正戊烷—正己烷连续精馏塔的设计.doc 123页

'正己烷连续精馏塔的设计前言化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有利用价值组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分液化或多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工或轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔形的操作特性，对选择、设计和分析分离中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本设计是针对工业生产中的正戊烷—正己烷这一二元物质中进行正戊烷的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器也进行了相关的计算选型。相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关《化工原理》、《化学工程手册》、《冷换设备工艺计算手册》、《化工工艺设计手册》、《化工设备用钢》、《化工设计》、《化工设备》、《化工设备机械基础》、《化工流程模拟实训－AspenPlus教程》等方面的资料。为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力。123 123 化工原理课程设计任务书班级化工121班姓名魏渊学号1205200081设计题目：正戊烷—正己烷连续精馏塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离正戊烷—正己烷混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理76550吨正戊烷—正己烷混合物。2、原料液中含正戊烷41.5%（质量），其余为正己烷。3、产品要求：馏出液中的正戊烷含量为95%（质量）。釜液中的正戊烷含量不高于2%（质量）。设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：1、加热方式：自选。2、操作压力：常压。3、进料状况：冷液进料。4、冷却水进口温度：30℃，出口温度自定。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量。4、编写设计说明书一份。5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。指导老师：尚小琴（教授）2015年1月6日123 第一章设计方案的确定1.1概述精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同。使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计任务为分离正戊烷一正己烷混合物，由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用过冷液体进料，将原料液直接送人精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源。1.2基本原理在化工、轻工、石油等生产过程中，混合物的分离是生产过程中的重要过程。原料和中间产品有许多是由几个组分液相组成的均相混合物，为了对某些组分进行提纯或回收其中的有用组分以达到生产的目的，通常需要对混合物进行分离，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，它通过加热造成气、液两相物系，利用物系的各组分挥发度不同的特性以实现分离的目的。当混合物中各组分的挥发度相差不大，而又有较高的分离要求时，宜采用精馏。由于正戊烷比正己烷在同样的条件下更容易挥发，所以本设计采用精馏，其中正戊烷为易挥发组分，正己烷为难挥发组分。123 1.3确定设计方案原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点：(1)满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。(2)满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。(3)保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.4设计步骤板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行：(1)确定设计方案；(2)平衡级计算和理论塔板的确定；(3)塔板的选择；(4)实际板数的确定；(5)使用化工流程模拟软件AspenPlus进行流程模拟；(6)塔体流体力学计算；(7)管路及附属设备的计算与选型；(8)撰写设计说明书和绘图。123 1.5设计方案的内容设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内容可见参考文献。1.6操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：(1)压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。(2)考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。(3)真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。本设计是分离正戊烷和正己烷的混合物，由于两者都是液体，因此操作压力可以确定为常压，即是常压精馏。1.7加热方式123 塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，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。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用热蒸汽间接加热。1.8进料状态进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：(1)进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；(2)当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。本次设计以冷夜进料方式进料。（塔内物料示意图如下）图1-1进料状况示意图123 1.9回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。(1)根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定；(2)先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1~2倍，即R＝（1.1~2）Rmin；(3)在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。1.10热能利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。1.11工艺流程示意图(1)精馏流程总图123 图1-2精馏流程总图(2)原料液的物流走向图冷液进料注：1、F为进料液物流；2、D为塔顶溜出液物流；3、W为塔底釜液物流。图1-3精馏工艺流程图(3)全凝器内物流的走向图123 注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程。图1-4全凝器物流流程图(4)再沸器内物流的走向图注：再沸器内加热蒸汽走壳程，物料走管程。图1-3再沸器物流流程图123 第二章精馏塔的工艺设计计算2.1设计任务和条件（一）设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离正戊烷—正己烷混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理67850吨正戊烷—正己烷混合物。2、原料液中含正戊烷41.5%（质量），其余为正己烷。3、产品要求：馏出液中的正戊烷含量为95%（质量）。釜液中的正戊烷含量不高于2%（质量）。设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：1、加热方式：自选。2、操作压力：常压。3、进料状况：冷液进料。4、冷却水进口温度：30℃，出口温度34℃。5、塔板形式：浮阀塔板。2.2工艺计算2.2.1精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数正戊烷的摩尔质量……….正己烷的摩尔质量………123 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.物料衡算原料处理量总物料衡算{{解得：D=62.23kmol/h，W=71.38kmol/h式中F------原料液流量D------塔顶产品量W------塔底产品量表2-1物料衡算表进口出口项目流量（kmol/h）项目流量(kmol/h)进料F133.61塔顶产品D62.23塔底出量W71.382.2.2塔板数的确定1.理论塔板数NT的求取对于正戊烷—正己烷溶液的物系，可用图解法求理论塔板数。