362噸∕天輕烴分離精餾塔設(shè)計

1、石油化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計說明書石油化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計說明書題目：362 噸/天輕烴分離精餾塔設(shè)計學(xué)生姓名：專業(yè)班級：學(xué)號：指導(dǎo)教師：日期：化工原理課程設(shè)計 2-2化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書班級：班級：學(xué)號：學(xué)號：姓名姓名: :一、題一、題目目設(shè)計一連續(xù)操作精餾裝置，用以分離輕烴混合物。二、原二、原 始始 數(shù)數(shù) 據(jù)據(jù)1.原料處理量：362 噸/天組成(在質(zhì)量分率)： nC3,0.28,iC3,0.14, nC4,0.28, iC5,0.38, nC6,0.07進(jìn)料狀態(tài)（摩爾氣化分率） ：摩爾分率 0.12.產(chǎn)品要求（產(chǎn)品含量為質(zhì)量分率）塔頂產(chǎn)品： iC50.0

2、5塔底產(chǎn)品： nC40.05三、三、 計算說明主要內(nèi)容計算說明主要內(nèi)容1、流程簡圖；2、工藝計算（包含物料及熱量衡算總表） ；3、完成塔板設(shè)計與水力學(xué)校核；4、完成板式塔初步設(shè)計；5、完成輔助設(shè)備的初步選用；6、計算結(jié)果匯總表；7、分析與討論；8、采用 Autocad 繪制流程簡圖和浮閥排列圖；9、提交電子版及紙版：設(shè)計說明書、圖紙。四、四、 繪圖要求繪圖要求1. 浮閥排列圖發(fā)出日期年 8 月 16 日交入日期年 8 月 26 日指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師化工原理課程設(shè)計 2-2摘要根據(jù)化工原理課程設(shè)計的要求，設(shè)計一板式塔，用以分離丙烷，異丁烷、正丁烷、異戊烷、正己烷。設(shè)計中使用簡捷法計算了塔的工藝參數(shù)

3、，進(jìn)行了物料與能量衡算，對塔板、塔體、接管進(jìn)行了選型，并選用了合適的輔助設(shè)備。另外附有根據(jù)計算結(jié)果繪制的浮閥排列圖。經(jīng)檢驗，所設(shè)計的板式塔可以滿足規(guī)定的分離任務(wù)的要求。化工原理課程設(shè)計 2-2目錄目錄前言.4第 0 章緒論.10.1 具體任務(wù).10.2 課程目的.10.3 課程目的.1第一章流程簡圖.3第 2 章工藝計算.42.1 全塔物料衡算.42.2 操作條件的確定.52.2.1 回流罐壓力.52.2.2 塔頂壓力.62.2.3 塔頂溫度.62.2.4 塔底壓力.72.2.5 塔底溫度.72.2.6 最小理論板數(shù)和最小回流比.72.2.7 理論板數(shù)與回流比.92.2.8 全塔效率與實際板數(shù)

4、.102.2.9 進(jìn)料位置.112.3 非清晰分割檢驗.122.3.1 丙烷在塔底含量檢驗.122.3.2 異丁烷在塔底含量檢驗.122.3.3 正己烷在塔頂含量檢驗.122.4 熱量衡算.132.4.1 塔頂冷凝器的熱負(fù)荷.132.4.2 塔頂產(chǎn)品帶出熱量.142.4.3 進(jìn)料帶入的熱量.142.4.4 塔底再沸器的熱負(fù)荷.152.4.5 冷卻水及加熱蒸汽的用量.162.4.6 全塔能量衡算.16第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計.183.1 塔徑的初步估計.183.1.1 精餾段塔徑.183.1.2 提餾段塔徑.203.2 溢流裝置的設(shè)計.23化工原理課程設(shè)計 2-23.2.1 溢流形式的選取.

5、233.2.2 溢流堰的設(shè)計.233.2.3 受液盤的設(shè)計.243.2.4 降液管的設(shè)計.243.2.5 進(jìn)口堰的設(shè)計.243.3 塔板布置.253.3.1 浮閥類型.253.3.2 浮閥排列.253.3.3 開孔率.253.3.4 接管的設(shè)計.273.4 塔板的水力學(xué)校核.293.4.1 塔板壓降.293.4.2 霧沫夾帶量.313.4.3 降液管內(nèi)液面高度.323.4.4 漏液.333.4.5 液體在降液管內(nèi)的停留時間及流速.333.5 塔板的負(fù)荷性能圖.343.5.1 過量霧沫夾帶線.343.5.2 淹塔線.343.5.3 過量泄漏線.353.5.4 降液管超負(fù)荷線.363.5.5 液相

6、負(fù)荷下限線.363.5.6 操作線.363.5.7 塔板的負(fù)荷性能圖.37第 4 章塔體的初步設(shè)計.384.1 塔體設(shè)計.384.1.1 筒體設(shè)計.384.1.2 封頭設(shè)計.384.1.3 人孔和手孔設(shè)計.394.1.4 裙座設(shè)計.394.1.5 塔高.394.1.6 塔體設(shè)計參數(shù)匯總.394.2 接管設(shè)計.404.2.1 塔頂蒸汽出口管徑.40化工原理課程設(shè)計 2-24.2.2 回流管管徑.404.2.3 進(jìn)料管管徑.414.2.4 塔底出料管徑.424.2.5 塔底至再沸器的接管管徑.434.2.6 再沸器返塔連接管管徑.434.2.7 各接管口參數(shù)匯總.43第 5 章輔助設(shè)備的初步設(shè)計.

