中國石油大學(xué)(華東)化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)——精餾塔設(shè)計(jì).doc

.化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)說明書題 目：輕烴分離精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)生姓名：徐晃學(xué) 號(hào)：01專業(yè)班級(jí)：過程裝備與控制工程 1406 班指導(dǎo)教師：李皮2017年7月10 日中國石油大學(xué)（華東）化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書學(xué)生： 徐晃 班級(jí)：裝控14-06班 編號(hào):D01一、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：360 T/d 組 成：異丁烷 0.09 正丁烷 0.40 異戊烷 0.30 正戊烷 0.21 進(jìn)料狀態(tài)：e0.60 2.產(chǎn)品要求： 塔頂產(chǎn)品： 異戊烷0.005 塔底產(chǎn)品： 正丁烷0.005（以上均為mol-fr）三、設(shè)計(jì)說明書主要內(nèi)容： 1.流程簡圖 2.工藝計(jì)算（包括物料衡算及熱量衡算總表） 3.塔板計(jì)算 4.塔體初步設(shè)計(jì) 5.輔助設(shè)備的選用 6.計(jì)算結(jié)果匯總表 7.分析與討論四、繪圖要求：浮閥排列圖五、發(fā)出日期：2017年7月2日 完成日期：2017年7月11日 指導(dǎo)教師： 李皮 目錄第一章前言第二章流程簡圖第三章物料衡算3.1.全塔初步物料衡算3.2.操作條件確定3.2.1.回流罐壓力的計(jì)算3.2.2.塔頂壓力的確定3.2.3.塔底壓力的確定3.2.4.塔頂溫度的確定3.2.5.塔底溫度的確定3.3.最小理論板數(shù)和最小回流比3.3.1.最小理論板數(shù)的計(jì)算3.3.2.最小回流比的計(jì)算3.4.實(shí)際回流比和理論板數(shù)3.5.全塔效率與實(shí)際板數(shù)3.6.進(jìn)料位置與進(jìn)料條件3.7.非清晰分割驗(yàn)算第四章能量衡算4.1.塔頂冷凝器的熱負(fù)荷4.2.再沸器負(fù)荷及熱損失第五章精餾塔的選型與設(shè)計(jì)5.1塔徑5.1.1精餾段5.1.2提餾段5.2塔板5.2.1溢流裝置的設(shè)計(jì)計(jì)算5.2.2浮閥塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定5.2.3浮閥塔板流體力學(xué)計(jì)算5.2.4負(fù)荷性能圖5.3.塔體初步設(shè)計(jì)5.3.1筒體5.3.2封頭5.3.3人孔5.3.4塔高5.3.5裙座5.3.6接管的設(shè)計(jì)第六章塔體的輔助設(shè)計(jì)6.1列管式換熱器的設(shè)計(jì)6.2再沸器的設(shè)計(jì)第七章結(jié)果匯總表第八章參考文獻(xiàn)第九章分析與總結(jié)第一章 前言化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)是化工工藝與設(shè)備教學(xué)的一個(gè)重要組成部分。要求根據(jù)給定的一項(xiàng)具體任務(wù)，設(shè)計(jì)一浮閥式板式精餾塔，具體任務(wù)包括：工藝設(shè)計(jì)：物料平衡、熱量平衡、工藝條件的確定。塔盤設(shè)計(jì)：塔盤各部件的尺寸等。塔體設(shè)計(jì)：根據(jù)工藝設(shè)計(jì)結(jié)果確定塔高、接管等。附屬設(shè)備選用：塔頂冷凝器和塔底再沸器的計(jì)算與選用。繪圖部分：繪制塔體總圖、浮閥排列圖和塔盤裝配總圖。