（1）查找个体系的汽液相平衡数据（《化工原理第四版》化学工业出版社）123 表2-2正戊烷－正己烷的饱和蒸汽压和温度的关系温度/℃P°A/kPaP°B/kPa温度/℃P°A/kPaP°B/kPa36.1101.3331.9855185.1864.4440115.6237.2660214.3576.3645136.0545.0265246.8989.9650159.1654.0468.7273.28101.33总压为P=101.33kPa根据拉乌尔定律，理想溶液上方的平衡分压为式中P--------溶液上方组分的平衡压强PaP°--------在溶液温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pax--------溶液中组分的摩尔分数。气液平衡下液相组成与平衡温度间的关系为（t-x关系式）气液平衡下气相组成与平衡温度间的关系为（t-y关系式）计算结果列于下表2-3表2-3正戊烷（A)－正己烷（B）溶液的t-x-y计算数据（101.33kPa）温度/℃xy温度/℃xy36.111550.310.57400.820.93600.180.38450.620.83650.070.17500.450.7168.700根据上表中计算数据画出正戊烷—正己烷混合液的t－x－y图和x－y图：123 图2-1正戊烷—正己烷混合液的t－x－y图图2-2正戊烷—正己烷图烷混合液的x－y图（2）求最小回流比和操作回流比123 因为是冷液进料，故需要先确定q值。查阅化工原理附录蒸发潜热共线图，可以读出：操作条件下（101.33kPa，25℃），正戊烷的汽化热为351kJ/kg，正己烷的汽化热为362kJ/kg。则原料液的汽化热为由图1-1查出进料组成为时溶液的泡点温度为49℃，平均温度为。由附录中液体比热容共热线查出在37℃下正戊烷和正己烷的比热容为和，故原料液的平均比热容为所以则，故从图中点e做斜率为9.93的直线，即得到q线（计算得，q线方程为）。图2-3q线与相图交点的确定使用作图法来求最小回流比，读图可以得到q线与x－y图的交点d的坐标为（0.486，0.726），即，123 故最小回流比为：实际回流比在实际操作中，常取最小回流比的（1.1～2.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费为无穷大。当R稍大于时，塔板数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费随之锐减。当R继续增加时，塔板数固然仍随之减少，但已较缓慢。另一方面，由于R的增加，上升蒸汽量随之增加，从而使塔径、蒸馏釜、冷凝器等尺寸相应增大，故R增加到某一数值以后，设备费又回升。精馏过程的操作费用主要包括再沸器加热介质和冷凝器冷却介质的费用。当回流比增加时，加热介质和冷却介质消耗量随之增加，使操作费用相应增加。总费用是设备费用与操作费用之和，在设计时，当总费用最小时的R即为适宜的回流比。所以在本次设计中，回流比的确定是一个非常重要的环节，故采取下述方法来确定回流比。先确定最少理论板数，按照经验公式确定最少理论塔板数(不包括再沸器）故最优操作回流比R为（公式来源：见参考文献[9]）（3）求精馏塔的气、液相负荷123 图2-4进料状况示意图由于进料方式为冷夜进料，故：（4）精馏段操作线方程为（5）提馏段操作线方程为采用如图解法求理论板层数。123 图2-5图解法求理论板层数求解结果为：总理论板层数NT=11（不包括再沸器），其中NT，精=4，NT，提=7，进料板位置图2-6图解法求理论板层数（提馏段部分放大图）（6）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图2-5、2-6123 所示。求解结果为：总理论板层数NT=11（不包括再沸器）精馏段理论板层数NT精=4提馏段理论板层数NT提=7（包括进料板）进料板位置NF=52.实际塔板数的求取（1）操作温度的计算塔底组成塔顶组成图2-7xD、xW的确定根据正戊烷－正己烷的温度－组成（t-x-y图）查得下列温度①泡点温度：=49.00℃②塔顶温度：=36.87℃③塔釜温度：=66.67℃全塔平均温度℃123 （2）相对挥发度计算（，）由Antoine方程（）求算正戊烷、正己烷的饱和蒸汽压。其中，正戊烷、正己烷的Antoine常数见表3-2表3-2正戊烷、正己烷的Antoine常数组分ABC正戊烷6.85221064.63232.00正己烷6.87781171.53224.37结果汇总于表3-3挥发度相关数据数据中。表3-3挥发度相关数据数据记录项目进料塔顶塔底轻组分的摩尔分数0.4590.9580.024物系温度t/℃25.0036.8766.67正戊烷的饱和蒸汽压P0A/kPa68.33104.11258.56正己烷的饱和蒸汽压P0B/kPa20.1732.9894.93平均相对挥发度3.393.162.72所以，全塔平均相对挥发度为精馏段平均相对挥发度为提馏段平均相对挥发度为（3）塔板总效率的计算根据知O’connell公式得全塔效率：注：由于O’connell公式适用于较老式的工业塔及试验塔的总效率关联，所以对于新型高效的精馏塔来说，总效率要适当提高。因此本设计总效率设为ET=55%123 （4）实际塔板数NP的确定精馏段实际板层数提馏段实际板层数总实际板数实际进料板为第8块板。123 第三章ASPENPLUS精馏塔分离单元模拟蒸馏过程的简捷法计算一般采用手工计算，也可以应用流程模拟软件进行计算，目前主要的流程模拟软件有ASPENPLUS、HYSIS、PRO-II等。本次设计主要运用化工流程模拟软件ASPENPLUS进行分离单元的模拟运算。ASPENPLUS简捷法精馏（设计型）计算可对一个带有分凝器或全凝器、一股进料和两种产物的蒸馏塔进行简捷法设计计算。它使用Winn法来估算最小塔板数，使用Underwood法来估算最小回流比，使用Gilliland关联式来估算规定塔板数时所需要的回流比，或估算规定回流比时所需要的塔板数。设计过程中需要规定轻、重关键组分的回收率，再沸器和冷凝器的压力，回流比或理论塔板数，程序根据计算给出塔的塔温和底温、最小和实际回流比、最小的实际理论板数、进料板位置、冷凝器和再沸器的热负荷。ASPENPLUS提供了DSTWU、Distl、RadFrac、Extract等分离单元模块。这些模块可以模拟蒸馏、吸收、萃取等的过程。DSTWU是多组分精馏的简捷设计模块，是针对相对挥发度近似恒定的物系开发，用于计算仅有一股进料和两股产品的简单精馏塔。DSTWU模块计算精度不高，常用于初步设计，当存在共沸物时，计算结果可能会出错，DSTWU模块的计算结果可以为严格精馏计算提供合适的初值。本设计中采用简捷法来初步设计正戊烷－正己烷精馏塔。其中，冷凝器压力为2.826kPa（表压），再沸器压力为16.126kPa，进料量为，温度为25℃，压力为，质量组成为正戊烷，正己烷0.585，塔顶为全凝器，回流比假定为最小回流比的1.5倍，要求塔顶产品中正戊烷含量不低于95%（质量分数），塔底产品中正戊烷含量不高于2%（质量分数），用PENG－ROB物性方法。123 3.1精馏塔的简捷设计模块DSTWU，设计过程模拟步骤如下。图3-1DSTWU模块流程输入组分及模块参数，进行模拟计算，得出结果如下：图3-2模块（DSTWU）结果从上图中可以看出最小回流比为0.98，最小理论板数为7（包括再沸器和冷凝器），实际回流比为1.17，实际理论板数为16（包括全凝器和再沸器），进料位置为第8块板，塔顶产品与进料摩尔流率比（Distillatetofeedfraction）为0.4655。最后生成回流比随理论板数变化表，如图3-3。合理的理论板数应在曲线斜率绝对值较小的区域内选择。123 表3-1回流比随理论板数变化表图3-3回流比与理论板数关系曲线本设计中手算所得计算结果为，最小理论板数为5.36，理论板数123 NT=13（包括冷凝器和再沸器），其中NT，精=4，NT，提=7，进料板位置。与上述模块（DSTWU）计算结果稍有偏差，但总体上而言，可认为是处于合理的理论板数范围内，故本设计结果具有可操作性。3.2精馏塔的简捷校核模块Distl，设计过程模拟步骤如下。图3-4Distl模块流程Distl模块可对带有一股进料和两股产品的简单精馏塔进行简捷校核计算，此模块用Edmister方法设计精馏塔的产品组成。Distl模块有两个假设，即恒摩尔流假设和和恒定的相对挥发度。Distl模块流程图如图3-4所示。现用简捷法校核正戊烷－正己烷精馏塔，各项参数使用本设计手算数据进行流程模拟，可以得到冷凝器及再沸器的热负荷、塔顶产品及塔底产品的质量纯度。输入组分及模块参数，进行模拟计算，得出结果如下：图3-5查看模块（Distl）结果从过程模拟计算结果中可以看出，其中冷凝器的热负荷为，再沸器的热负荷为。123 图3-6查看物流（Distl）结果从图3-6中可以看出每股物料的详细信息，其中塔顶产品中正戊烷的质量纯度为93.6%，塔底产品中正己烷的纯度为97.14%。3.3精馏塔的严格计算模块RadFrac，设计过程模拟步骤如下。图3-7RadFrac模块流程RadFrac模块可对下述过程做严格模拟计算，普通精馏、吸收、汽提、萃取精馏、共沸精馏、反应精馏等。RadFrac适用于两相体系、三相体系、窄沸点和宽沸点物系以及液相表现为强非理想性的物系。现用精馏塔严格计算模块RadFrac来进行严格核算和设计计算，各项参数使用本设计手算数据进行流程模拟，可以得到满足产品纯度要求所需的回流比和塔顶产品的流率及塔底产品的质量纯度；在满足产品纯度的基础上，绘制塔内温度曲线、塔内液相质量组成分布曲线等。RadFrac模块流程图如图3-7所示。123 图3-8查看物流结果从图3-8中可以看出，塔顶产品中正戊烷质量纯度为98.04%，塔底产品中正己烷质量纯度为99.91%。RadFrac模块不仅可以进行校核核算，也可以进行设计计算。通过设置两项设计规定和操纵变量使产品纯度提高，使塔顶纯度达到97%以上，塔顶产品纯度达到99%以上。