7、445.1 列管式換熱器的設(shè)計.445.2 再沸器的設(shè)計.45第 6 章設(shè)計結(jié)果匯總.466.1 物料衡算.466.2 能量衡算.466.3 工藝條件.476.4 塔盤選型.476.5 接管匯總.476.6 塔體選型.486.7 換熱器選型.48第 7 章符號說明.49總結(jié).51致謝.52參考文獻(xiàn).53化工原理課程設(shè)計 2-2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、

8、吸收、萃取、蒸發(fā)和膜分離等，而在石油化學(xué)工業(yè)中最常見的是蒸餾。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，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。第 0 章緒論1第 0 章緒論化

9、工工藝與設(shè)備課程設(shè)計是化工工藝與設(shè)備教學(xué)的一個重要組成部分。要求根據(jù)給定的一項具體任務(wù)，設(shè)計一浮閥式板式精餾塔，0.1 具體任務(wù)具體任務(wù)包括：1、工藝設(shè)計：物料平衡、熱量平衡、工藝條件的確定。2、塔盤設(shè)計：塔盤各部件的尺寸等。3、塔體設(shè)計：根據(jù)工藝設(shè)計結(jié)果確定塔高、接管等。4、附屬設(shè)備選用：塔頂冷凝器和塔底再沸器的計算與選用。5、繪圖部分：浮閥排列圖。0.2 課程目的通過課程設(shè)計這一具體的設(shè)計實踐，應(yīng)當(dāng)達(dá)到以下目的：1、培養(yǎng)綜合運用所學(xué)知識、查閱化工資料獲取有關(guān)知識和數(shù)據(jù)、進(jìn)行化工設(shè)備初步設(shè)計的能力；2、培養(yǎng)獨立工作及發(fā)現(xiàn)問題、分析問題、解決問題的綜合能力；3、提高計算能力、培養(yǎng)工程實際觀念；

10、4、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；5、培養(yǎng)讀圖、識圖、繪圖的能力；培養(yǎng)嚴(yán)謹(jǐn)?shù)膶W(xué)風(fēng)和工作作風(fēng)。0.3 課程目的在課程設(shè)計中，需要注意的事項有：1、先在草稿紙上（計算軟件中）完成全部過程；2、獨立完成，設(shè)計必要的數(shù)據(jù)計算表，寫出詳細(xì)的計算示例；第 0 章緒論23、計算過程中要隨時復(fù)核計算結(jié)果，做到有錯即改，避免大返工；4、每一個階段的設(shè)計完成之后，要求繪制必要的匯總表格并上交；5、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；6、盡量在教室進(jìn)行設(shè)計，以便于答疑和掌握進(jìn)度；7、計算說明書用計算機打印，具體格式參見課程設(shè)計書寫規(guī)范。第一章流程簡圖3

11、第一章流程簡圖根據(jù)任務(wù)書的要求，初步繪制精餾塔的流程簡圖如下：圖圖 1-11-1 流程簡圖流程簡圖第 2 章工藝計算4第 2 章工藝計算2.1 全塔物料衡算首先需進(jìn)行全塔的初步物料衡算。由設(shè)計任務(wù)書知，精餾任務(wù)的輕關(guān)鍵組分為正丁烷，重關(guān)鍵組分為異戊烷。注意到兩關(guān)鍵組分相鄰，與正丁烷相鄰的異丁烷的揮發(fā)度與正丁烷的相對揮發(fā)度相差也比較大，同時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)品由丙烷、異丁烷、正丁烷和異戊烷組成，塔底產(chǎn)品由異戊烷和正己烷組成。原料處理量為 362?am， 各組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)分別為： 丙烷 0.28、 異丁烷 0.25、 正丁烷 0

12、.13、異戊烷 0.38 和正己烷 0.07。設(shè)丙烷為 A、異丁烷為 B、正丁烷為 C、異戊烷為 D、正己烷為 E，進(jìn)料為 F、塔頂為 D、塔底為 W。用處理量乘以進(jìn)料組成可求得進(jìn)料物流中各組分質(zhì)量流率：?正 ? = ?正顯然，塔頂丙烷質(zhì)量流率等于進(jìn)料中丙烷質(zhì)量流率，塔頂異丁烷質(zhì)量流率等于進(jìn)料中異丁烷質(zhì)量流率，塔底正己烷質(zhì)量流率等于進(jìn)料中正己烷質(zhì)量流率:?= ?= ?= ?將進(jìn)料中正丁烷、異戊烷質(zhì)量流率分別乘以各自回收率要求可得塔頂物流中異戊烷與塔底中物流中正丁烷的質(zhì)量流率：? ? ? ?= ? ? ? ?= ?塔底物流中異戊烷與塔頂物流中正丁烷的質(zhì)量流率：F ? ?= ?F ? ?= ?上述

13、計算的結(jié)果列于表 3-1。第 2 章工藝計算5表表 2-12-1 全塔物料各組分分率匯總表全塔物料各組分分率匯總表組分A 丙烷B 異丁烷C 正丁烷D 異戊烷E 正己烷總和F質(zhì)量流量kg/h4223.33332111.66671960.83335731.66671055.833315083.3333質(zhì)量分率%0.28000.14000.13000.38000.07001.0000摩爾流量 ?th?ah95.767236.332933.737779.441012.2515257.5473摩爾分率%0.37180.14110.13100.30850.04761.0000D質(zhì)量流量 ?tah4223.

14、33332111.66671926.933941.51730.00008303.4512質(zhì)量分率%0.50860.25430.23210.00500.00001.0000摩爾流量 ?th?ah95.767236.332933.15440.57540.0000165.8299摩爾分率%0.57750.21910.19990.00350.00001.0000W質(zhì)量流量 ?tah0.00000.000033.89945690.14941055.83336779.8821質(zhì)量分率%0.00000.00000.00500.83930.15571.0000摩爾流量 ?th?ah0.00000.00000.

