中国石油大学华东化工基础工艺与设备优秀课程设计精馏塔设计.docx

化工工艺和设备课程设计说明书

题 目：轻烃分离精馏塔设计

学生姓名：徐晃
学 号：01
专业班级：过程装备和控制工程 1406 班
指导老师：李皮

7月10 日
中国石油大学（华东）
化工工艺和设备课程设计任务书

学生： 徐晃 班级：装控14-06班 编号:D01

一、题目：
设计一连续操作精馏装置，用以分离轻烃混合物。
二、原始数据：
1.原 料：
处 理 量：360 T/d
组 成：异丁烷 0.09 正丁烷 0.40
异戊烷 0.30 正戊烷 0.21
进料状态：e＝0.60
2.产品要求：
塔顶产品： 异戊烷≯0.005
塔底产品： 正丁烷≯0.005（以上均为mol-fr）
三、设计说明书关键内容：
1.步骤简图
2.工艺计算（包含物料衡算及热量衡算总表）
3.塔板计算
4.塔体初步设计
5.辅助设备选择
6.计算结果汇总表
7.分析和讨论
四、绘图要求：
浮阀排列图
五、发出日期：7月2日 完成日期：7月11日
指导老师： 李皮
目录
第一章．序言
第二章．步骤简图
第三章．物料衡算
3.1. 全塔初步物料衡算
3.2. 操作条件确定
3.2.1. 回流罐压力计算
3.2.2. 塔顶压力确实定
3.2.3. 塔底压力确实定
3.2.4. 塔顶温度确实定
3.2.5. 塔底温度确实定
3.3. 最小理论板数和最小回流比
3.3.1. 最小理论板数计算
3.3.2. 最小回流比计算
3.4. 实际回流比和理论板数
3.5. 全塔效率和实际板数
3.6. 进料位置和进料条件
3.7. 非清楚分割验算
第四章．能量衡算
4.1. 塔顶冷凝器热负荷
4.2. 再沸器负荷及热损失
第五章．精馏塔选型和设计
5.1塔径
5.1.1精馏段
5.1.2提馏段
5.2塔板
5.2.1溢流装置设计计算
5.2.2浮阀塔板结构参数确实定
5.2.3浮阀塔板流体力学计算
5.2.4负荷性能图
5.3.塔体初步设计
5.3.1筒体
5.3.2封头
5.3.3人孔
5.3.4塔高
5.3.5裙座
5.3.6接管设计
第六章．塔体辅助设计
6.1列管式换热器设计
6.2再沸器设计
第七章．结果汇总表
第八章．参考文件
第九章．分析和总结

第一章 序言

化工工艺和设备课程设计是化工工艺和设备教学一个关键组成部分。要求依据给定一项具体任务，设计一浮阀式板式精馏塔，具体任务包含：
工艺设计：物料平衡、热量平衡、工艺条件确实定。
塔盘设计：塔盘各部件尺寸等。
塔体设计：依据工艺设计结果确定塔高、接管等。
隶属设备选择：塔顶冷凝器和塔底再沸器计算和选择。
绘图部分：绘制塔体总图、浮阀排列图和塔盘装配总图。
经过课程设计这一具体设计实践，应该达成以下目标：
培养综合利用所学知识、查阅化工资料获取相关知识和数据、进行化工设备初步设计能力；
培养独立工作及发觉问题、分析问题、处理问题综合能力；
提升计算能力、培养工程实际观念；
深入了解化工设备内部结构，掌握板式精馏塔各关键部件结构及作用；
培养读图、识图、绘图能力；
培养严谨学风和工作作风。
在课程设计中，需要注意事项有：
先在初稿纸上（计算软件中）完成全部过程；
独立完成，设计必需数据计算表，写出具体计算示例；
计算过程中要随时复核计算结果，做到有错即改，避免大返工；
每一个阶段设计完成以后，要求绘制必需汇总表格并上交；
引用参考文件地方，查取标准系列等要注明公式起源，标注清楚；
尽可能在教室进行设计，方便于答疑和掌握进度；
计算说明书用计算机打印，具体格式参见课程设计书写规范。