图3-9查看冷凝器结果123 图3-10查看再沸器结果图3-11查看物流结果从图3-10、3-11123 中可以看出，达到上述质量纯度时，冷凝器热负荷为1147.31kW，冷凝器热负荷为1374.78kW，所需回流比为1.56，塔顶产品流率为62.1kmol/h。在TPFQ页面查看塔内温度、组成的分布情况，并绘制塔内温度分布曲线和组成分布曲线。图3-12查看物流结果绘制图线如下：123 图3-13塔内温度分布曲线123 图3-14塔内液相质量组成分布图123 图3-16塔内液相、气相流率分布图123 图3-17塔内压力分布图123 图3-18塔内K值（K-Values）分布图123 图3-19塔内相对挥发度（ReVol）分布图123 第四章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力塔顶操作压力(常压)每层塔板压降进料板压力塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力4.2操作温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：进料温度：塔顶温度：塔釜温度：精馏段平均温度提馏段平均温度4.3平均摩尔质量1.塔顶混合物平均摩尔质量计算使用Origin软件拟合出气液相平衡曲线的4次方拟合方程为：（结果见附件3）123 因为在塔顶存在，查平衡曲线得。1.进料板混合物平均摩尔质量计算进料板液相组成进料板气相组成3.塔底平均摩尔质量计算：由，查平衡曲线得。4.精馏段混合物平均摩尔质量5.提馏段混合物平均摩尔质量4.4平均密度4.4.1精馏段平均密度1.气相平均密度由理想气体状态方程计算，即123 2.液相平均密度液相平均密度依下式计算，即①塔顶液相平均密度。由，查手册得，塔顶液相质量分数②进料板平均密度由，查手册得，进料板液相质量分数③精馏段平均密度4.4.2提馏段的平均密度1.气相平均密度①由理想气体状态方程计算，即②塔底液相平均密度123 由，查手册得，提馏段平均密度4.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：①塔顶液相平均表面张力的计算：σ由，查附表得：塔顶②塔底液相平均表面张力的计算：由，查附表得：塔底③进料板液相平均表面张力：由，查附表得：进料板④精馏段平均表面张力为：123 ⑤提馏段平均表面张力为：4.6液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：①塔顶液相平均黏度的计算：由，查附表得：0.0002021472塔顶②塔底液相平均黏度的计算：由，查附表得：塔底③进料板液相平均黏度的计算：由，查附表得：④精馏段液相平均黏度为：⑤提馏段液相平均黏度为：123 第五章精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算1.塔径计算可依据流量公式：式中——塔径，m——气体体积流量，m3/s——空塔气速，m/s。表观空塔气相速度（按全塔截面计）按下式进行计算：安全系数＝（0.6～0.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。本设计中取安全系数为0.7。其中，（为液相密度，为气相密度，kg/m3，C为负荷因子，为极限空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为；参数反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（为板间距，为板上液层高度）123 图4-1史密斯关联图设计中，板上液层高度由设计者选定，对常压塔一般取为0.05～0.08m，对减压塔一般取为0.025～0.03m。本设计取0.05m。表4-1板间距的确定塔径D，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.02.0～2.4〉2.4板间距，mm200～300300～350350～450450～600500～800800本设计根据标准，HT取0.45m，取0.05m。则查史密斯关联图（见图4）可得精馏段提馏段（1）最大空塔气速和空塔气速123 最大空塔气速的计算公式：精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为精馏段空塔气速：对C作修正：则取安全系数为0.7，则空塔气速为提馏段空塔气速：对C作修正：则123 取安全系数为0.8，则空塔气速为（2）塔径精馏段塔径：按标准塔径圆整后为由表-可知，当塔径为1.2m时板间距可取0.45m，符合假设。塔截面积实际的空塔气速提馏段塔径：按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为实际空塔气速为5.2精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开1个人孔，在提馏段开1个人孔，其高度均为0.7m。故精馏塔有效高度为123 第六章塔板主要工艺尺寸计算6.1精馏段主要工艺尺寸计算溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。6.1.1溢流堰溢流堰（外堰）又称出口堰，它设置在塔板上的液体出口处，为了保证塔板上有一定高度的液层并使液流在板上能均匀流动，降液管上端必须超出塔板板面一定高度，这一高度称为堰高，以表示。弓形降液管的弦长称为堰长，以表示。为使上一层板流入的液体能在板上均匀分布，并减少进入处液体水平冲击，常在液体的进入口处设置内堰，当降液管为圆形时，应有内堰，当采用弓形降液管时可不必设置内堰。堰长根据液体负荷和溢流型式而定。对单溢流，一般取为（0.6～0.8）D，其中D为塔径。板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即：=+式中——板上液层高度，m——堰高，m——堰上液层高度，m。堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。溢流堰的高度直接影响塔板上的液层厚度。过小，液层过低使相际传质面积过小不利于传质；但过大，液层过高将使液体夹带量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根据经验，对常压和加压塔，一般采取=50～80mm。对减压塔或要求塔板阻力很小的情况，可取为25mm左右。123 堰长的大小对溢流堰上方的液头高度有影响，从而对塔板上液层高度也有明显影响。对于塔径大于800mm的大塔，常采用倾斜的降液管及凹形受液盘结构，但不适宜用于易聚合及有悬浮固体的情况，此时比较适宜用平直堰结构。因此，在本设计中选择了平直堰结构。6.1.2溢流装置计算因塔径D1=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：1、堰长取2、溢流堰高度由。选用平直堰，堰上液层高度依下式算，即式中，为塔内液体流量，m3/h；为堰长，m；E为液流收缩系数。查液流收缩系数图（图5-1），得E=1.02图6-1液流收缩系数图取板上液层高度，故123 3、弓形降液管宽度与降液管面积由，查弓形降液管的宽度与降液管面积图（图5-2）得：，图6-2弓形降液管的宽度与降液管面积图故4、液体在降液管中停留时间经检验，降液管设计符合要求。5、降液管底隙高度取降液管的流速，则123 故降液管底隙高度设计合理。6.1.3塔板布置及浮阀数目与排列1.阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：精馏段阀孔气速与每层板上的阀孔数N的关系如下：（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即2.塔板布置由上知选取边缘区宽度，破沫区宽度计算鼓泡区有效面积，即123 浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取，相邻两排间的中心距t′可按下式进行估算。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用91mm，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-3），分成3块，共安排浮阀个数。图6-3塔孔布置图因此，实际中阀孔气体速度为123 由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因素变化不大，仍在9~12范围内。因此阀孔数适宜。塔板开孔率=通常，常压操作的塔开孔率在10%~14%之间，因此该设计符合要求。6.2提馏段主要工艺尺寸计算6.2.1溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：1、堰长取2、溢流堰高度由。选用平直堰，堰上液层高度依下式算，即查液流收缩系数图（图5-1），得E=1.03取板上液层高度，故123 3、弓形降液管宽度与降液管面积由，查弓形降液管的宽度与降液管面积图（图5-2）得：，故4、液体在降液管中停留时间经检验，降液管设计符合要求。5、降液管底隙高度取降液管的流速，则故降液管底隙高度设计合理。6.2.2塔板布置及浮阀数目与排列1.阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：提馏段123 根据式（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即2.塔板布置由上知选取边缘区宽度，泡沫区宽度计算鼓泡区有效面积，即浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。则可按下式估算间距t′。