15、583378.865512.251591.7003摩爾分率%0.00000.00000.00640.86000.13361.00002.2 操作條件的確定2.2.1 回流罐壓力選擇水作為塔頂產(chǎn)品的冷凝劑，根據(jù)中國的普遍氣候條件，水的溫度可取 2030，為保證水和塔頂產(chǎn)品之間有 1020的傳熱溫差， 選取塔頂回流罐中液體的溫度為 45是一個合理的數(shù)值。塔頂物流滿足如下泡點方程：?正? ?正= ?（2 ?）式中?正為相應(yīng)溫度下的相平衡常數(shù)。在烴類相平衡常數(shù)圖2,P436內(nèi)通過確定溫度為 45，選擇不同壓力連線得到?正并試差使上式得到滿足，可得出回流罐壓力為 ?.2?t。試差過程如表 2-2 所示。

16、即：塔頂冷凝器溫度為?= 45，回流罐壓力?= ?.25 ?t。第 2 章工藝計算6表表 2-22-2 回流罐壓力試差過程回流罐壓力試差過程回流罐壓力12.000011.000011.500011.300011.2000?1.25001.36001.30001.32001.3500?0.57200.62000.59000.60000.6000?0.42000.46000.44000.44500.4400?0.18000.21000.19000.20500.2000?正? ?正0.94041.02330.97760.99250.9997誤差-5.9620%2.3275%-2.2413%-0.74

17、79%-0.0259%2.2.2 塔頂壓力由回流罐壓力為 ?.2?t ?t 知，需采取加壓操作，回流罐的壓力加上管線阻力即為塔頂壓力：?= ? ?（2 2）對加壓操作，管線阻力? 取 ?.35?t 是一個合理的數(shù)值，故?= ?.2? ，.?5 = ?.35?t2.2.3 塔頂溫度塔頂溫度的確定過程與回流罐壓力的確定過程相似，如表 2-3 所示。在烴類相平衡常數(shù)圖2,P436內(nèi)通過確定壓力為 ?.35?t，選擇不同溫度連線得到?正并試差滿足露點方程：?正?正?= ?（2 3）表表 2-32-3 塔頂溫度試差過程塔頂溫度試差過程塔頂溫度556057585958.5?1.581.651.581.58

18、1.61.59?0.720.8050.760.770.790.77?0.550.6050.580.580.590.585?0.250.280.320.330.340.33?正?a?正1.1072270.9650871.0093881.0053130.9873871.0001誤差10.7227%-3.4913%0.9388%0.5313%-1.2613%0.0068%第 2 章工藝計算7即：塔頂溫度?= 58.5，塔頂壓力?= ?.35 ?t。2.2.4 塔底壓力塔底壓力等于塔頂壓力加上全塔壓降：PW= PD? NP ?P單板（2 4）根據(jù)經(jīng)驗，加壓塔的每板壓降取為 4tt?t 較為合理，假設(shè)實

19、際塔板數(shù)?= 3，則?= ? ? ?單板= ?.35? 3， 4tt?t = ?.5?t2.2.5 塔底溫度塔底溫度的確定過程與塔頂溫度的確定過程相似，在烴類相平衡常數(shù)圖2,P436內(nèi)通過確定壓力為 ?.5?t，選擇不同溫度連線得到?正并試差使塔底物流滿足泡點方程，如公式（2-1）：?正? ?正= ?可得出塔底溫度為 134。試差過程如表 2-4 所示。表表 2-42-4 塔底溫度試差過程表塔底溫度試差過程表塔底溫度110120130136134?1.381.571.8521.97?0.710.8611.11.0700?0.30.380.450.5050.5000?正? ?正0.659430.

20、800320.931851.0261490.9995誤差-34.0570%-19.9680%-6.8150%2.6149%-0.0506%即：塔底溫度?= ?34，塔頂壓力?= ?.5? ?t。2.2.6 最小理論板數(shù)和最小回流比由芬斯克公式計算最小理論板數(shù)：?t正h? ? =?t?t?（2 5）式中， =（?頂） （?底）（2 6）第 2 章工藝計算8各組分在平均溫度、壓力條件下的相對揮發(fā)度見表 2-5：表表 2-52-5 各組分相對揮發(fā)度表各組分相對揮發(fā)度表? 及塔頂條件下（?.35?t，58.5）塔底條件下（?.5?t，?34）?0.5851.97?0.331.071.77271.841

21、1則 = ?.8，66將與物料平衡數(shù)據(jù)代入?t正h表達(dá)式，算得?t正h= ?4.?24?即最小理論板數(shù)為 14.1247 塊。由如下形式的恩德伍德公式，可算得最小回流比?t正h：?正?正.?正? ?= ?t正h? ?正?正.?正? ?= ? ? ?（2 ?）由于溫度和壓力變化不大，可用塔頂與塔底的算數(shù)平均溫度 96.25與平均壓力?.43?t 進(jìn)行計算，在此溫度壓力下在烴類相平衡常數(shù)圖2,P436內(nèi)查得各組分?正值并求得與以重關(guān)鍵組分異戊烷為對比組分的?正?值，結(jié)果列于表 2-6。表表 2-62-6各組分各組分?正值、值、?正?值表值表?正2.721.521.180.590.25?正?4.61

22、022.57632.00001.00000.4237又由任務(wù)書知 ? = ，.?，則 ? = ? ? = ，.9，將物料衡算數(shù)據(jù)代入恩德伍德公式方程組解得? = ?.2942第 2 章工藝計算9?t正h= ，.?3?2.2.7 理論板數(shù)與回流比在 Ra?t正h在 ?3 的范圍內(nèi)，選取若干個回流比值，算出相應(yīng)的 Ra?t正h值，并通過如下方程組求得相應(yīng)的一系列 ? 值，進(jìn)一步可求得相應(yīng)的一系列 ? ? ?值，部分結(jié)果列于表 2-7。表表 2-72-7X X、Y Y、N N、?a?、N(R+1)N(R+1)部分計算結(jié)果部分計算結(jié)果Ra?t正h? ?1.10.78510.04000.621639.8