通過課程設(shè)計(jì)這一具體的設(shè)計(jì)實(shí)踐，應(yīng)當(dāng)達(dá)到以下目的：培養(yǎng)綜合運(yùn)用所學(xué)知識(shí)、查閱化工資料獲取有關(guān)知識(shí)和數(shù)據(jù)、進(jìn)行化工設(shè)備初步設(shè)計(jì)的能力；培養(yǎng)獨(dú)立工作及發(fā)現(xiàn)問題、分析問題、解決問題的綜合能力；提高計(jì)算能力、培養(yǎng)工程實(shí)際觀念；深入了解化工設(shè)備的內(nèi)部結(jié)構(gòu)，掌握板式精餾塔的各主要部件的結(jié)構(gòu)及作用；培養(yǎng)讀圖、識(shí)圖、繪圖的能力；培養(yǎng)嚴(yán)謹(jǐn)?shù)膶W(xué)風(fēng)和工作作風(fēng)。在課程設(shè)計(jì)中，需要注意的事項(xiàng)有：先在草稿紙上（計(jì)算軟件中）完成全部過程；獨(dú)立完成，設(shè)計(jì)必要的數(shù)據(jù)計(jì)算表，寫出詳細(xì)的計(jì)算示例；計(jì)算過程中要隨時(shí)復(fù)核計(jì)算結(jié)果，做到有錯(cuò)即改，避免大返工；每一個(gè)階段的設(shè)計(jì)完成之后，要求繪制必要的匯總表格并上交；引用參考文獻(xiàn)的地方，查取的標(biāo)準(zhǔn)系列等要注明公式來源，標(biāo)注清楚；盡量在教室進(jìn)行設(shè)計(jì)，以便于答疑和掌握進(jìn)度； 計(jì)算說明書用計(jì)算機(jī)打印，具體格式參見課程設(shè)計(jì)書寫規(guī)范。第二章 流程簡圖根據(jù)任務(wù)書的要求，初步繪制精餾塔的流程簡圖如下：第三章全塔物料衡算3.1全塔的初步物料衡算處理量：360T/d = 230.2733kmol/h設(shè)：塔頂產(chǎn)量為D,塔底產(chǎn)量為W；各組分進(jìn)料時(shí)的摩爾分率如下：異丁烷XAF=0.09 正丁烷XBF=0.40 異戊烷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=230.2733FXAF=DXAD=230.27330.09=20.7246FXBF=DXBD+WXBW =230.27330.40=92.1093FXCF=DXCD+WXCW =230.27330.30=69.0820FXDF=DXDD+WXDW=230.27330.21=48.3574XAD+XBD+XCD+XDD=1解得：D=112.8107 W=117.4626 XAD=0.1837 XBD=0.8113 XCW=0.5833 XDW=0.4117上述計(jì)算的結(jié)果列于表3-1。物料衡算表異丁烷A正丁烷B異戊烷C正戊烷D合計(jì)F質(zhì)量流量kg/h1202.02685342.33944973.9043481.732815000質(zhì)量分率0.08010.35620.33160.23211摩爾流量kmol/h20.724692.109369.08248.3574230.2733摩爾分率0.090.400.300.211D質(zhì)量流量kg/h1201.95145308.351440.615206550.918質(zhì)量分率0.18350.81030.006201摩爾流量kmol/h20.723391.52330.56410112.8107摩爾分率0.18370.81030.00501W質(zhì)量流量kg/h034.06344933.1523481.87688449.0922質(zhì)量分率00.0040.58390.41211摩爾流量kmol/h00.587368.51648.3594117.4626摩爾分率00.0050.58330.411713.2操作條件的確定3.2.1回流罐壓力確定假設(shè)塔頂回流罐溫度為40，塔頂回流罐壓力為：4.25atm由石油化學(xué)工程基礎(chǔ)烴類相平衡常數(shù)圖A得相平衡常數(shù)：KA=1.26, KB=0.94, KC=0.40根據(jù)泡點(diǎn)方程：KAXAD+KBXBD+KCXCD= 1.260.1837+0.940.8113+0.400.005=0.9960841 誤差：0.3916%900mm或500mm或常壓、加壓塔：K=0.82根據(jù)化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)，取系統(tǒng)因數(shù)適宜的空塔氣速：在相應(yīng)的最大允許氣速下，求得的適宜空塔氣速為：u=0.2418/0.3117/0.3415m/s在相應(yīng)的適宜空塔氣速下，求得塔徑為：1.4858/1.4471/1.3826m將Smith法和波律法進(jìn)行比較，以的大小作為代表數(shù)據(jù),找出最小值對(duì)應(yīng)的塔板間距和塔徑。