第二章 步骤简图
依据任务书要求，初步绘制精馏塔步骤简图以下：

第三章 全塔物料衡算

3.1  全塔初步物料衡算 

处理量：360T/d = 230.2733kmol/h

设：塔顶产量为D,塔底产量为W； 

各组分进料时摩尔分率以下：

异丁烷XAF =0.09    正丁烷XBF=0.40  异戊烷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=20.7246
F×XBF=D×XBD+W×XBW =230.2733×0.40=92.1093
F×XCF=D×XCD+W×XCW =230.2733×0.30=69.0820
F×XDF=D×XDD+W×XDW =230.2733×0.21=48.3574
XAD+XBD+XCD+XDD =1 

解得：

D=112.8107 W=117.4626
XAD=0.1837 XBD=0.8113 XCW=0.5833 XDW=0.4117
上述计算结果列于表3-1。

物料衡算表

异丁烷A
正丁烷B
异戊烷C
正戊烷D
累计
F
质量流量
kg/h
1202.0268
5342.3394
4973.904
3481.7328
15000
质量分率

0.0801
0.3562
0.3316
0.2321
1
摩尔流量
kmol/h
20.7246
92.1093
69.082
48.3574
230.2733
摩尔分率

0.09
0.40
0.30
0.21
1
D
质量流量
kg/h
1201.9514
5308.3514
40.6152
0
6550.918
质量分率

0.1835
0.8103
0.0062
0
1
摩尔流量
kmol/h
20.7233
91.5233
0.5641
0
112.8107
摩尔分率

0.1837
0.8103
0.005
0
1
W
质量流量
kg/h
0
34.0634
4933.152
3481.8768
8449.0922
质量分率

0
0.004
0.5839
0.4121
1
摩尔流量
kmol/h
0
0.5873
68.516
48.3594
117.4626
摩尔分率

0
0.005
0.5833
0.4117
1

3.2操作条件确实定

3.2.1回流罐压力确定
假设塔顶回流罐温度为40℃，塔顶回流罐压力为：4.25atm
由《石油化学工程基础》烃类相平衡常数图A得相平衡常数：
KA=1.26, KB=0.94, KC=0.40

依据泡点方程：
KAXAD+KBXBD+KCXCD
= 1.26×0.1837+0.94×0.8113+0.40×0.005=0.996084≈1
误差：0.3916%<1% ， 故假设成立。塔顶回流罐压力：P罐=4.25atm
3.2.2塔顶压力及温度
取管线压降为：0.15atm
塔顶压力：PD=4.25+0.15=4.4atm
设塔顶温度为：50℃，由《石油化学工程基础》烃类相平衡常数图A得相平衡常数：
KA=1.5, KB=1.15, KC=0.5

依据露点方程：XADKA+XBDKB+XCDKC=0.018371.45+0.81130.94+0.0050.43=1.001403≈1
误差：0.14%＜1% ，故塔顶温度TD=50℃。

3.2.3塔底压力及温度
A．塔底压力
设实际塔板数N=30，每块塔板压降为Δp= 4mmHg.
则PW=PD+N×Δp=4.4+30×4/760=4.5579atm
B. 塔底温度
设TW=90℃，查图得KB=2.15, KC=1.06, KD=0.90
由泡点方程：KBXAW+KCXCW+KDXDW
=0.005×2.15+0.5833×1.06+0.4117×0.90=0.999578≈1
故塔底温度TW=90℃

3.3回流比和理论板数计算
3.3.1最小回流比和最小理论板数
A．Rmin确实定

由以下形式恩德伍德公式，可算得最小回流比Rmin：

重关键组分为异戊烷（C）

TM=(TD+TW)/2=(50+90)/2=70℃ PM=(PD+PW)/2=5.0289atm

在此温度压力下在烃类相平衡常数图内查得各组分Ki值并求得和以重关键组分异戊烷为对比组分αij值，结果列于表中。
各组分Ki值、αij值

KA
KB
KC
KD
Ki
1.91
1.15
0.72
0.59
ἀij=Ki/Kj
2.6528
1.5972
1
0.8194

又由任务书知e=0.6，则q=1-e=0.4，将物料衡算数据代入恩德伍德公式方程组解得： θ=1.2670 Rmin=2.4520
B．Nmin确实定
由芬斯克公式计算最小理论板数：