23、61171.15481.20.85640.07690.577835.514765.93101.30.92780.11110.542632.627062.89861.40.99920.14280.511830.448560.87211.51.07060.17230.484728.739659.50681.61.14190.19990.460527.362658.60851.71.21330.22570.438926.228758.05171.81.28470.24990.419325.278157.75191.91.35600.27260.401624.469157.65002.01.42740

24、.29400.385423.771857.70362.11.49880.31420.370523.164057.88142.21.57010.33320.356922.629258.16022.31.64150.35120.344222.154858.52212.41.71290.36830.332521.730858.95312.51.78430.38450.321621.349559.44252.61.85560.39990.311421.004659.98132.71.92700.41450.301920.691160.56252.81.99840.42850.293020.404661

25、.18042.92.06970.44170.284620.141961.8301以 ? ?對 Ra?t正h作圖，找出曲線最低點對應(yīng)的 Ra?t正h、? ?值，即可求得適宜的回流比、理論板數(shù)，如圖 2-1 所示。第 2 章工藝計算10圖圖 3-13-1 N N 與與 R R 的求取的求取所求得的實際回流比為 1.355，理論板數(shù)為 24.4572 塊。2.2.8 全塔效率與實際板數(shù)全塔效率可用奧康奈爾經(jīng)驗公式表示：?= ，.49 ? ?，.245（2 8）其中?=?正?.正?黏度數(shù)據(jù)采用塔頂與塔底的算數(shù)平均溫度 96.25與壓力 ?.43?t 下的液相黏度，?.?=，.，366，4?，?.?=

26、，.，84?，?，?.?= ，.，8?，66?, ?.?= ，.?258?,?.?= ，.?8?。由表 3-5 所載?正值可求得該溫度壓力下的相對揮發(fā)度。 結(jié)合表 3-1 所載進(jìn)料中各組分摩爾分率，可求得?= ，.?6?則實際塔板數(shù)：?實際=?（2 9）代入數(shù)據(jù)得：?實際=24.45?2，.?6?= 3?.4296與最開始假設(shè)的 30 塊實際塔板相差不多，認(rèn)為假設(shè)正確，向上圓整得實際塔板數(shù)為32 塊板。第 2 章工藝計算112.2.9 進(jìn)料位置假設(shè)精餾段塔板數(shù)為 16 塊，提餾段塔板數(shù)為 16 塊。則?= ?根據(jù)每板壓降為4 mmHg 的假設(shè)， 由塔頂壓力為?.35atm 求得進(jìn)料壓力為?.4

27、342atm，采用公式：?正?正.? ? ?正? ? ?= ?（2 ?，）試差求得進(jìn)料溫度為 67，試差過程如表 2-9 所示。表表 2-92-9 進(jìn)料溫度試差過程進(jìn)料溫度試差過程塔頂溫度806070666967?2.1301.6501.9201.8001.8601.830?1.1200.8050.9900.8900.9600.920?0.8600.6050.7500.6900.7350.700?0.4050.2800.4600.4200.4500.430?0.1600.9650.1300.1150.1250.118?正?正.? ? ?正? ? ?1.1231-0.03491.05110.98

28、351.02511.0005誤差12.3110%2.3275%5.1101%-1.6523%2.5116%0.0478%由于精餾段塔板數(shù)接近提餾段塔板數(shù)，可認(rèn)為?a?符合如下公式：?=?t?.?.?.?.? ?t? ?，.5?t?.?.?.?.? ?t? ?，.5（2 ?）由表 2-3、表 2-4、表 2-9 數(shù)據(jù)可得輕、重關(guān)鍵組分于塔頂、塔底、進(jìn)料位置三處的相對揮發(fā)度，將它們與物料平衡數(shù)據(jù)代入上式，可求得?= ?.2?根據(jù)? ?= 32，求得：?= ?8?= ?5與假設(shè)算得的數(shù)據(jù)基本吻合，因此，進(jìn)料位置為第 18 塊板的假設(shè)可以成立的。第 2 章工藝計算122.3 非清晰分割檢驗2.3.1

29、丙烷在塔底含量檢驗在烴類相平衡常數(shù)圖2,P436內(nèi)查得在塔頂條件下異戊烷的 K 值為 0.32，又已查得塔底條件下異丁烷 K 值為 1.07，丙烷在塔頂與塔底條件下 K 值分別為 1.59、3.9。則有?.? 頂=?.頂?.頂= 4.9688?.? 底=?.底?.底= 3.6449?.?=?.? 頂 ?.? 底= 4.2556又由非清晰分割公式?t正h? ? =?t?.頂? 頂?.底? 底?t ?.?（2 ?2）將之前求得的物料平衡與?t正h數(shù)據(jù)代入上式，解得?.底= ，.，?85這一含量極微，可以認(rèn)為丙烷在塔底不存在，故清晰分割假設(shè)成立。2.3.2 異丁烷在塔底含量檢驗在烴類相平衡常數(shù)圖2,

30、P436內(nèi)查得在塔頂條件下異戊烷的 K 值為 0.32，又已查得塔底條件下異丁烷 K 值為 1.07；異丁烷在塔頂與塔底條件下 K 值分別為 0.77、2.35。則有?.? 頂=? 頂? 頂= 2.4，63?.? 底=? 底? 底= 2.?963?.?=?.? 頂 ?.? 底= 2.2989又由非清晰分割公式，如式（2-12）：?t正h? ? =?t?.頂? 頂?.底?.底?t?.?將之前求得的物料平衡與?t正h數(shù)據(jù)代入上式，解得?.底= ，.，256?這一含量極微，可以認(rèn)為異丁烷在塔底不存在，故清晰分割假設(shè)成立。2.3.3 正己烷在塔頂含量檢驗第 2 章工藝計算13在烴類相平衡常數(shù)圖2,P4

