料選擇Q235F鋼。6.5.2 封頭設(shè)計(jì)封頭常用形式有橢圓形、碟形、球形及錐形等?？紤]加工及成本的因素，該塔選取橢圓形封頭，精餾段與提餾段相同。查化工原理課程設(shè)計(jì)P94表3-2，最終確定封頭參數(shù)，表6-8塔體封頭參數(shù)一覽表（單位：mm）項(xiàng)目公稱直徑曲面高度直邊高度壁厚代號Dgh1h2S數(shù)值16004002586.5.

44、3 人孔和手孔設(shè)計(jì)采用圓形人孔，規(guī)格為Dg450。每個(gè)六塊板設(shè)一個(gè)人孔。6.5.4 裙座的設(shè)計(jì)采用圓筒形裙座裙座設(shè)置4個(gè)50mm的排氣孔，2個(gè)Dg450的圓形人孔塔底管線公稱直徑100mm，補(bǔ)強(qiáng)圈外徑厚度為2508mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑基礎(chǔ)環(huán)外徑裙座圈高度3m。最終塔體高為30.8m（不含塔頂封頭），即H=31m。裙座與塔體封頭的焊接方式為對接焊接。6.5.5 塔體設(shè)計(jì)參數(shù)匯總塔體設(shè)計(jì)參數(shù)匯總見表4-2： 表6-9塔體初步設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)匯總（單位：m）項(xiàng)目代號數(shù)值項(xiàng)目代號數(shù)值塔頂空間高度HD1.4進(jìn)料空間高度HF1.2塔底空間高度HB3.59裙座高度H裙3封頭D*S1600*8圓形人孔-Dg450塔體總高H

45、27.79-6.6接管設(shè)計(jì)管徑設(shè)計(jì)基本計(jì)算： 6.6.1 塔頂蒸汽出口管徑查化工原理課程設(shè)計(jì)P104表3-5，蒸汽流速初取。所以查化工原理課程設(shè)計(jì)P109表3-8，標(biāo)準(zhǔn)化后為：公稱直徑Dg = 250mm接管外徑厚度 = 2738mm接管伸出長度H = 200mm補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D = 480mm補(bǔ)強(qiáng)圈內(nèi)徑d = 277mm6.6.2 回流管管徑取回流液流速將其標(biāo)準(zhǔn)化：公稱直徑Dg =100mm接管外徑厚度 = 1086mm接管伸出長度H = 150mm補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D = 200mm補(bǔ)強(qiáng)圈內(nèi)徑d = 112mm6.6.3 進(jìn)料管管徑進(jìn)料為飽和液體進(jìn)料，取 表6-11氣相密度表組分iC4nC4iC5nC5氣相密度/kg/m310.920611.018814.383114.6267將其標(biāo)準(zhǔn)化：公稱直徑Dg = 250mm接管外徑厚度 = 2738mm接管伸出長度H = 200mm補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D = 480mm補(bǔ)強(qiáng)圈內(nèi)徑d = 277mm6.6.4 塔底出料管管徑取塔底物料流速將其標(biāo)準(zhǔn)化：公稱直徑Dg = 80mm接管外徑厚度 = 896mm接管伸出長度H = 150mm補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D = 180mm補(bǔ)強(qiáng)圈內(nèi)徑d = 93mm6.6.5 塔底至再沸器聯(lián)接管管徑取流速將其標(biāo)準(zhǔn)化：公稱直徑Dg = 200mm接管外徑厚度 = 2198mm接管伸出