將上述的數(shù)據(jù)匯成表格，如下所示：表5-1精餾段塔徑計(jì)算Smith波律法(mm)450500600450500600D(m)1.81.81.61.61.61.4(106)1.4581.6201.5361.1521.2801.176根據(jù)數(shù)據(jù)表，選出精餾段HT=450mm, D=1.6m5.1.2提餾段1、密度及表面張力塔底氣相密度為：在塔底的條件下，查得 正丁烷的液相密度為： 異戊烷的液相密度為：正戊烷的液相密度為：塔底液相密度為：在塔底條件下，液相正丁烷的表面張力為： 液相異戊烷的表面張力為：液相正戊烷的表面張力為：塔底液相表面張力為：2、氣、液相負(fù)荷3、Smith法因?yàn)槭浅核?，取板上液層高度為：取板間距查化工原理課程設(shè)計(jì)1圖2-7可得對(duì)應(yīng)板間距下的為：氣相負(fù)荷因數(shù)C，在對(duì)應(yīng)的下可以求得相應(yīng)的C為：C=0.06268/0.06686/0.09194 最大容許氣速為：在對(duì)應(yīng)的C下，求得相應(yīng)的最大氣速相應(yīng)為實(shí)際選用的空塔氣速u應(yīng)為：在對(duì)應(yīng)的下求得相應(yīng)的空塔氣速為：u=0.3054 /0.3257 /0.4479 m/s塔徑為：在對(duì)應(yīng)的空塔氣速下求得相應(yīng)的塔徑為：D=1.7171/1.6627/1.4179m4、波律法最大允許氣速為：求得在相應(yīng)的板間距下的最大允許氣速為：適宜的氣速流通截面上的氣速：當(dāng)塔徑D900mm或500mm或常壓、加壓塔：K=0.82根據(jù)表2-4，取系統(tǒng)因數(shù)。適宜的空塔氣速：在相應(yīng)的最大允許氣速下，求得的適宜空塔氣速為：u=0.4243/0.4472/0.4899m/s在相應(yīng)的適宜空塔氣速下，求得塔徑為：1.4568/1.4180/1.3557m將Smith法和波律法進(jìn)行比較，取塔徑較大的數(shù)值，以的大小作為費(fèi)用的代表數(shù)據(jù),找出最小值對(duì)應(yīng)的塔板間距和塔徑。將上述的數(shù)據(jù)匯成表格，如下所示：表5-2提餾段塔徑計(jì)算Smith波律法(mm)450500600450500600D(m)1.81.81.61.61.61.4(106)1.4581.6201.5361.1521.2801.176根據(jù)數(shù)據(jù)表，選出精餾段HT=450mm, D=1.6m總結(jié)：精餾段和提餾段都選擇塔徑D=1600mm，板間距HT=450mm板上液層高度hl=80mm。5.2 塔板5.2.1溢流裝置的設(shè)計(jì)計(jì)算1、板上液流形式的決定精餾段和提餾段的液相負(fù)荷分別為： ，塔徑初選為1600mm，根據(jù)化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)1表2-5，選擇單流型。2、溢流堰單流式塔板的堰長一般為塔徑的60%80%，塔徑為1600mm，所以選擇堰長為：對(duì)常壓及加壓塔，一般取堰高為4060mm，所以。對(duì)于溢流堰的型式，先取為平口堰。對(duì)于精餾段，對(duì)于提餾段。取E=1。將上述數(shù)據(jù)代入，則堰上液層高度在精餾段為0.0733m，在提餾段為0.0835m。，所以假設(shè)基本一致。3、降液管面積及寬度的決定一般情況下都是用弓形降液管，根據(jù)，通過查化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)1附表7可得：lw/D=0.7，WD=255mm，Ad=2070cm2， AT=2.0097m24、受液盤由于塔徑較大，物流無懸浮固體，也不易聚合，故受液盤采用凹形受液盤，盤深取50mm，并且開兩個(gè)的淚孔。 圖5-1凹型受液盤式塔板結(jié)果示意圖5、進(jìn)口堰凹形受液盤不必設(shè)進(jìn)口堰。6、降液管底隙高對(duì)于凹形受液盤，一般底隙高度等于盤深，所以降液管底隙高度為hb=50mm。