31、36內(nèi)查得在塔頂條件下異戊烷的 K 值為 0.32，又已查得塔底條件下異丁烷 K 值為 1.07，正己烷在塔頂與塔底條件下 K 值分別為 0.088、0.5。則有?.? 頂=?.頂?.頂= ，.2?5?.? 底=?.底?.底= ，.46?3?.?=?.? 頂 ?.? 底= ，.3585又由非清晰分割公式，如式（2-12）：?t正h? ? =?t?.頂? 頂?.底?.底?t?.?將之前求得的物料平衡與?t正h數(shù)據(jù)代入上式，解得?.頂= ，.，?3這一含量極微，可以認(rèn)為正己烷在塔頂不存在，故清晰分割假設(shè)成立。2.4 熱量衡算2.4.1 塔頂冷凝器的熱負(fù)荷塔頂冷凝液溫度為45， 壓力為?.2?t，

32、塔頂蒸汽的溫度為58.5， 壓力為?.35?t,查表得各物質(zhì)焓值表：表表 2-102-10 塔頂各物質(zhì)焓值表塔頂各物質(zhì)焓值表狀態(tài)氣相液相組分?a?t?ath?a?t?ath?丙烷626.646627.6351321.789714.1909異丁烷631.647836.7114309.073017.9633正丁烷668.122438.8313309.582117.9929異戊烷390.684328.187940.16142.8976?.?= ?.? ?.? ?.? ?.? ?.? ?.? ?.? ?.?= 2?.635? ? ，.5?5? 36.?4 ? ，.2?9? ? 38.83?3 ? ，.

33、?999 ? 28.?8?9 ? ，.，35= 3?.8638?ath?.?= ?.? ?.? ?.? ?.? ?.? ?.? ?.? ?.?第 2 章工藝計算14= ?4.?9，9 ? ，.5?5? ?.9633 ? ，.2?9? ? ?9.9929 ? ，.?999 ? 2.89?6 ? ，.，35= ?5.?3?9?ath?= ? ? ? ? ?.? ?.?= ?.355? ? ? ?65829.9 ? ?3?.8638? ?5.?3?9?= 629?6，?.5，92?a? = ?49.3354?2.4.2 塔頂產(chǎn)品帶出熱量已知塔頂產(chǎn)品流率，結(jié)合上面的塔頂產(chǎn)品熱焓，求出塔頂產(chǎn)品帶出的熱量

34、：?= ? ?.?= ?65829.9 ? ?5.?3?9 = 26，9822.4?a? = ?24.95，?2.4.3 進(jìn)料帶入的熱量進(jìn)料溫度為 6?，壓力為 ?.44?t,查表得各物質(zhì)的焓值表：表表 2-112-11 進(jìn)料各物質(zhì)焓值表進(jìn)料各物質(zhì)焓值表狀態(tài)氣相液相組分?a?t?ath?a?t?ath?丙烷629.837327.7758391.37317.2600異丁烷642.156137.3221367.812321.3773正丁烷679.730339.5059367.832921.3785異戊烷94.09486.7889404.007729.1492正己烷332.013528.6129-4

35、.2014-0.36216?時，?= ?.83，?= ，.92，?= ，.?，?= ，.43，?= ，.?8?正=?正.? ? ?正? ? ?（2 ?3）?正= ?正?正（2 ?4）由上述公式求得進(jìn)料液相和氣相各組分含量，如下表：表表 2-122-12 進(jìn)料各物質(zhì)進(jìn)料各物質(zhì)?正、?正值表值表第 2 章工藝計算15組分丙烷異丁烷正丁烷異戊烷正己烷?正0.34330.14220.13510.32710.0522?正0.62820.13090.09450.14070.0062進(jìn)而求得?.?，?.?.?= ，.6282 ? ?.2595 ? ，.?3，9 ? 2?.3?3? ，.，945 ? 23.3

36、?84 ? ，.?4，? ? 29.?492? ，.，62 ? ，.362? = 2?.2，?ath?.?= ，.3433 ? ?.2595 ? ，.?422 ? 2?.3?3? ，.?35? ? 23.3?84 ? ，.32? ? 29.?492? ，.，522 ? ，.362? = 2?.3?，3?ath?進(jìn)料的熱焓為：?= ?.? ? ? ? ?.?= ，.? ? 2?.2，? ? ? ，.? ? 2?.3?，3 = 2?.9533?ath?= ? ?= 25?.54?3 ? ?， ? 2?.9533 = 5654，?.628?a? = ?5?，.5588?2.4.4 塔底再沸器的熱負(fù)荷

37、塔底溫度為 ?34，壓力為 ?.5?t,查表得各物質(zhì)的焓值表：表表 2-132-13 塔底各物質(zhì)焓值表塔底各物質(zhì)焓值表狀態(tài)氣相液相組分?a?t?ath?a?t?ath?正丁烷747.968943.4720581.690733.8079異戊烷282.407920.37573507.400536.6089正己烷450.629338.8352174.557215.0433?.?= ?.? ?.? ?.? ?.? ?.? ?.?= 33.8，?9 ? ，.，64? 36.6，89 ? ，.86，? ?5.，433 ? ，.?336= 33.?，99?ath?塔底產(chǎn)品出料帶走的熱量：第 2 章工藝計算1