式中，
塔顶温度压力下：KA=1.5, KB=1.15, KC=0.5 → αBD=2.3
塔底温度压力下：KB=2.15, KC=1.06, KD=0.90 →αBW=2.0283
带入公式得： αlk,hk=2.1599 , Nmin=11.7892
即最小理论板数为11.7892块。

3.3.2实际回流比和理论板数
在R/Rmin在 1～3范围内，选择若干个回流比值，算出对应R/Rmin值，并经过以下方程组求得对应一系列N值，深入可求得对应一系列N（R+1）值，部分结果列于表中。

X、Y、N、R/Rmin、N(R+1)部分计算结果
R
Rmin
R/Rmin
X
Y
N
N(R+1)
R/Rmin
2.6972
2.452
1.1
0.
0.
31.57523705
116.7399664
1.1
2.9424
2.452
1.2
0.
0.
27.30430991
107.6445114
1.2
3.1876
2.452
1.3
0.
0.
24.60677158
103.0433167
1.3
3.4328
2.452
1.4
0.2212597
0.
22.73646543
100.786204
1.4
3.678
2.452
1.5
0.
0.
21.361
99.92769454
1.5
3.9232
2.452
1.6
0.
0.
20.3052
99.96665914
1.6
4.1684
2.452
1.7
0.
0.
19.46727138
100.6146454
1.7
4.4136
2.452
1.8
0.
0.
18.78502382
101.694605
1.8
4.6588
2.452
1.9
0.
0.
18.21800678
103.0920568
1.9
4.904
2.452
2
0.
0.
17.7387782
104.7297465
2
5.1492
2.452
2.1
0.
0.
17.32805269
106.5536616
2.1
5.3944
2.452
2.2
0.
0.
16.97186597
108.5248997
2.2
5.6396
2.452
2.3
0.
0.
16.65984765
110.6147244
2.3
5.8848
2.452
2.4
0.
0.
16.38412783
112.8014433
2.4
6.13
2.452
2.5
0.
0.
16.13862134
115.0683702
2.5
6.3752
2.452
2.6
0.
0.
15.91854549
117.4024567
2.6
6.6204
2.452
2.7
0.
0.
15.7685
119.7933499
2.7
6.8656
2.452
2.8
0.
0.21385008
15.54016588
122.2327287
2.8
7.1108
2.452
2.9
0.
0.
15.37626717
124.7138278
2.9
7.356
2.452
3
0.
0.
15.22631508
127.2310888
3
以N(R+1)对R/Rmin作图，找出曲线最低点对应R/Rmin、N(R+1)值，即可求得适宜回流比、理论板数，图所表示。

所求得实际回流比为3.768，理论板数为21.3612块。

3.4全塔效率和实际塔板数
全塔效率可用奥康奈尔经验公式表示：

其中，
平均温度下组分粘度：
μA=0.0863cp，μB=0.0858cp，μC=0.1431cp, μL,D=0.1521cp
μL=0.1170mpa/s α=(αBD+αBW)/2=2.1642
带入公式得：Er=0.6861
实际塔板数：N=Nr/Er=31.1342 → 圆整为32块。
3.5 进料位置和进料条件
设进料位置为第16块板
进料压力P=PD+(PW-PD)/25×16=4.5011atm
① 确定进料温度
假设进料温度为70℃
查图得KA=2.0, KB=1.40, KC=0.75，KD=0.65 则αBC，F=1.8667
∑KiXi/(e(Ki-1)+1)=1.0016
误差＜1% 故满足假设
② 进料压力为4.5011atm
③

带入数据得NR/NS=0.8893
又NR+NS=32 NR=0.8893NS → NR=15.0625 NS=16.9375
故进料位置为第16块塔板，和假设符合。

3.6 非清楚分割验算
塔顶：KA=1.5, KB=1.15, KC=0.5 → αAC，D= 3
塔底：KA=3，KB=2.15, KC=1.06 → αAC，W= 2.830