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用78mm，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-4），分成4块，共安排浮阀个数。123 图6-4塔孔布置图因此，实际中阀孔气体速度为由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因素变化不大，仍在9~12范围内。因此阀孔数适宜。塔板开孔率通常，常压操作的塔开孔率在10%~14%之间，因此该设计符合要求。123 第七章塔板流体力学验算7.1精馏段流体力学验算7.1.1气相通过浮阀塔的压降气体通过每层浮阀塔板的压降应为：其中为气体通过一层浮阀塔板的压强降，Pa；为气体通过干板阻力所产生的压强降，Pa；为气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降，Pa；为气体克服液体表面张力所产生的压强，Pa。习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，故上式又可写成式中，是与相当的液柱高度，=，m是与相当的液柱高度，=，m是与相当的液柱高度，=，m是与相当的液柱高度，=，m1、干板阻力计算：气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。板上所有浮阀刚好全部开启时，气体通过阀孔的速度称为临界速度，以表示。阀全开前（）=19.9-------------------（a）123 阀全开后（）=5.34-------------------（b）式中—阀孔气速，m/s；—液体密度，kg/—气体密度，kg/计算时，可先将上二式联立而解出临界孔速，即令：19.9=5.34将g=9.81m/代入，解得：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液柱液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。7.1.2淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层123 。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。2、液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度取，则取，前已选定及求得，因此，计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。7.1.3雾沫夹带校核1、计算泛点百分率校核雾沫夹带按下式计算泛点率或板上液流径长度板上流液面积正戊烷和正己烷为正常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由图6-1查得泛点负荷系数0.123。将以上数值代入上式得：123 计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。表7-1物性系数表系统物性系数K0系统物性系数K0无泡沫，正常系统1.0多泡沫系统0.73氟化物0.9严重发泡系统0.60中等发泡系统0.85形成温度泡沫的系统0.30图7-1泛点负荷系数图123 7.2提馏段流体力学验算7.2.1气相通过浮阀塔的压降气体通过塔压降可根据下式计算：1、干板阻力计算：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。7.2.2淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。123 2、液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度取，则取，前已选定及求得因此计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。7.2.3雾沫夹带校核1、计算泛点百分率校核雾沫夹带板上液流径长度板上流液面积正戊烷和正己烷为正常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由（图6-1）查得泛点负荷系数0.126。将以上数值代入上式得：计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。123 第八章塔板负荷性能图8.1精馏段塔板负荷性能图8.1.1雾沫夹带线对于一定物系及一定的塔板结构，式中均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各数据代入上式，便得出，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：整理得：或由上式可知：雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任选两个值，代入上式算出相应的值，并列于下表表8-1雾沫夹带线数据0.0020.0040.010350.0007250.92180.89910.8270.93638.1.2液泛线由123 确定液泛线。忽略式中的项，代入数据得：因物系一定，塔板尺寸一定，则等均为定值，而又有如下关系，即式中阀孔数亦为定值，因此可将上式简化成VS与LS的关系：在操作范围内任选若干个值，代入上式算出相应的值，并列于下表表8-2液泛线数据0.0010.010350.0050.0060.0007251.02980.076580.92570.90101.04378.1.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s，依下式得：液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则123 8.1.4漏液线此线表示不发生严重漏夜现象地最底气相荷，对于F1型重阀，因动能因数时，会发生严重漏夜，故取计算相应的气相流量由下式可以求得：8.1.5液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m。取，就可作出液相负荷下限线。求出的下限值（常数），依次作出液相负荷下限线，该线与气体流量无关的竖直线。因E=1.02，则根据以上计算的数据，可分别作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五条线（见图9）由塔板负荷性能图可以看出：123 ①任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。③按照固定的液气比，由图7-1查出塔板的气相负荷上限，，气相负荷下限，所以操作弹性=图8-1精馏段操作弹性图1—雾沫夹带线；2—降液管液泛线；3—液相负荷上限线4—漏液线；5—液相负荷下限线8.2提馏段塔板负荷性能图8.2.1雾沫夹带线对于一定物系及一定的塔板结构，式中123 均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各数据代入上式，便得出，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：整理得：或由上式可知：雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任选两个值，代入上式算出相应的值，并列于表7-3表8-3雾沫夹带线数据0.000840.010.0060.0080.014491.91491.72861.81001.76931.63738.2.2液泛线由确定液泛线。忽略式中的项，代入数据得：因物系一定，塔板尺寸一定，则等均为定值，而又有如下关系，即123 式中阀孔数亦为定值，因此可将上式化为：在操作范围内任选若干个值，代入上式算出相应的值，并列于表7-4。表8-4液泛线数据0.000840.0020.0040.0060.0080.014494.36524.16753.88813.63403.38722.56548.2.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s，依下式得：液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则8.2.4漏液线此线表示不发生严重漏夜现象地最底气相荷，对于F1型重阀，因动能因数时，会发生严重漏夜，故取计算相应的气相流量由下式可以求得：123 8.2.5液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m。取，就可作出液相负荷下限线。求出的下限值（常数），依次作出液相负荷下限线，该线与气体流量无关的竖直线。取E=1.03，则根据以上计算的数据，可分别作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五条线（见图10）由塔板负荷性能图可以看出：①任务规定的气、液相负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。