38、6?= ? ?.?= 9?.?259 ? ?， ? 33.?，99 = 3，92，69.?54，?a? = 858.9，83?2.4.5 冷卻水及加熱蒸汽的用量1.冷凝水用量假設(shè)冷卻水進(jìn)口溫度為 2，C，出口溫度為 3，C，所以進(jìn)出口的平均溫度為 25C，在此溫度下水的比熱容為?= 4.2?a?t t?。冷凝水流量：?t?=? ?2?（2 ?5）代入數(shù)據(jù)得：?t?=629?6，?.5，924.2 ? ?，= ?49943.，359?ta? = ?49.943，?a?2.加熱蒸汽用量塔底溫度為 134C，所以選擇 155C的蒸汽，在該條件下水的潛熱通過石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊5為 = 2，9?.43

39、92kJa?t。蒸汽用量為：?t2=?（2 ?6）代入數(shù)據(jù)得：?t2=66?946?.?，?44.22，9?.4392= 3?84.5?9?a? = 3.?486?a?2.4.6 全塔能量衡算對全塔作熱量衡算：? ?= ? ? ? ?（2 ?）其中，損失的熱量：?= ，.，5?（2 ?8）最終求得?= 66?946?.?，?4?a? = ?855.4，59?第 2 章工藝計算17?= ，.，5 ? ?855.4，59 = 55.6622?表表 2-142-14 能量衡算表能量衡算表單位：?求和入方?1570.55883425.9646?1855.4059出方?1749.33543425.964

40、6?724.9507?92.7703?858.9083第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計18第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計3.1 塔徑的初步估計3.1.1 精餾段塔徑1、密度和表面張力的計算塔頂氣相平均相對分子質(zhì)量?=?正?正?= 5，.，?2?tath?=?正?正?= 48.，892?tath?氣相密度：?=?（3 ?）塔頂氣相密度為?=?=?.35 ? ?，?.325 ? 5，.，?2?8.3?4 ? 33?.5= 2，.893?tat3通過查表查得塔頂條件下液相密度和表面張力，如下表：表表 3-13-1 塔頂各物質(zhì)液相密度和表面張力表塔頂各物質(zhì)液相密度和表面張力表組分丙烷異丁烷正丁烷異戊烷?正a

41、?tat3429.1177506.9448550.5140579.5613?正a?at0.00320.00620.00820.0109塔頂液相密度為：?=?，.5?5429.?，.2?9?5，6.9448?，.?99955，.5?4，?，.，355?9.56?3= 4?，.9622kgam3塔頂液相表面張力為：?=?正?正?= ，.，488，384?at2、氣、液相負(fù)荷? = ? ? ? ? = ?.355 ? ? ? ?65.8299 = 39?.3586?th?a? = ? = ?.355 ? ?65.8299 = 224.6995?th?a?第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計19?=?36，?

42、=39?.3586 ? 5，.，?2?36， ? 2，.893?= ，.26，5t3at?=?36，?=225.528? ? 5，.，?2?36， ? 4?，.9622= ，.，6636t3at3、Smith 法? ?，.5= ，.?238因為是常壓塔，取板上液層高度為：?= ?，tt取板間距?= 45，a5，a6，tt查 化工原理課程設(shè)計1圖2-7可得對應(yīng)板間距下的?2，為： ?2，= ，.，82a，.?，2a，.?8,氣相負(fù)荷因數(shù) ?，? = ?2， ?，.，2?，.2（3 2）在對應(yīng)的20C下可以求得相應(yīng)的 ? 為：? = ，.，6?2a，.，?69a，.，89，最大允許氣速為：?t?=

43、 ? ?（3 3）?= 2，.893?tat3, ?= 4?，.9622?tat3在對應(yīng)的 ? 下，求得相應(yīng)的最大氣速相應(yīng)為?t?= ，.28?，a，.35?，a，.4?3，tat實際選用的空塔氣速 ? 應(yīng)為：? = ，.6，.8 ?t?= ，.?t?在對應(yīng)的?t?下求得相應(yīng)的空塔氣速為：? = ，.2，9a，.2499a，.289?tat塔徑為：? =4 ? ?（3 4）在對應(yīng)的空塔氣速下求得相應(yīng)的塔徑為：? = ?.3852a?.2523a?.?4t4、波律法最大允許氣速為：第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計20?t?=，.，55 t ? ? 2? ?（3 5）求得在相應(yīng)的板間距下的最大允許氣速

44、為：?t?= ，.43?a，.455，a，.4988tat適宜的氣速流通截面上的氣速?h= ? ? ?t?當(dāng)塔徑 D 9，tt 或? 5，tt 或常壓、加壓塔：? = ，.82根據(jù)化工原理課程設(shè)計1表 2-4，取系統(tǒng)因數(shù)?= ，.99。適宜的空塔氣速：? = ，.9?h在相應(yīng)的最大允許氣速下，求得的適宜空塔氣速為：? = ，.3?54a，.3324a，.3642tat塔徑，如式（3-4）：? =4 ? ?在對應(yīng)的空塔氣速下求得相應(yīng)的塔徑為：? = ?.，258a，.9992a，.9546t將 Smith 法和波律法進(jìn)行比較，取塔徑較大的數(shù)值，以?2的大小作為費用的代表數(shù)據(jù),找出最小?2值對應(yīng)的

45、塔板間距和塔徑。將上述的數(shù)據(jù)匯成表格，如下所示：表表 3-23-2 精餾段塔徑計算精餾段塔徑計算Smith波律法?m?0.450.500.600.450.500.60?t?1.38521.25231.17141.02580.99920.9546?20.74330.66400.68870.47350.49920.5468根據(jù)數(shù)據(jù)表，選出板間距為?= ，.5，t，? = ?.4t。3.1.2 提餾段塔徑與精餾段塔徑計算過程類似：1、密度和表面張力的計算塔底氣相平均相對分子質(zhì)量第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計21?=?正?正?= ?2.88，4?tath?=?正?正?= ?3.9352?tath?塔底氣