5.2.2浮閥塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定 塔徑大于800mm，故采用分塊式塔板，分塊式塔板由兩塊弓形板、一塊通道板和數(shù)個(gè)矩形板構(gòu)成。1、浮閥型式的選擇選用F1型浮閥中的重閥，閥徑48mm，閥孔直徑39mm，重約33g。2、浮閥的排列分塊式塔板采用叉排，等腰三角形排列，其底邊固定為75mm，高t根據(jù)開孔率而變更。3、開孔率（1）精餾段查表選取標(biāo)準(zhǔn)塔板，塔徑D=1600mm,AT=2.011m2,HT=450mm,Wd=255mm,Ad=0.207m2,浮閥個(gè)數(shù)為176個(gè)，開孔率為10.5%。Wc=90mm,WF=140mm。X=D/2-( Wd+ WF )= 0.405m=D/2-WC=0.9-0.085=0.71m塔板有效鼓泡面Aa=1.0844m2。等腰三角形邊長S=75mm ,排間距t=Aa/NS=1.0844/(0.075*176)=0.08215m驗(yàn)證：=0.3517m/s =0.4405m/s=2.8159m/s =3.03m/s取u0D=3.1m/s, u0W=3m/s浮閥動(dòng)能因數(shù)動(dòng)能因數(shù):FOD=u0Dv=9.6104(8,17)FOW=u0Wv=9.9531(8,17)塔頂、塔底浮閥動(dòng)能因數(shù)均在817之間，因此所選標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔盤合適，基本無漏液現(xiàn)象。5.2.3浮閥塔板流體力學(xué)計(jì)算1、塔板壓力降浮閥塔板壓力降認(rèn)為由三部分組成，氣流通過干塔板，通過液層的壓力降為，克服液相表面張力的壓力降。 以液柱高度表示壓力降： （1）干板壓力降對(duì)33gF-1型重閥，全開前的干板壓降：（m液柱）全開后的干板壓降： 閥孔動(dòng)能因數(shù) 精餾段：，提餾段：，所以精餾段、提餾段都是全開，代入公式分別計(jì)算可得：精餾段：。提餾段：(2)液層壓力降 為充氣系數(shù)，取=0.5。精餾段：提餾段：(3) 氣體克服液體表面張力的壓強(qiáng)降由于氣體克服表面的壓強(qiáng)降很小，可以忽略.(4)塔板壓降精餾段： 提餾段：2、霧沫夾帶量(1)霧沫夾帶量 用阿列克山德羅夫經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算：其中取 ，A=0.159，n=0.95。代入數(shù)據(jù)解得：精餾段：m=0.3424，e=0.00454（kg霧沫/kg氣體）提餾段：m=0.3043，e=0.01035kg（霧沫/kg氣體）。該值遠(yuǎn)小于0.1 kg（霧沫/kg氣體）,故滿足要求。(2)泛點(diǎn)率泛點(diǎn)率 其中，代入數(shù)據(jù)解得精餾段 ，提餾段 經(jīng)驗(yàn)證，e0.1kg/kg, ,合理。3、降液管內(nèi)液面高度 降液管內(nèi)液面高度代表液相通過一層塔板所需的液位高度。取，浮閥塔很小，可以忽略不計(jì)。為塔板壓降，精餾段：，提餾段為液體流過降液管時(shí)的阻力損失，。其中：，代入數(shù)據(jù)后求得：精餾段：，提餾段：，為了防止淹塔，降液管內(nèi)液面高度應(yīng)該滿足：取，則滿足要求。4、液漏根據(jù)已經(jīng)求得的閥孔動(dòng)能因數(shù)，查化工原理課程設(shè)計(jì)1表2-6可知，在正常工作范圍內(nèi)，所以不存在液漏現(xiàn)象。5、液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速 1、液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間 代入數(shù)據(jù)，可以求得：精餾段：，提餾段：2、流速代入數(shù)據(jù)解得精餾段 ，提餾段 。經(jīng)驗(yàn)證： ，流速合理5.2.4負(fù)荷性能圖一、精餾段的負(fù)荷性能圖1、過量霧沫夾帶線 2、淹塔線簡化以后 其中 代入數(shù)據(jù)經(jīng)計(jì)算可得： 所以 3、過量液漏線4、降液管超負(fù)荷線5、液相負(fù)荷下限線6.操作線將精餾段數(shù)據(jù)代入上述5個(gè)方程并繪制在同一坐標(biāo)系中，并將操作線方程一并繪出，得到精餾段的負(fù)荷性能圖如下：操作彈性K=VM/VN=3780/1220.6=3.10， 符合條件。