Nmin=11.7892
则XAW=1.24×10-5 ≈ 0 此含量极微
所以清楚分割假设合理。

第四章 能量衡算
4.1 冷凝器热负荷
塔顶冷凝液温度为40℃，压力为4.25atm，塔顶蒸汽温度为50℃，压力为4.4atm,查表得各物质焓值表：

表4-1塔顶各物质焓值表

状态
气相
液相
组分
千卡/千克
KJ/mol
千卡/千克
KJ/mol
异丁烷
165
40.0591
95
23.0643
正丁烷
175
42.4869
95
23.0643
异戊烷
170
51.2354
90
27.1246

HV,D=HVA▪XA,D+HVB▪XB,D+HVC▪XC,D
=40.0591×0.1837+42.4869×0.8113+51.2354×0.005
=42.0847 KJ/mol
HL,D=HLA▪XA,D+HLB▪XB,D+HLC▪XC,D
=23.0643×0.1837+23.0643×0.8113+27.1246×0.005
=23.0846 KJ/mol
QD=(R+1)D (HV,D - HL,D)
=(3.678+1) ×112810.7×(42.0847-23.0846)
=1.0027×107 KJ/h

4.2 再沸器热负荷
塔底温度为90℃，压力为4.5579atm,查表得各物质焓值表：

表4-2塔顶各物质焓值表

状态
气相
液相
组分
千卡/千克
KJ/mol
千卡/千克
KJ/mol
正丁烷
190
46.1286
120
29.1339
异戊烷
185
55.7562
115
34.6593
正戊烷
191.5
57.7152
115.5
34.8099

HL,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/mol
进料处温度70℃，压力4.5011atm，查得各物质焓值表：

表4-3进料各物质焓值表
状态
气相
液相
组分
千卡/千克
KJ/mol
千卡/千克
KJ/mol
异丁烷
172
41.7585
108
26.2205
正丁烷
183
44.4291
107
25.9777
异戊烷
177
53.3451
103
31.0426
正戊烷
183.5
55.3041
102.5
30.8919

进料液相组成：
XAL=XAF/1+(KAF-1)e=0.09/1+1×0.6=0.0563
XBL=0.3226 XCL=0.3529 XDL=0.2658
进料气相组成：
YAV=KAF·XAL=2×0.0563=0.1126
YBV= KBF·XBL =1.4×0.3226=0.4516
YCV= KCF·XCL=0.75×0.3529=0.2647
YDV= KDF·XDL=0.65×0.2658=0.1728
进料处气相焓值：
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
进料处液相焓值：
HLF=HAL·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
进料焓值：
HF=e·HVF+(1-e)·HLF=0.6×48.4432+0.4×29.2206=40.6750 KJ/mol

全塔热量衡算：
塔顶产品带出热量：
QD=D·HLD=112810.7×23.0846=2604189.9=2.6042×106 KJ/h
进料带入热量：
QF=F·HF=230373.3×40.6750=9.3664×106 KJ/h
塔底产品带出热量：
QW=W·HW=117462.6×34.6937=4.0752×106 KJ/h
冷凝器热负荷：
QC=1.0027×107 KJ/h
由 QF+QB=QD+QW+QC+Q损 解得 QB=7.7263×106KJ/H
Q损=0.05QB Q损=3.8632×105KJ/H

即再沸器热负荷为7.7263×106KJ/H

4.3塔顶冷凝水及塔底蒸汽用量
冷却水用量：

塔底温度为90℃，所以选择120℃蒸汽，在该条件下水潜热经过《石油化工基础数据手册》[5]为 γ=2205.2 KJ/kg.