46、相密度為：?=?=?.5? ? ?，?.325 ? ?，?.3258.3?4 ? ?34 ? 2?3?= 25.?4，6kgam3通過查表查得塔底條件下液相密度和表面張力，如下表：表表 3-33-3 塔頂各物質(zhì)液相密度和表面張力表塔頂各物質(zhì)液相密度和表面張力表組分正丁烷異戊烷正己烷?正a?tat3275.2958475.1765541.3720?正a?at0.000014020.003754260.00722992塔底液相密度為：?=?，.，642?5.2958?，.85984?5.?65?，.?33654?.3?2= 48，.8?，?tat3塔底液相表面張力為：?=?正?正?= ，.，4?9

47、5?at2、氣、液相負(fù)荷?= ? ? ? ? ? ? = 39?.3586 ? ，.9? ? 25?.54?3 = 365.6，39?th?a?= ? ? ? = 225.528? ? ，.9 ? 25?.54?3 = 456.492?th?a?=?36，?= ，.2944t3at?=?36，?= ，.?922t3at3、Smith 法? ?，.5= ，.2852因為是常壓塔，取板上液層高度為：?= ?，tt 。取板間距?= 5，a6，a8，tt。第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計22查 化工原理課程設(shè)計1圖2-7可得對應(yīng)板間距下的?2，為： ?2，= ，.，?4a，.，?8a，.，96,氣相負(fù)荷因

48、數(shù) ?，如式（3 2），? = ?2， ?，.，2?，.2在對應(yīng)的20C下可以求得相如式應(yīng)的 ? 為：? = ，.，542a，.，5?a，.，?，2最大允許氣速為：?t?= ? ?= 25.?4，6?tat3, ?= 48，.8?，?tat3在對應(yīng)的 ? 下，求得相應(yīng)的最大氣速相應(yīng)為?t?= ，.23，5a，.243，a，.299?tat實際選用的空塔氣速 ? 應(yīng)為：? = ，.6，.8 ?t?= ，.?t?在對應(yīng)的?t?下求得相應(yīng)的空塔氣速為：? = ，.?6?4a，.?，?a，.2，93tat塔徑如式（3 4）為：? =4 ? ?在對應(yīng)的空塔氣速下求得相應(yīng)的塔徑為：? = ?.5245a?

49、.4849a?.3384t4、波律法最大允許氣速為：?t?=，.，55 t ? ? 2? ?求得在相應(yīng)的板間距下的最大允許氣速為：?t?= ，.3299a，.36?4a，.4?3tat適宜的氣速流通截面上的氣速?h= ? ? ?t?當(dāng)塔徑 D 9，tt 或? 5，tt 或常壓、加壓塔：? = ，.82根據(jù)化工原理課程設(shè)計1表 2-4，取系統(tǒng)因數(shù)?= ，.99。適宜的空塔氣速：? = ，.9?h第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計23在相應(yīng)的最大允許氣速下，求得的適宜空塔氣速為：? = ，.24?a，.264?a，.3，49tat塔徑如式（3 4）為：? =4 ? ?在對應(yīng)的空塔氣速下求得相應(yīng)的塔徑為：

50、? = ?.24?3a?.?9?8a?.?，9?t將 Smith 法和波律法進(jìn)行比較，取塔徑較大的數(shù)值，以?2的大小作為費用的代表數(shù)據(jù),找出最小?2值對應(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：表表 3-43-4 提餾段塔徑計算提餾段塔徑計算Smith波律法?m?0.500.600.800.500.600.80?t?1.52451.48491.33841.24731.19181.1091?21.16211.32301.43320.77790.85220.9840根據(jù)數(shù)據(jù)表，選出板間距為?= ，.5，t，? = ?.6t。3.2 溢流裝置的設(shè)計3.2.1 溢流形式的選取精餾段的液相負(fù)荷

51、為： LS= ，.，6636m3as，塔徑初選為 ?4，mm；提餾段的液相負(fù)荷為： LS?= ，.?922m3as，塔徑初選為 ?6，mm；根據(jù)化工原理課程設(shè)計1表 2-5，選擇單流型。3.2.2 溢流堰的設(shè)計單流式塔板的堰長一般為塔徑的 6，%8，%，精餾段的塔徑為 ?4，tt，選擇堰長為：?= ?.，29t；提餾段的塔徑為 ?6，tt；選擇堰長為：?= ?.?t。對常壓及加壓塔，一般取堰高為 4，6，tt，所以取?= 4，tt。對于溢流堰的型式，先取為平口堰：則堰上液層高度：第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計24?h?= ，.，284? ?23（3 6）對于精餾段?= ，.，6636? 36，

52、= 23.9?9t3a?，對于提餾段?= ，.?922 ? 36， = 69.?943t3a?。取 ? = ?。將上述數(shù)據(jù)代入?h?，則堰上液層高度在精餾段為 ，.23?t，在提餾段為，.，43，9t。?= ? ?h?，精餾段為 63.?t，提餾段 83.，9t,所以與假設(shè)基本一致。3.2.3 受液盤的設(shè)計圖圖 3-13-1 凹型受液盤式塔板結(jié)果示意圖凹型受液盤式塔板結(jié)果示意圖由于塔徑較大， 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 5，tt，并且開兩個?， 的淚孔。3.2.4 降液管的設(shè)計1.降液管面積?m及寬度?m的確定一般情況下都是用弓形降液管，根據(jù)?a?，通過查

53、化工原理課程設(shè)計1附表 7 可得精餾段為?m= ，.?6?t2, ?m= ，.225t，提餾段為?m= ，.2，?t2, ?m= ，.255t。2.降液管底隙高?的確定對于凹形受液盤，一般底隙高度等于盤深，所以?= 5，tt。3.2.5 進(jìn)口堰的設(shè)計凹形受液盤不必設(shè)進(jìn)口堰。第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計253.3 塔板布置塔徑大于 8，tt，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)個矩形板構(gòu)成。3.3.1 浮閥類型選用F1 型浮閥中的重閥， 閥質(zhì)量 33t， 閥片厚度2tt， 適用塔板厚度 3tt， 高程8.5tt。閥徑 48tt，閥孔直徑39tt。3.3.2 浮閥排列分塊式塔板