二、提餾段的負(fù)荷性能圖1、過量霧沫夾帶線 2、淹塔線簡化以后 其中 代入數(shù)據(jù)經(jīng)計(jì)算可得： 所以 3、過量液漏線4、降液管超負(fù)荷線5、液相負(fù)荷下限線6.操作線將提餾段數(shù)據(jù)代入上述5個(gè)方程并繪制在同一坐標(biāo)系中，并將操作線方程一并繪出，得到提餾段的負(fù)荷性能圖如下：操作彈性K=VM/VN=3000/1140.5509=2.63， 符合條件。5.3.塔體初步設(shè)計(jì)5.3.1筒體考慮到塔的操作溫度、壓力、物性的腐蝕性及經(jīng)濟(jì)性，塔體采用碳鋼（Q235F鋼）。根據(jù)塔體承受壓力和塔體直徑，查表3,P93取壁厚為6mm。5.3.2封頭采用碳鋼橢圓形封頭，厚度取稍厚于筒體。查表3,P94選取標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，其結(jié)構(gòu)尺寸如下：公稱直徑Dg=1600 mm，曲面高度h1=450 mm，直邊高度h2=40 mm，封頭厚度S=10mm。5.3.3人孔根據(jù)每7塊板設(shè)置一個(gè)人孔，塔頂、塔底，進(jìn)料處必須設(shè)置的原則，選擇在塔頂及第8、15、22塊板之上及塔底各設(shè)置一個(gè)人孔，第15塊板之上即進(jìn)料處。人孔規(guī)格為Dg450，即 4506mm的圓形人孔。設(shè)置人孔的地方，塔板間距應(yīng)大于等于700mm。5.3.4塔高塔頂空間高度取HD=1.4m。由于進(jìn)料為兩相進(jìn)料，進(jìn)料空間高度可取HF=1.2m。塔底空間高度用下式計(jì)算：塔底產(chǎn)品停留時(shí)間取為10 min，則于是HB可取為4m。塔的總高其中inf，即進(jìn)料板序號(hào)。設(shè)有人孔的位置板間距取0.6 m。代入數(shù)據(jù)算得H=20.6m5.3.5裙座塔的高徑比為12.7166，選用圓筒形裙座，高度取3m。裙座筒體上開4個(gè)50 mm的排氣孔，開2個(gè)Dg450的人孔。5.3.6接管的設(shè)計(jì)1.塔頂蒸汽出口管徑從塔頂至冷凝器的蒸汽導(dǎo)管的尺寸必須適當(dāng)，以避免過大的壓力降。對(duì)加壓塔，取蒸汽流速為16m/s。則蒸汽導(dǎo)管直徑代入數(shù)據(jù)解得dv=0.2655 m考慮到生產(chǎn)中操作回流比的變動(dòng)，式中代入VS值時(shí)已適當(dāng)放大。查表3,P109-110取標(biāo)準(zhǔn)接管，其參數(shù)如下：公稱直徑Dg=300 mm，外徑厚度為32510 mm，接管伸出長度H=200 mm，補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D=550 mm，補(bǔ)強(qiáng)圈內(nèi)徑d=329 mm。2.回流管管徑回流用泵輸送，取流速uR=2.0 m/s?；亓鞴芄軓酱霐?shù)據(jù)解得dR=0.0892 m考慮到生產(chǎn)中操作回流比的變動(dòng)，式中代入LS值時(shí)已適當(dāng)放大。查表3,P106取標(biāo)準(zhǔn)接管，其參數(shù)如下：dg2S2=1084，dg1S1=13343.進(jìn)料管管徑進(jìn)料為氣液相混合進(jìn)料，料液速度用如下公式估算：經(jīng)驗(yàn)氣速uV選為16 m/s，e為進(jìn)料的質(zhì)量氣化分?jǐn)?shù)。因進(jìn)料的摩爾氣化率為0.32，進(jìn)料氣相平均摩爾質(zhì)量為58.7648g/mol，液相平均摩爾質(zhì)量為63.8028g/mol，故代入數(shù)據(jù)解得進(jìn)料的氣相體積流率VF,S=0.0441 m3/s將數(shù)據(jù)代入下式解得df=0.094m計(jì)算時(shí)已考慮到生產(chǎn)中操作回流比的變動(dòng)作出適當(dāng)放大。查表3,P109-110取標(biāo)準(zhǔn)接管，其參數(shù)如下：dg2S2=1084，dg1S1=13344.塔底出料管管徑對(duì)一次通過式再沸器，取塔底出料管的料液流速為0.8 m/s。