水蒸气用量：

第五章 精馏塔选型和设计
5.1 塔径
5.1.1精馏段
1、密度和表面张力计算
塔顶气相平均相对分子质量

塔顶气相密度为

经过查表查得密度：
在塔顶条件下，查得 异丁烷液相密度为：
正丁烷液相密度为：
异戊烷液相密度为：
塔顶液相密度为：
经过查表查得表面张力：
在塔顶条件下，液相异丁烷表面张力为：
液相正丁烷表面张力为：
液相异戊烷表面张力为：

塔顶液相表面张力为：

2、气、液相负荷

3、Smith法

因为是常压塔，取板上液层高度为：
取板间距
查《化工工艺和设备课程设计》可得对应板间距下为
气相负荷因数C，，在对应下能够求得对应C为：
C=0.06767/0.08036/0.09728
最大许可气速为：

，
在对应C下，求得对应最大气速对应为

实际选择空塔气速u应为：
在对应下求得对应空塔气速为：u=0.3507/0.4165/0.5041m/s

塔径为：

在对应空塔气速下求得对应塔径为：D=1.7932/1.6455/1.4957m
4、波律法
最大许可气速为：

求得在对应板间距下最大许可气速为：
适宜气速流通截面上气速：
当塔径D>900mm或>500mm或常压、加压塔：K=0.82
依据《化工工艺和设备课程设计》，取系统因数
适宜空塔气速：
在对应最大许可气速下，求得适宜空塔气速为：u=0.2418/0.3117/0.3415m/s

在对应适宜空塔气速下，求得塔径为：1.4858/1.4471/1.3826m
将Smith法和波律法进行比较，以大小作为代表数据,找出最小值对应塔板间距和塔径。将上述数据汇成表格，以下所表示：

表5-1精馏段塔径计算

Smith
波律法
(mm)
450
500
600
450
500
600
D(m)
1.8
1.8
1.6
1.6
1.6
1.4
(×106)
1.458
1.620
1.536
1.152
1.280
1.176
依据数据表，选出精馏段HT=450mm, D=1.6m

5.1.2提馏段
1、密度及表面张力
塔底气相密度为：
在塔底条件下，查得 正丁烷液相密度为：
异戊烷液相密度为：
正戊烷液相密度为：
塔底液相密度为：
在塔底条件下，液相正丁烷表面张力为：
液相异戊烷表面张力为：
液相正戊烷表面张力为：
塔底液相表面张力为：

2、气、液相负荷

3、Smith法

因为是常压塔，取板上液层高度为：
取板间距
查《化工原理课程设计》[1]图2-7可得对应板间距下为：
气相负荷因数C，，在对应下能够求得对应C为：
C=0.06268/0.06686/0.09194
最大许可气速为：

在对应C下，求得对应最大气速对应为
实际选择空塔气速u应为：
在对应下求得对应空塔气速为：u=0.3054 /0.3257 /0.4479 m/s
塔径为：

在对应空塔气速下求得对应塔径为：D=1.7171/1.6627/1.4179m
4、波律法
最大许可气速为：

求得在对应板间距下最大许可气速为：
适宜气速流通截面上气速：
当塔径D>900mm或>500mm或常压、加压塔：K=0.82
依据表2-4，取系统因数。
适宜空塔气速：
在对应最大许可气速下，求得适宜空塔气速为：u=0.4243/0.4472/0.4899m/s

在对应适宜空塔气速下，求得塔径为：1.4568/1.4180/1.3557m
将Smith法和波律法进行比较，取塔径较大数值，以大小作为费用代表数据,找出最小值对应塔板间距和塔径。将上述数据汇成表格，以下所表示：

表5-2提馏段塔径计算

Smith
波律法
(mm)
450
500
600
450
500
600
D(m)
1.8
1.8
1.6
1.6
1.6
1.4
(×106)
1.458
1.620
1.536
1.152
1.280
1.176
依据数据表，选出精馏段HT=450mm, D=1.6m

总结：精馏段和提馏段全部选择塔径D=1600mm，板间距HT=450mm板上液层高度hl=80mm。
5.2 塔板
5.2.1溢流装置设计计算
1、板上液流形式决定
精馏段和提馏段液相负荷分别为： ，塔径初选为1600mm，依据《化工工艺和设备课程设计》[1]表2-5，选择单流型。
2、溢流堰
单流式塔板堰长通常为塔径60%~80%，塔径为1600mm，所以选择堰长为：
对常压及加压塔，通常取堰高为40~60mm，所以。
对于溢流堰型式，先取为平口堰。