54、采用叉排，等腰三角形排列，其底邊固定為 ?5tt，高 ? 根據(jù)開孔率而變更，此塔取 ? = ?，tt。圖圖 3-23-2 分塊式塔板示意圖分塊式塔板示意圖3.3.3 開孔率1精餾段 =閥孔總面積?AO?閥孔總面積?AT? ?，%（3 ?）可由適宜閥孔氣速計算開孔率：臨界閥孔氣速：?h?= ?2.8?，.548（3 8）求得精餾段?h?= ?.98?9tat,精餾段空塔氣速第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計26?=4?2=，.26，5 ? 43.?4 ? ?.42= ，.?693tat =?h? ?，% =，.?693?.98?9= ?.?53%查表選取標(biāo)準(zhǔn)塔板 ，塔徑? = ?4，tt,?= ?.3

55、59t2,?= 5，tt,?m= 225tt,?m= ，.?6?t2,浮閥個數(shù)為 96個，開孔率為 ?.48%。驗證：空塔氣速?=4?2（3 9）代入數(shù)據(jù)得：?=4?2=，.26，5 ? 43.?4 ? ?.42= ，.?693tat?=?=，.?693，.，?48= 2.263?tat浮閥動能因數(shù):?= ?h?（3 ?，）代入數(shù)據(jù)得：?= ?h?= 2.263? ?2，.893? = ?，.34?42提餾段（與精餾段類似） =閥孔總面積?AO?閥孔總面積?AT? ?，%可由適宜閥孔氣速計算開孔率：臨界閥孔氣速：?h?= ?2.8?，.548求得精餾段?h?= ?.?932tat,提餾段空塔氣

56、速?=4?2=，.295? ? 43.?4 ? ?.62= ，.?469tat第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計27 =?h? ?，% =，.?469?.?932= 8.?9，%查表選取標(biāo)準(zhǔn)塔板 ，塔徑? = ?6，tt,?= 2.，?，t2,?= 5，tt,?m= 255tt,?m= ，.2，?t2,浮閥個數(shù)為136 個，開孔率為 8.?%。驗證：空塔氣速?=4?2=，.295? ? 43.?4 ? ?.62= ，.?469tat?=?=，.?469，.，8?= ?.8?3?tat浮閥動能因數(shù)：?= ?h?= ?.8?3? ?25.?4，? = 9.，?9?塔頂、塔底浮閥動能因數(shù)均在 8? 之間，

57、因此所選標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔盤合適，基本無漏液現(xiàn)象?？紤]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 6tt。3.3.4 接管的設(shè)計3.3.4.13.3.4.1 區(qū)域劃分區(qū)域劃分選取WC= ，.，85m, WF= ，.，95m。圖圖 3-33-3 塔板區(qū)域劃分簡圖塔板區(qū)域劃分簡圖第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計283.3.4.23.3.4.2 浮閥數(shù)的確定浮閥數(shù)的確定閥孔直徑 do= 39mm浮閥數(shù)：?=?4m2?h（3 ?）精餾段浮閥數(shù)：?=?4m22?h2= 8? 個提餾段浮閥數(shù)：?2=?4m22?h2= ?33 個3.3

58、.4.33.3.4.3 浮閥等腰三角形的高度浮閥等腰三角形的高度浮閥按等腰三角形排列：?= ，.，85t, ?= ，.，95t則對于精餾段: 塔板上的有效鼓泡面積：?= 2 ? ?2? ?2?8，?2 t正h?（3 ?2）其中，? =?2? ?m? ?= ，.? ? ，.225 ? ，.，95 = ，.38m? =?2? ?= ，.? ? ，.，85 = ，.6?5m塔板有效鼓泡面?= ，.8?t2。浮閥等腰三角形的高度(排間距)：?=?h? ?= ，.?2?，t對于提餾段：? =?2? ?m? ?= ，.8 ? ，.255 ? ，.，95 = ，.45m? =?2? ?= ，.8 ? ，.，

59、85 = ，.?5m則塔板上的有效鼓泡面積：Aa= 2 ? ?2? ?2?8，?2 sin?= ?.?8，?t2第 3 章板式精餾塔塔板設(shè)計29排間距：?2=?h2 ?= ，.?58t3.3.4.43.3.4.4 浮閥排數(shù)的確定浮閥排數(shù)的確定h =? ? ?2?m? 2? m，? ?（3 ?3）對于精餾段：h?=? ?2?m? 2? m，? ? = 8.9，?對于提餾段：h2=?2? ?2?m? 2? m，?2? ? = ?，.3?23.3.4.53.3.4.5 最終塔板參數(shù)的確定最終塔板參數(shù)的確定采用化工原理課程設(shè)計P143附錄十單溢流浮閥塔盤標(biāo)準(zhǔn)列參數(shù)：表表 3-53-5 塔板數(shù)據(jù)表塔板數(shù)

60、據(jù)表項目塔徑Datt板間距?att塔截面積?acm2堰長?att降液管總積Amamm2閥孔數(shù)ha個精餾段1400500153901029161096提餾段16005002011011712070136項目開孔率a%塔板壓降Patt?t出口堰高度H?att降液管底隙高?att降液管寬度?matt?att精餾段7.483.25664050225100提餾段8.13.132040502551003.4 塔板的水力學(xué)校核3.4.1 塔板壓降浮閥塔板壓力降? 認(rèn)為由三部分組成，即氣流通過干塔板的壓力降?，通過液層的壓力降為?，及克服液相表面張力的壓力降?三者之和。? = ? ? ?（3 ?4）第 3 章