③按照固定的液气比，由图7-2查出塔板的气相负荷上限，，气相负荷下限，所以操作弹性=123 图8-2提馏段操作弹性图1—雾沫夹带线；2—降液管液泛线；3—液相负荷上限线4—漏液线；5—液相负荷下限线123 精馏段浮阀塔板工艺设计计算结果汇总表1项目数值及说明备注塔径D/m1.2板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)0.5堰长lW/m0.876堰高hW/m0.0432板上液层高度hL/m0.06降液管底隙高度h00.0259浮泛数N/个105等腰三角形交叉阀孔气速u0/(m/s)4.504阀孔动能因数F010.92临界阀孔气速uoc/(m/s)3.98孔心距t/m0.075指同一横排孔心距排间距t′/m0.080指相邻二横排的中心线距离单板压降△p/Pa528.79液体在降液管内停留时间θ/s15.22降液管内清液层高度Hd/m0.1511泛点率%51.12气相负荷上限(Vs)max/(m3/s)0.88雾沫夹带控制气相负荷下限(Vs)min/(m3/s)0.2587漏液控制操作弹性3.40123 提馏段浮阀塔板工艺设计计算结果汇总表2项目数值及说明备注塔径D/m1.4板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)0.78堰长lW/m1.029堰高hW/m0.055板上液层高度hL/m0.06降液管底隙高度h00.0445浮泛数N/个156等腰三角形交叉阀孔气速u06.44阀孔动能因数F011.61`临界阀孔气速uoc/5.508孔心距t/m0.075指同一横排孔心距排间距t′/m0.065指相邻二横排的中心线距离单板压降△p/Pa632.02液体在降液管内停留时间θ/s7.92降液管内清液层高度Hd/m0.1705泛点率%57.76气相负荷上限(Vs)max/(m3/s)1.688雾沫夹带控制气相负荷下限(Vs)min/(m3/s)0.517漏液控制操作弹性3.26123 第九章热量衡算9.1热量衡算9.1.1塔顶冷凝器的热量衡算1）热量衡算式如图所示，根据热量衡算式，有：图9-1塔顶能量平衡图式中----塔顶蒸汽带入系统的热量；----回流液带出系统的热量；----馏出液带出系统的热量；----冷凝水带出系统的热量；2）各股物料的温度与压力由塔顶蒸汽组成，通过气液平衡数据表，经插值计算可得塔顶蒸汽温度为36.87℃，该温度也为回流液和馏出液的温度。由给定条件知：塔顶的操作压强为P=101.325KPa3）基准态的选择123 以101.325KPa、36.87℃的液态正戊烷和正己烷为热量衡算的基准态，则：==04）各股物料热量的计算当时，，则冷凝器的热负荷为：5）冷却水的用量设冷却水的用量为，则：已知：℃℃（本设计假定）以进出口水温的平均值为定性温度：℃查得水在32℃时的比热容为:℃）5）冷凝器的换热面积由上面求得所以由塔顶蒸汽组成，通过气液平衡数据表，经插值计算可得塔顶蒸汽温度为36.87℃，因为本设计为冷液回流，假设热流体的冷却回流温度为36.87℃。冷却水的进口温度为30℃，出口温度为34℃。则平均温度差为：℃估算换热面积对于壳层为烃分馏塔塔顶蒸汽，管程为水的精馏塔塔顶冷凝器的总传热系数为。则估算的换热面积为123 123 换热器型式：固定管板式换热器面积（m2）：402.6工艺参数名称管程壳程物料名称循环水饱和正戊烷蒸汽（含少量正己烷）操作压力，MPa0.1常压操作温度，℃30/3436.87/34流量，kg/h11950流体密度，kg/m310005.875流速，m/s0.550.06传热量，kw1163.6总传热系数，w/m2·k850对流传热系数，w/m2·k5240494污垢系数，m2·k/w0.000210.00018阻力降，Pa6523012841程数41使用材料碳钢碳钢管子规格Φ管数120管长，mm7000管间距，mm32排列方式正三角形折流挡板型式上下间距，mm200切口高度25%壳体内径，mm500保温层厚度，mm项目数据项目数据壳径D(DN)500mm管尺寸¢25mmx2管程数Np（N）48管长l（L）4.5m管数n1728管排列方式正三角形排列中心排管数nc156管心距32mm管程流通面积Si0.0125m传热面积410m换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：123 9.1.2全塔热量衡算如图8-2所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算图9-2全塔能量平衡图1）热量衡算式根据热量衡算式，可得：式中----进料带入系统的热量：----加热蒸汽带入系统的热量；----馏出液带出系统的热量；----冷却水带出系统的热量；----釜残液带出系统的热量；----热损失（本设计中，设热损失为0）；2）各股物流的温度由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：①泡点温度：=49.00℃123 ②塔顶温度：=36.87℃③塔釜温度：=66.67℃全塔平均温度℃3）基准态的选择以101.325KPa、49.0℃的液态正戊烷和正己烷为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：=04）各股物流热量计算当时，，则，再沸器的热负荷为加热介质为270.25kPa饱和水蒸气，查饱和水蒸气表得相应的温度T=130℃，所以传热温差为假设总传热系数，由下表取.传热面积S计算如下：在该操作条件下，饱和水蒸气的汽化热为2177.6kJ/kg，则加热蒸汽消耗量为：123 数据总表项目指标塔径/mm精馏段1200提流段1400设计压力atm常压塔板型式F1浮阀板摩尔组成塔顶0.958理论板数11块（无再沸器）进料0.459实际板数20块塔底0.024进料位置第8块板间距/mm450平均分子量塔顶（）气相72.588密度精馏段5.875液相72.588塔底（）气相85.664614.63液相85.86进料（）气相75.686提馏段3.248617.106液相79.574精馏段（）气相74.142加热蒸汽用量（kg/h）2303.45液相76.081提馏段（）气相80.68冷却水用量（kg/h）液相82.717全塔气相77.41精馏段停留时间(s)15.22液相79.40提馏段停留时间（s）7.92回流比Rmin0.97溢流堰长精馏段876提馏段1029R1.59溢流堰高精馏段43.2提馏段55123 温度（℃）精馏段42.935降液管底隙高度精馏段25.9提馏段57.83549.00提馏段44.536.87降液管液面高度精馏段151.1466.67提馏段170.5全塔流量（）加料量（F）133.6板上液层高60塔顶产量（D）62.23浮阀数N精馏段105釜底液量（W）71.38提馏段156精馏段下流量（L）98.95开孔率（％）精馏段10.69提馏段12.11上升气量(V)161.18空塔气速（m/s）精馏段0.5提馏段0.78提馏段下流量245.48雾沫夹带精馏段49.32％提馏段57.76％上升气量（V＇）174.1阀孔孔径0.039阀孔总面积精馏段0.125阀孔气速精馏段4.504提馏段6.440塔截面积精馏段1.130提馏段0.186提馏段1.539全塔效率55%123 第十章精馏塔结构设计10.1总体结构10.1.1基本结构精馏塔总体结构包括吊柱，气体出口管，除沫装置，回流管，进料管，手孔，保温圈，壳提体，塔板，气体人口管，裙座，出料管等。塔设备往往以每一层塔板为一节，然后由法兰连接。10.1.2塔体的主要尺寸1.塔顶捕沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气体夹带雾滴的情况下，设置除沫器可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﹑丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大﹑重量轻﹑空隙率大及使用方便等优点。尤其是它具有除沫率高，压力降小的特点，从而成为一种广泛使用的除沫装置。网丝的选择包括材料选择和丝径选择。材料选择应考虑到介质的腐蚀和操作温度。因丝网的丝径很细，极易被腐蚀破坏。所以丝网大多采用耐腐蚀的金属，合成纤维材料制造。丝网除沫器包括固定式丝网除沫器和抽屉式丝网除沫器。其中固定式丝网除沫器分上装式丝网除沫器和下装式丝网除沫器，抽屉式丝网除沫器是由网块，导轨，封板，法兰，法兰盖等组成，可以拆卸。本设计选用不锈钢标准型除沫器，丝网尺寸为0.1×0.4mm，材料：不锈钢扁丝（1Cr18Ni9Ti）。①对于精馏段123 丝网除沫器的液泛气速为气液过滤网常数，=0.116则操作气速本设计取故有效直径为圆整得：②对于提馏段丝网除沫器的液泛气速为气液过滤网常数，=0.116则操作气速本设计取故有效直径为圆整得：查表得：公称直径塔顶分离空间需考虑顶部的椭圆封头占据的高度，即回流液进口、人孔等占据的高度来决定，有经验1.5~3m。综合考虑各种因素的影响，本设计中取。123 2.人孔数目S人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板。另外，为了检查塔设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件，压力容器也需开设人孔。但由于设置人孔处的的塔板间距要增大，且人孔设置过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，所以一般板式塔每隔10～20层塔板或5～10m塔段，才设置一个人孔。人孔一般设置在气液进出口等需经常维修清理的部位，另外在塔顶和塔釜，也各设置一个人孔。在本设计中，共有20块塔板，所以共设置4个人孔，塔顶和塔釜各设置一个人孔，在进料处设置一个人孔，剩余一个设置在提流段。在设置人孔处，塔板间距应根据人孔的直径确定，该处板间距应人孔直径+塔盘支承梁高度+50mm，且不小于600mm。人孔的形状一般有圆形和椭圆形两种。椭圆形人孔的短轴应力与受压容器的筒身轴线平行。本设计的工作压力不大，所以采用圆形人孔。塔体上宜于采用垂直吊盖人孔，在设置操作平台的地方，人孔中心高度一般比操作平台高0.7～1m，最大不宜超过1.2m，最小为600mm。