对于精馏段，对于提馏段。
取E=1。
将上述数据代入，则堰上液层高度在精馏段为0.0733m，在提馏段为0.0835m。
，所以假设基础一致。

3、降液管面积及宽度决定
通常情况下全部是用弓形降液管，依据，经过查《化工工艺和设备课程设计》[1]附表7可得：lw/D=0.7，WD=255mm，Ad=2070cm2， AT=2.0097m2

4、受液盘
因为塔径较大，物流无悬浮固体，也不易聚合，故受液盘采取凹形受液盘，盘深取50mm，而且开两个泪孔。

图5-1凹型受液盘式塔板结果示意图

5、进口堰
凹形受液盘无须设进口堰。
6、降液管底隙高
对于凹形受液盘，通常底隙高度等于盘深，所以降液管底隙高度为hb=50mm。

5.2.2浮阀塔板结构参数确实定
塔径大于800mm，故采取分块式塔板，分块式塔板由两块弓形板、一块通道板和数个矩形板组成。
1、浮阀型式选择
选择F1型浮阀中重阀，阀径48mm，阀孔直径Φ39mm，重约33g。
2、浮阀排列
分块式塔板采取叉排，等腰三角形排列，其底边固定为75mm，高t依据开孔率而变更。
3、开孔率
（1）精馏段

查表选择标准塔板，塔径D=1600mm,AT=2.011m2,HT=450mm,Wd=255mm,Ad=0.207m2,浮阀个数为176个，开孔率为10.5%。
Wc=90mm,WF=140mm。
X=D/2-( Wd+ WF )= 0.405m
γ=D/2-WC=0.9-0.085=0.71m
塔板有效鼓泡面Aa=1.0844m2。
等腰三角形边长S=75mm ,排间距t=Aa/NS=1.0844/(0.075*176)=0.08215m
验证：
=0.3517m/s =0.4405m/s
=2.8159m/s =3.03m/s
取u0D=3.1m/s, u0W=3m/s
浮阀动能因数动能因数:
FOD=u0Dρv=9.6104∈(8,17)
FOW=u0Wρv=9.9531∈(8,17)
塔顶、塔底浮阀动能因数均在8~17之间，所以所选标准浮阀塔盘适宜，基础无漏液现象。

5.2.3浮阀塔板流体力学计算
1、塔板压力降
浮阀塔板压力降认为由三部分组成，气流经过干塔板，经过液层压力降为，克服液相表面张力压力降。

以液柱高度表示压力降：

（1）干板压力降
对33gF-1型重阀，全开前干板压降：（m液柱）

全开后干板压降：

阀孔动能因数
精馏段：，
提馏段：，
所以精馏段、提馏段全部是全开，代入公式分别计算可得：
精馏段：。
提馏段：
(2)液层压力降

为充气系数，取=0.5。
精馏段：
提馏段：
(3) 气体克服液体表面张力压强降
因为气体克服表面压强降很小，能够忽略.
(4)塔板压降
精馏段：
提馏段：

2、雾沫夹带量
(1)雾沫夹带量
用阿列克山德罗夫经验公式计算：

其中

取 ，A=0.159，n=0.95。代入数据解得：
精馏段：m=0.3424，e=0.00454（kg雾沫/kg气体）
提馏段：m=0.3043，e=0.01035kg（雾沫/kg气体）。
该值远小于0.1 kg（雾沫/kg气体）,故满足要求。
(2)泛点率
泛点率

其中，

代入数据解得精馏段 ，提馏段
经验证，e<0.1kg/kg, ,合理。

3、降液管内液面高度
降液管内液面高度代表液相经过一层塔板所需液位高度。

取，浮阀塔很小，能够忽略不计。
为塔板压降，
精馏段：，提馏段
为液体流过降液管时阻力损失，。
其中：，
代入数据后求得：
精馏段：，，

提馏段：，，

为了预防淹塔，降液管内液面高度应该满足：

取，则
满足要求。

4、液漏
依据已经求得阀孔动能因数，查《化工原理课程设计》[1]表2-6可知，在正常工作范围内，所以不存在液漏现象。

5、液体在降液管内停留时间及流速
1、液体在降液管内停留时间

代入数据，能够求得：
精馏段：，提馏段：

2、流速

代入数据解得精馏段 ，提馏段 。
经验证： ，流速合理

5.2.4负荷性能图
一、精馏段负荷性能图
1、过量雾沫夹带线

2、淹塔线

简化以后
其中

代入数据经计算可得：

所以

3、过量液漏线

4、降液管超负荷线

5、液相负荷下限线

6.操作线

将精馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，并将操作线方程一并绘出，得到精馏段负荷性能图以下：
操作弹性K=VM/VN=3780/1220.6=3.10， 符合条件。