塔底出料管管徑代入數(shù)據(jù)解得dW=0.0736m計(jì)算時(shí)已考慮到生產(chǎn)中操作回流比的變動(dòng)作出適當(dāng)放大。查表3,P109-110取標(biāo)準(zhǔn)接管，其參數(shù)如下：dW=80mm標(biāo)準(zhǔn)管5.塔底至再沸器連接管管徑dL=0.123m計(jì)算時(shí)已考慮到生產(chǎn)中操作回流比的變動(dòng)作出適當(dāng)放大。查表3,P109-110取標(biāo)準(zhǔn)接管，其參數(shù)如下：dL=125mm標(biāo)準(zhǔn)管6.再沸器返塔聯(lián)接管管徑對(duì)于熱虹吸式一次通過式再沸器，返塔為氣液兩相混合，料液速度用如下公式估算：經(jīng)驗(yàn)氣速uV選為16m/s，e為返塔的質(zhì)量氣化分?jǐn)?shù)。因蒸汽量為提餾段的氣相負(fù)荷，液相量為塔底產(chǎn)品量。蒸汽量為提餾段的氣相負(fù)荷，故返塔的氣相體積流率VS=0.4m3/s將數(shù)據(jù)代入下式解得db=0.178m計(jì)算時(shí)已考慮到生產(chǎn)中操作回流比的變動(dòng)作出適當(dāng)放大。查表3,P109-110取標(biāo)準(zhǔn)接管，其參數(shù)如下：dW=200mm標(biāo)準(zhǔn)管。第六章 塔體輔助設(shè)計(jì)6.1列管式換熱器的設(shè)計(jì)1、冷凝器根據(jù)前面求得的數(shù)據(jù)，2、有效平均溫差 3、冷卻劑用量根據(jù)前面求得的數(shù)據(jù)，4、傳熱面積冷凝器中熱流體為有機(jī)蒸汽，冷流體為水，根據(jù)化工原理課程設(shè)計(jì)1表1-5取。根據(jù)化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)2 附表4，選取浮頭式冷凝器，殼徑為900mm，管程數(shù)為6，管長為6m，換熱面積為195.6,。6.2再沸器的設(shè)計(jì)1、再沸器的熱負(fù)荷根據(jù)前面求得的數(shù)據(jù)，2、有效平均溫差 根據(jù)化工原理課程設(shè)計(jì)1表1-5取。3、換熱面積根據(jù)化工原理課程設(shè)計(jì)1附表9取臥式熱虹吸式再沸器，型號(hào)為FLA500-80-25-2。第七章 結(jié)果匯總表物料衡算表異丁烷A正丁烷B異戊烷C正戊烷D合計(jì)F質(zhì)量流量kg/h1202.02685342.33944973.9043481.732815000質(zhì)量分率0.08010.35620.33160.23211摩爾流量kmol/h20.724692.109369.08248.3574230.2733摩爾分率0.090.40.30.211D質(zhì)量流量kg/h1201.95145308.351440.615206550.918質(zhì)量分率0.18350.81030.006201摩爾流量kmol/h20.723391.52330.56410112.8107摩爾分率0.18370.81030.00501W質(zhì)量流量kg/h034.06344933.1523481.87688449.0922質(zhì)量分率00.0040.58390.41211摩爾流量kmol/h00.587368.51648.3594117.4626摩爾分率00.0050.58330.41171熱量衡算表 單位：KJ/hQi入塔QF9366366.47817092719.75QB7726353.276出塔QC1002700017092719.75QD2604189.885QW4075212.206QL386317.6638工藝條件表操作條件溫度/壓力/atm回流比理論板數(shù)實(shí)際板數(shù)F704.50113.67821.361232D504.4W904.5579表7-4 塔盤選型表塔徑塔截面積塔盤間距降液管長度降液管寬度降液管總面積（mm）(cm2)(mm)(mm)(mm)（cm2）16002011045011202552070AD/AT閥孔按三角形75*100排列 出口堰高度一層塔盤質(zhì)量施工圖號(hào)(%)浮閥數(shù)(個(gè))開孔率(%)（mm）（kg）10.317610.540152F1610表7-5 塔體選型表筒體材料壁厚Q235F鋼6mm封頭形式公稱直徑曲面高度直邊高度厚度橢圓形