当操作温度低于350℃时，应采用平焊法兰，人孔法兰的密封面形式及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。人孔采用HG123 21514标准（该标准的压力范围为0.6~6.4MPa，公称直径为400~600mm)，采用垂直吊盖平焊法兰式人孔。该标准的压力范围是0.6～6.4MPa，公称直径为450～600mm。所以，在本设计中，人孔的公称直径选为450mm，其伸出塔体的筒体长为200mm，人孔中心距操作平台1000mm，人孔厚度，接管，人孔高度为220mm，公称压力为0.6MPa，公称直径为450mm。塔内的人孔手柄以mm的圆钢制造，螺栓螺母数量为16个，螺栓直径×长度为20×95，螺柱数量为16个，螺柱直径×长度为20×120，总质量为114kg。另外，在裙座上开两个检查孔，短节材料为Q235-A。10.1.3筒体与封头（按照GB150－98“钢制压力容器”国家标准设计执行）1.筒体精馏塔可视为内压容器。其各种设计参数如下：a.设计压力该精馏塔在常压下操作，设计压力取为0.8MPa表10-1容器按压力分类容器分类设计压力p/MPa容器分类设计压力p/MPa低压容器高压容器中压容器超高压容器b.设计温度该精馏塔塔底采用加热介质为饱和水蒸汽，设计温度定为150℃。c.许用应力该精馏塔筒体采用钢板卷焊而成，材料选择Q235-A，根据GB-3274，查得：d.焊缝系数按照GB150规定，焊缝系数主要考虑焊缝形式与对焊缝进行无损检验长度两个因素，本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部无损探伤，则=0.85表10-2筒体的设计参数设计压力/MPa设计温度/℃许用应力/MPa焊缝系数0.81501130.85壁厚的确定：123 计算厚度根据GB 709-2006 钢板的厚度允许偏差标准，查得，钢板负偏差=0.5mm该系统中正戊烷和正己烷对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量取2mm壁厚附加量筒体的设计厚度。筒体的名义厚度（即标注在设计图样上的壳体厚度）取圆整值，则筒体厚度则筒体的有效厚度表10-3钢板负偏差值钢板厚度（mm）22.22.52.8~3.03.2~3.53.8~4.04.5~5.5负偏差（mm）0.180.190.20.220.250.30.5钢板厚度（mm）6~78~2526~3032~3436~4042~5052~60负偏差（mm）0.60.80.91.01.11.21.3表10-4钢板的常用厚度表表10-5几种厚度之间的相互关系表10-6精馏段压力容器壁厚计算壁厚公式δd=PDi/(2[σ]t·Φ-P)+C计算结果123 圆筒壳符号意义及单位P压力(kg/cm2)D直径(mm)[σ]许用应力(kgf/cm2)Φ焊缝系数C壁厚附加量(mm)δd壁厚(mm)壁厚计算0.8161200115.1890.852.57.518最大允许工作压力[P]=[2[σ]φ(δd-C)]/[(Di+(δd-C)]符号意义及单位D直径(mm)[σ]许用应力(kgf/cm2)Φ焊缝系数C壁厚附加量(mm)δd壁厚(mm)P压力(kg/cm2)压力校核1200115.1890.852.580.893应力校核公式σt=[P(Di+(δd-C)]/[2(δd-C)φ]；必须满足σt≦[σ]t符号意义及单位P压力(kg/cm2)D直径(mm)Φ焊缝系数C壁厚附加量(mm)S壁厚(mm)σt最大允许应力(kgf/cm2)应力校核0.89312000.852.58115.189表10-7筒体的设计参数设计压力/MPa设计温度/℃许用应力/MPa焊缝系数0.8801130.85壁厚的确定：计算厚度根据GB 709-2006 钢板的厚度允许偏差标准，查得，钢板负偏差=0.6mm该系统中正戊烷和正己烷对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量取2mm壁厚附加量筒体的设计厚度。筒体的名义厚度（即标注在设计图样上的壳体厚度）取圆整值，则筒体厚度123 则筒体的有效厚度表10-8提流段压力容器壁厚计算圆筒壳壁厚公式δd=PDi/(2[σ]t·Φ-P)+C计算结果符号意义及单位P压力(kg/cm2)D直径(mm)[σ]许用应力(kgf/cm2)Φ焊缝系数C壁厚附加量(mm)δd壁厚(mm)壁厚计算0.8161400115.1890.852.68.45最大允许工作压力[P]=[2[σ]φ(δd-C)]/[(Di+(δd-C)]筒体简图符号意义及单位D直径(mm)[σ]许用应力(kgf/cm2)Φ焊缝系数C壁厚附加量(mm)δd壁厚(mm)P压力(kg/cm2)压力校核1400115.1890.852.6101.03应力校核公式σt=[P(Di+(δd-C)]/[2(δd-C)φ]；必须满足σt≦[σ]t符号意义及单位P压力(kg/cm2)D直径(mm)Φ焊缝系数C壁厚附加量(mm)S壁厚(mm)σt最大允许应力(kgf/cm2)应力校核1.0314000.852.610115.189本精馏塔设计为冷液进料，计算所得精馏段和提馏段的塔径不一样。而且，过冷液体进料，进料板下方的气相负荷要大于上方的，这时，精馏段的塔径可以缩小，设计为变径塔。设计为变径塔，可以增强塔的可操作性，降低设备费用。但精馏塔如果分段设计成塔径不同的话，实际制造是很困难的。故优先考虑塔径不变，通过改变板的开孔率来实现精馏段、提馏段的合理操作。故全塔直径按照提馏段的塔径来进行实际设计，即。123 2.封头本设计采用标准椭圆形封头，材料选用Q235-A，除封头的拼接焊缝需100%探伤外，其余均为对接焊缝局部探伤。图10-1椭圆形封头示意图如图所示，由半个椭球和一段高为的圆筒形筒节（称为直边）构成，封头曲面深度，直边高度与封头的公称直径有关。表10-9封头的直边高度/mm封头的公称直径DN≤2000>2000封头的直边高度h02540123 公称直径DN/mm曲面高度h1/mm直边高度ho/mm内表面积F/m2容积/Vm3厚度δh/mm质量G/kg1400350252.2350.39858861068142402.3060.421101831222014258162951833350[2.345][0.436]20[379]封头曲面深度；直边高度内表面积容积承受内压时椭圆封头的赤道处为环向压缩应力，为了避免失稳，规定标准椭圆的计算厚度不得小于封头内径的0.15%，本设计中计算厚度为，故封头可以选用，质量为。封头壁厚的确定：计算厚度；K为椭圆封头形状系数，（本设计中选用标准椭圆封头，故K=1.0。）根据GB 709-2006 钢板的厚度允许偏差标准，查得，钢板负偏差=0.5mm123 该系统中正戊烷和正己烷对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量取2mm壁厚附加量封头的设计厚度。封头的名义厚度（即标注在设计图样上的封头厚度）取圆整值，则筒体厚度则封头的有效厚度3.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座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形（本设计精馏塔的塔径为1400mm）。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整得：，则基础环宽度为300mm；裙座圈厚度；基础环厚度；考虑到再沸器，裙座高度取3.0m，地角螺铨直径取M22采用Q-235B。123 10.1.4塔体总有效高度1.塔板间距HT塔板间距123 的大小于液汽和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气流速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，安装检修方便，但会增加塔的造价，因此，应适当选择。本设计取HT=450mm，在设置人孔处，板间距为800mm。2.塔底空间高度HB塔底空间高指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底空间高度123 具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有10~15min的储量，以保证塔底料液不致于排完。若塔的进料设有缓冲时间的容量，则塔底容量可较小。对于塔底产量大的塔，塔底容量也可取小些，有时仅取3~5min的储量。对于易结焦物料，塔底停留时间则应按工艺要求而定，值可按储量和塔径计算。塔釜分离空间高的设定主要考虑以下几点：塔釜椭圆空间封头、液位计、釜底蒸汽进口、人孔及其它测量仪表等占据的高度来设定。一般来说，塔底液面至最下层塔板间要留有1~2m间距。本设计中取。123 3.进料板空间高度HF进料段空间高度123 取决于进料口的结构型式和物料状况。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲实施，如防冲板，入口堰，缓冲管等，应保证这些实施的安装。本设计中取进料板空间高度。由下式计算：式中：--塔顶空间高度，mm123 --塔板间距，mm--开有人孔的塔板间距，mm123 --进料段空间高度，mm--塔底空间高度，mmN—实际塔板数；S—人孔数目本设计中、、、、、。则塔体的总有效高度：123 则塔体的实际高度为高度：10.2塔板结构塔板在结构方面要求有一定的刚度，维持板的甲苯平，塔板之间应有一定的密封性，以避免气体，液体走短路，塔板适应方便安装或拆卸等。本设计采用单流塔板。整块式塔的塔体分成若干段塔节，塔节与塔节之间用法兰连接。每个塔节中安装若干块叠置起来的塔板。塔板与塔板之间一段管子支承，并保持所需要的板间距。1.结构型号塔板结构由整块式塔板，塔板圈和带溢流堰的降液管组成。