二、提馏段负荷性能图
1、过量雾沫夹带线

2、淹塔线

简化以后
其中

代入数据经计算可得：

所以
3、过量液漏线

4、降液管超负荷线

5、液相负荷下限线

6.操作线

将提馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，并将操作线方程一并绘出，得到提馏段负荷性能图以下：
操作弹性K=VM/VN=3000/1140.5509=2.63， 符合条件。

5.3.塔体初步设计
5.3.1筒体
考虑到塔操作温度、压力、物性腐蚀性及经济性，塔体采取碳钢（Q235F钢）。依据塔体承受压力和塔体直径，查表[3,P93]取壁厚为6mm。
5.3.2封头
采取碳钢椭圆形封头，厚度取稍厚于筒体。查表[3,P94]选择标准椭圆形封头，其结构尺寸以下：
公称直径Dg=1600 mm，曲面高度h1=450 mm，直边高度h2=40 mm，封头厚度S=10mm。

5.3.3人孔
依据每7块板设置一个人孔，塔顶、塔底，进料处必需设置标准，选择在塔顶及第8、15、22块板之上及塔底各设置一个人孔，第15块板之上即进料处。人孔规格为Dg450，即 450×6mm圆形人孔。设置人孔地方，塔板间距应大于等于700mm。
5.3.4塔高
塔顶空间高度取HD=1.4m。
因为进料为两相进料，进料空间高度可取HF=1.2m。
塔底空间高度用下式计算：

塔底产品停留时间θ取为10 min，则

于是HB可取为4m。
塔总高

其中i≠nf，即进料板序号。
设有些人孔位置板间距取0.6 m。代入数据算得
H=20.6m
5.3.5裙座
塔高径比为12.7166，选择圆筒形裙座，高度取3m。
裙座筒体上开4个φ50 mm排气孔，开2个Dg450人孔。

5.3.6接管设计
1.塔顶蒸汽出口管径
从塔顶至冷凝器蒸汽导管尺寸必需合适，以避免过大压力降。
对加压塔，取蒸汽流速为16m/s。则蒸汽导管直径

代入数据解得
dv=0.2655 m
考虑到生产中操作回流比变动，式中代入VS值时已合适放大。
查表[3,P109-110]取标准接管，其参数以下：
公称直径Dg=300 mm，外径×厚度为325×10 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=550 mm，补强圈内径d=329 mm。

2.回流管管径
回流用泵输送，取流速uR=2.0 m/s。
回流管管径

代入数据解得
dR=0.0892 m
考虑到生产中操作回流比变动，式中代入LS值时已合适放大。
查表[3,P106]取标准接管，其参数以下：
dg2×S2=108×4，dg1×S1=133×4

3.进料管管径
进料为气液相混合进料，料液速度用以下公式估算：

经验气速uV选为16 m/s，e为进料质量气化分数。因进料摩尔气化率为0.32，进料气相平均摩尔质量为58.7648g/mol，液相平均摩尔质量为63.8028g/mol，故
代入数据解得
进料气相体积流率
VF,S=0.0441 m3/s
将数据代入下式

解得
df=0.094m
计算时已考虑到生产中操作回流比变动作出合适放大。
查表[3,P109-110]取标准接管，其参数以下：
dg2×S2=108×4，dg1×S1=133×4

4.塔底出料管管径
对一次经过式再沸器，取塔底出料管料液流速为0.8 m/s。
塔底出料管管径

代入数据解得
dW=0.0736m
计算时已考虑到生产中操作回流比变动作出合适放大。
查表[3,P109-110]取标准接管，其参数以下：dW=80mm标准管

5.塔底至再沸器连接管管径
dL=0.123m
计算时已考虑到生产中操作回流比变动作出合适放