塔板圈的高度一般取70mm，但不得底于溢流堰的高度。塔板圈与塔体内壁的间隙，一般为10~12mm。填料支承圈用8~10mm圆钢做成，其焊接位置随填料层数而异，一般可取30~40mm。2.降液装置本设计采用弓形降液管和溢流堰的结构，在最下层塔板的降液管的末端设有液封槽。3.密封结构123 在整块式塔板结构中，为了便于往塔节筒体内安装塔板，塔板于塔壁间需有一定的间隙，为了防止气体由此处通过，必须将此间隙密封起来。选用压圈的型号为6682mm。每个塔板上所需的螺柱数量于塔板数相同。螺柱布置应尽量均匀，并应避开降液管。4.定距管支承结构定距管支承结构是先将3~4个支座焊在塔壁上，用定距管和拉杆把塔板紧固在塔体上，定距管除了支承塔板外，并起保持塔板间距的作用。本设计采用焊接的支座。5.塔板吊耳为了便于在塔节内装拆塔板，常在塔板上焊上两个吊耳。6.手孔当人不能进入筒体内安装和清晰洗，能安装手孔。10.3接管结构1、管路计算公式一律采用：式中：di为管子的内径，mmLv为流体的体积流量，m3/su为流体的流速，m/s管路均选择热轧无缝钢管：参考GB8163-87123 10.3.1进料管1.进料管液相质量分数由，查手册得，2.进料板液相质量分数3.原料处理量为4.原料密度5.原料分子量6.原料体积流量7.取，管内径8.圆整取热轧无缝钢管，规格φ76×3.5mm10.3.2塔顶蒸汽出料管1.塔顶混合物平均摩尔质量计算由，查平衡曲线得。2.平均密度由理想气体状态方程计算，即3.摩尔流率4.体积流量5.取，管内径6.圆整取热轧无缝钢管，规格φ210×10mm123 10.3.3回流管1.塔顶混合物平均摩尔质量2.平均密度3.实际回流量4.体积流量5.取，管内径6.圆整取热轧无缝钢管，规格φ60×3.5mm10.3.4釜液排出管1.塔底平均摩尔质量计算2.塔底液相平均密度3.塔底液体摩尔流率4.体积流量5.取，管内径6.圆整取热轧无缝钢管，规格φ100×3.5mm10.3.5全凝器冷凝水管1全凝器冷凝水用量123 水的密度4.体积流量5.取，管内径6.圆整取热轧无缝钢管，规格φ250×3.5mm10.3.6再沸器蒸汽管1.再沸器水蒸汽用量2.水蒸气密度3.体积流量4.取，管内径5.圆整取热轧无缝钢管，规格φ30×3.5mm10.3.7法兰由于常压操作，所有的法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰进料管接管法兰：Pg2.5DN76HGJ49-91回流管接管法兰：Pg2.5DN50HGJ49-91塔顶蒸汽出料管接管法兰：Pg2.5DN299HGJ49-91釜液排出管法兰：Pg2.5DN50HGJ49-91蒸汽进气管接管法兰：Pg2.5DN108HGJ49-91123 10.4辅助设备结构10.4.1冷凝器塔顶上升蒸汽经过冷凝器（全凝器）中，全部冷凝下来成为液体。一部分液体回流至塔内，一部分再经冷却器作为产品，或者上升蒸汽经过冷凝器（分凝器）部分冷凝下来，作为回流液回流至塔内，余下蒸汽再进入冷凝冷却器，冷凝下来比进而冷却至一定温度作为产品取出。大型设备的冷凝器采用列管式，为提高冷却甲苯的流速，通常安装冷却甲苯在管内流动，蒸汽在管外冷凝。由于大型精馏塔很高，冷凝器一般安装在地面，回流液由泵来输送，属冷液回流。其回流比控制较方便，冷凝器安装和清晰均较方便。冷凝器的换热面积8.1.1塔顶冷凝器的热量衡算1）热量衡算式如图所示，根据热量衡算式，有：图10-2塔顶能量平衡图式中----塔顶蒸汽带入系统的热量；----回流液带出系统的热量；123 ----馏出液带出系统的热量；----冷凝水带出系统的热量；2）各股物料的温度与压力由塔顶蒸汽组成，通过气液平衡数据表，经插值计算可得塔顶蒸汽温度为36.87℃，该温度也为回流液和馏出液的温度。由给定条件知：塔顶的操作压强为P=101.325KPa3）基准态的选择以101.325KPa、36.87℃的液态正戊烷和正己烷为热量衡算的基准态，则：==04）各股物料热量的计算当时，，则冷凝器的热负荷为：5）冷却水的用量设冷却水的用量为，则：已知：℃℃（本设计假定）以进出口水温的平均值为定性温度：℃查得水在32℃时的比热容为:℃）4）冷凝器的换热面积由上面求得所以123 由塔顶蒸汽组成，通过气液平衡数据表，经插值计算可得塔顶蒸汽温度为36.87℃，因为本设计为冷液回流，假设热流体的冷却回流温度为36.87℃。冷却水的进口温度为30℃，出口温度为34℃。则平均温度差为：℃求温差修正系数设定管程数为多层，壳层数为一层。壳层走冷凝流体，管程走水。由于冷凝过程属于低压操作，故选用管内卧式冷凝器。查得得。估算换热面积假定总传热系数为，估算的换热面积为10.4.2再沸器再沸器广泛地应用于分离装置中，再沸器的选用和安装正确与否将直接影响到装置的运行和产品的质量。根据再沸器的型号、安装位置和运行方式将其分为若干种型号：釜式（罐式）再沸器、热虹吸再沸器等。其中热虹吸再沸器是指液体在再沸器中由于加热汽化，汽液混合物的密度明显减少，在密度差的作用下，产生了升力，使得再沸器中的汽液混合流体向上流动并由塔釜的上方进入塔釜，而塔釜也因此连续从再沸器的下端进入。通过对各种再沸器在投资费用、维修、汽化负荷和进料粘度等方面进行比较，可得出如下结论。①123 投资费用方面比较的结果：强制循环再沸器费用最高；釜式再沸器费用比较高；热虹吸再沸器费用最低。②再沸器对进料黏度的适应性：若进料黏度太大或者含有固体物质，应选用强制循环再沸器；若进料黏度不太大，则可选用单程循环卧式再沸器。由以上计算结果可知，在本设计操作条件下：；再沸器的热负荷为；加热介质为T=130℃，绝压=270.25kPa的饱和水蒸气；传热面积为。精馏塔塔底介质汽化率为而精馏塔塔底液体黏度为，传热面积，故综上可以初步判断应该选用热虹吸卧式再沸器（循环式）。（注：热虹吸再沸器的汽化率不能超过25%~30%，因此当汽化量较大时，不能选用一次通过式，必须采用循环式再沸器。）由再沸器系列尺寸得：再沸器壳层为，管子尺寸为，管子数为205根，计算面积为；取再沸器进口管径，出口管径。123 第十一章校核部分11.1塔的质量载荷的计算11.1.1筒体圆筒、封头、裙座质量封头的高度：筒体高度：查得，厚度的圆筒质量为查得，厚度的椭圆形封头质量为圆筒质量：封头质量：裙座质量：所以11.1.2塔内构件质量查表得浮阀塔盘质量为75123 11.1.3保温层质量由于价格便宜，较易制造，选用膨胀珍珠岩（二级）作为保温层材料。其密度为100kg/m3,导热系数为0.050kcal/m.h.℃.采用直接涂抹式保温法。因为半径大于1000mm，操作温度小于150℃，保温层厚度选为60mm。11.1.4平台、扶梯的质量表11-1直立容器质量、、的参考数据名称质量笼式扶梯40kg/m开式扶梯15～24kg/m铜制平台150kg/m2浮阀塔盘75kg/m2塔盘充液量70kg/m2平台数量：由表查得：平台质量：笼式扶梯质量：笼式扶梯高度：11.1.5操作物料质量123 精馏段平均密度提馏段平均密度物料的平均密度封头的容积塔釜圆筒部分深度11.1.6人孔，接管，法兰等附件质量按经验取附件质量为：11.1.7充液质量11.1.8偏心质量11.1.9各种质量载荷汇总全塔的操作质量：123 全塔最小质量：水压试验时最大质量：11.2自振周期的计算分析塔设备的振动时，一般情况下不考虑平台与外部接管的限制作用以及地基变形的影响，而将塔设备看成是顶端自由，底端刚性固定，质量沿高度连续分布的悬臂梁。设计温度下的弹性模量自振周期＝其中，为直立容器总高度，；为设计温度下材料的弹性模量，；为直立容器筒体的有效厚度（即名义厚度减去壁厚附加量），；为直立容器筒体的内直径，；11.3风载荷与风弯矩的计算安装在室外的塔设备将受到风力的作用。风力除了使塔体产生应力和变形外，还可能使塔体产生顺风向的振动（纵向振动）及垂直于风向的诱导振动（横向振动）。过大的塔体应力会导致塔体的强度及稳定失效，而太大的塔体挠度则会造成塔盘上的流体分布不均，从而使分离效率下降。因风载荷是一种随机载荷，因而对于顺风向风力，可视为由两部分组成：平均风力，又称稳定风力，它对结构的作用相当于静力的作用；脉动风力，又称阵风脉动，它对结构的作用是动力的作用。123 平均风力是风载荷的静力部分，其值等于风压和塔设备迎风面积的乘积。而脉动风力是非周期性的随机作用力，它是风载荷的动力部分，会引起塔设备的振动。计算时，通常将其折算成静载荷，即在静力的基础上考虑与动力有关的折算系数，称风振系数。11.3.1风力直立容器受风压作用时，如同为受均布载荷的悬臂梁，这类载荷是由于空气流动的推力和吸力造成的，而风速的大小与方向均为随机值，故实际是一种动载荷。但为了简化计算，将其视为静载荷时，必须计入动力系数与风振系数，因此，直立容器任意段的水平风力可按下式计算。（4.3）123 式中，——直立容器第i段的有效直径，笼式扶梯与进口管布置成180℃角时，；当笼式扶梯与进口管成90℃时，取和中的较大值，mm；——容器第i段的外径，mm；——空气动力系数，一般取；——风压高度变化系数；——塔顶接管外径，mm；——笼式扶梯当量宽度，取；——操作平台当量宽度，作为参考值可取；——塔设备各计算段的计算高度，mm；——接管保温层厚度，mm；——容器第i段的保温层厚度，mm；——第i段的风振系数，当直立容器高度时，取。风压计算时，对于高度在10m以下的塔设备，按一段计算，以设备顶端的风压作为整个塔设备的均布风压；对于高度超过10m的塔设备，可分段进行计算，每10m分为一个计算段，余下的最后一段高度取其实际高度。本课程设计中，笼式扶梯与进口管布置成90℃；查我国各主要地区基本风压值可知，南京的；考虑到风压高度变化，将塔设备分为四段，即0-5m（1-1截面），5-10m（2-2截面），10-15m（3-3截面），15-15.79m（4-4截面）；地面粗糙度为B类，指田野、乡村、丛林、丘陵以及房屋比较稀疏的中小城镇和大城市郊区，其风压高度变化系数取值见表4-2。表11-2地面粗糙度类别为B时的风压变化系数值距地面高度Hit5101520风压变化系数0.801.001.141．25表11-3水平风力计算表塔段/m0-55-1010-1515-15.79空气动力系数0.70.70.70.7123 第i段的风振系数1.71.71.71.7风压高度变化系数0.801.001.141.25计算高度/mm500050005000790有效直径/mm2332233223322332水平风力/N388548565536959参考截面如下图所示11.3.2风弯矩(1)0-0截面的风弯矩：(2)1－1截面的风弯矩：(3)2－2截面的风弯矩：123 11.3.3最大弯矩令，偏心弯矩：塔底部截面0-0处：，取较大值，其中：(2)1－1截面的最大弯矩：(3)2－2截面的最大弯矩：附录1正戊烷和正己烷的物化性质123 123 GB150材料许用应力123 123 123 压力容器的公称直径（mm）无缝钢管制作筒体时容器的公称直径（mm）123 附录2GB709-2006钢板的厚度允许偏差标准说明：以下标准表格，是根据中华人民共和国国家标准GB/T709-2006《热轧钢板和钢带的尺寸、外形、重量及允许偏差》，结合我们钢材贸易商的实际使用情况做了一些补充，对国家标准毫无影响。表1钢板厚度允许偏差（N类）公称厚度常用厚度宽度＞1.5～2.5米公称厚度常用厚度宽度＞1.5～2.5米允许偏差最低厚度允许偏差最低厚度3.0～5.03±0.552.45＞25～4026±0.8025.243.453029.254.454039.2＞5.0～8.06±0.605.4＞40～6042±0.9041.187.46059.1＞8.0～1510±0.659.35＞60～10065±1.1063.91211.358078.91413.3510098.9＞15～2516±0.7515.25＞100～150110±1.40108.61817.25150148.62019.25＞150～200160±1.60158.42221.25200198.42524.25＞200～250250±1.80248.2表2钢板厚度允许偏差（A类）公称厚度常用厚度宽度＞1.5～2.5米公称厚度常用厚度宽度＞1.5～2.5米允许偏差最低厚度允许偏差最低厚度3.0～5.030.72.6＞25～40261.0525.45123 43.63029.455-0.44.640-0.5539.45＞5.0～8.060.755.55＞40～60421.241.48-0.457.5560-0.659.4＞8.0～15100.859.55＞60～100651.564.31211.558079.314-0.4513.55100-0.799.3＞15～251615.5＞100～1501101.9109.118117.5150-0.9149.12019.5＞150～2001602.215922-0.521.5200-11992524.5＞200～250250-1.2248.8表3钢板厚度允许偏差（B类）公称厚度常用厚度宽度＞1.5～2.5米公称厚度常用厚度宽度＞1.5～2.5米负偏差正偏差负偏差正偏差3.0～5.0-0.30.8＞25～40-0.31.3＞5.0～8.00.9＞40～601.5＞8.0～151＞60～1001.8＞15～251.2＞100～1502.5表4钢板厚度允许偏差（C类）公称厚度常用厚度宽度＞1.5～2.5米公称厚度常用厚度宽度＞1.5～2.5米负偏差正偏差负偏差正偏差3.0～5.001.1＞25～4001.6123 ＞5.0～8.01.2＞40～601.8＞8.0～151.3＞60～1002.2＞15～251.5＞100～1502.8表5钢带（包括连轧钢板）厚度允许偏差公称厚度普通精度PT.A公称厚度普通精度PT.A＞1200～1500＞1500～1800＞1800＞1200～1500＞1500～1800＞18000.8～1.5±0.17＞5.0～6.0±0.28±0.29±0.31＞1.5～2.0±0.19±0.21＞6.0～8.0±0.30±0.31±0.35＞2.0～2.5±0.21±0.23±0.25＞8.0～10.0±0.33±0.34±0.40＞2.5～3.0±0.22±0.24±0.26＞10.～12.5±0.36±0.37±0.43＞3.0～4.0±0.24±0.26±0.27＞12.5～15±0.38±0.40±0.46＞4.0～5.0±0.25±0.28±0.29＞15～25.4±0.42±0.45±0.50注：规定最小屈服强度≥345的钢带，厚度偏差应增加10%。GB/T3274-2007规定1、钢的牌号和化学成分应符合GB/T700(普碳）、GB/T1591（低合金）的规定。2、钢板和钢带的尺寸、外形、重量及允许偏差应符合GB/T709的规定。3、合同未明确时，按如下规定：123 附录3PolynomialRegressionforDATA3_B:Y=A+B1*X+B2*X^2+B3*X^3+B4*X^4ParameterValueError------------------------------------------------------------A8.14084E-40.01342B12.521990.24321B2-2.2791.13096B30.455931.77372B40.301560.88129------------------------------------------------------------R-Square(COD)SDNP------------------------------------------------------------0.999320.014478<0.0001123 主要符号说明表主要符号说明Aa塔板开孔区面积，m2h’W进口堰高度，mAf降液管截面积，m2hσ与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱A0筛孔总面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2HP人孔处塔板间距，mC0流量系数，无因次HT塔板间距，mC计算时的负荷系数，lW堰长，mCs气相负荷因子，m/sLs液体体积流量，m3/sd0筛孔直径，mn筛孔数目D塔径，mNT理论板层数eV液沫夹带量，kg(液)/kg(气)P操作压力，PaET总板效率，无因次ΔP压力降，PaF气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)ΔPp气体通过每层筛板的压降，PaF0筛孔气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)t筛孔的中心距，mhW出口堰高度，mu空塔气速，m/sh1进口堰与降液间的水平距离,mu0气体通过筛孔的速度，m/shc与干板压降相当的液柱高度，m液柱u0,min漏液点气速，m/shd与液体流过降液管相当的液柱高度，mu"0液体通过降液管底隙的速度，m/shf塔板上鼓泡高度，mVs气体体积流量，m3/sh1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱Wc边缘无效区宽度，m123 hL板上清液层高度，mWd弓形降液管宽度，mh0降液管的底隙高度，mWs破沫区宽度，mhOW堰上液层高度，mZ板式塔的有效高度，mβ充气系数，无因次δ筛板厚度，mθ液体在降液管内停留时间，sμ粘度，mPa/sρ密度，kg/m3б表面张力，N/mФ开孔率，无因次下标Max最大的Min最小的L液相的V气相的参考文献[1]　夏清，陈常贵编．化工原理修订版（上、下册）．天津：天津大学出版社，2005．1．[2]　蔡纪宁，张秋翔编．化工设备机械基础课程设计指导书．北京：化学工业出版社，2000．6．[3]　申迎华，赫晓刚编．化工原理课程设计．北京：化学工业出版社，2000.5．[4]　伍钦，梁坤编．板式精馏塔．北京：化学工业出版社，2010．8．[5]　沈文霞编.物理化学核心教程（第二版）．北京：科学出版社，2009．[6]　马江权，冷一欣．化工原理课程设计．北京：中国石化出版社，2009．[7]　孙兰义编．化工流程模拟实训—AspenPlus教程．北京：化学工业出版社．2012．10．[8]中国石化集团上海工程有限公司编．化工工艺设计手册（第三版）．化学工业出版社，2003．123 [9]龙军．精馏塔适宜回流比的确定［J］．石油炼制与化工，1992，27(1)：51~55．结束语本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套正戊烷－正己烷物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过近两周的努力，反经过复杂的计算和优化，终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。课程设计是对以往学过的知识加以检验，能培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更深入了对化工生产过程的理解和认识，使我所学到的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性、严谨性和我所学知识的狭隘等等。通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。总之，在这次化工原理设计过程中，我的收获很大，感触很深。最后，我要感谢尚小琴和吴俊荣老师在这次课程设计中给予我们的敦促和指导工作。对于设计中我们遇到的问题给予了我们认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我们完成设计的决心，因此，我们要再次感谢老师和班级同学给予的帮助。123'