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)

1、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.

2、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

3、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塔徑精餾段提餾段5.2塔板溢流裝置的設(shè)計(jì)計(jì)算浮閥塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定浮閥塔板流體力學(xué)計(jì)算負(fù)荷性能圖5.3.塔體初步設(shè)計(jì)筒體封頭人孔塔高裙座接管的設(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)

4、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

5、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&#

6、160;=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 =230.2733  F×XAF=D×XAD=230.2733×0.09=20.7246F×XBF=D×XBD+W×XBW =230.2733×0.40=92.1093F×XCF=D×XCD+W×X

7、CW =230.2733×0.30=69.0820F×XDF=D×XDD+W×XDW =230.2733×0.21=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0.08010.35620.3316

8、0.23211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/h00.587368.51648.359411

9、7.4626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= 1.26×0.1837+0.94×0.8113+0.40×0.005=0.9960841 誤差：0.3916%<1% ， 故假設(shè)成立。塔頂回流罐壓力：P罐=4.25atm 3.2.2塔頂壓力及溫度取管線壓降為：0.15atm塔頂壓力：PD=4.25+0

10、.15=4.4atm設(shè)塔頂溫度為：50，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=1.5, KB=1.15, KC=0.5根據(jù)露點(diǎn)方程：XADKA+XBDKB+XCDKC=0.018371.45+0.81130.94+0.0050.43=1.0014031誤差：0.14%1% ，故塔頂溫度TD=50。3.2.3塔底壓力及溫度A塔底壓力設(shè)實(shí)際塔板數(shù)N=30，每塊塔板壓降為p= 4mmHg.則PW=PD+N×p=4.4+30×4/760=4.5579atmB. 塔底溫度設(shè)TW=90，查圖得KB=2.15, KC=1.06, KD=0.90由泡點(diǎn)方程：KBXAW+K

11、CXCW+KDXDW =0.005×2.15+0.5833×1.06+0.4117×0.90=0.9995781故塔底溫度TW=903.3回流比和理論板數(shù)計(jì)算3.3.1最小回流比和最小理論板數(shù)ARmin的確定由如下形式的恩德伍德公式，可算得最小回流比Rmin：重關(guān)鍵組分為異戊烷（C）TM=(TD+TW)/2=(50+90)/2=70 PM=(PD+PW)/2=5.0289atm在此溫度壓力下在烴類相平衡常數(shù)圖內(nèi)查得各組分Ki值并求得與以重關(guān)鍵組分異戊烷為對(duì)比組分的ij值，結(jié)果列于表中。各組分Ki值、ij值KAKB KC KDKi1.911.150.720.59ij

12、=Ki/Kj2.65281.597210.8194又由任務(wù)書知e=0.6，則q=1-e=0.4，將物料衡算數(shù)據(jù)代入恩德伍德公式方程組解得： =1.2670 Rmin=2.4520BNmin的確定由芬斯克公式計(jì)算最小理論板數(shù)：式中， 塔頂溫度壓力下：KA=1.5, KB=1.15, KC=0.5 BD=2.3塔底溫度壓力下：KB=2.15, KC=1.06, KD=0.90 BW=2.0283帶入公式得： lk,hk=2.1599 , Nmin=11.7892即最小理論板數(shù)為11.7892塊。3.3.2實(shí)際回流比和理論板數(shù)在R/Rmin在 13的范圍內(nèi)，選取若干個(gè)回流比值，算出相應(yīng)的R/Rmin

13、值，并通過如下方程組求得相應(yīng)的一系列N值，進(jìn)一步可求得相應(yīng)的一系列N（R+1）值，部分結(jié)果列于表中。X、Y、N、R/Rmin、N(R+1)部分計(jì)算結(jié)果RRminR/RminXYNN(R+1)R/Rmin2.69722.4521.10.0663204590.58930446331.57523705116.73996641.12.94242.4521.20.1243912340.52944805627.30430991107.64451141.23.18762.4521.30.1756614770.48174095624.60677158103.04331671.33.43282.4521.40.

14、22125970.44255576722.73646543100.7862041.43.6782.4521.50.2620778110.40973923121.361200299.927694541.53.92322.4521.60.2988300290.38179493420.3052200199.966659141.64.16842.4521.70.3320950390.35766405719.46727138100.61464541.74.41362.4521.80.3623466820.33658002418.78502382101.6946051.84.65882.4521.90.3

15、899766730.31797431118.21800678103.09205681.94.9042.45220.4153116530.30141572817.7387782104.729746525.14922.4522.10.4386261630.28657065417.32805269106.55366162.15.39442.4522.20.4601526340.27317639616.97186597108.52489972.25.63962.4522.30.4800891620.26102290516.65984765110.61472442.35.88482.4522.40.49

16、86056240.24993994116.38412783112.80144332.46.132.4522.50.5158485270.2397878681606837022.56.37522.4522.60.5319448960.23045093115.91854549117.40245672.66.62042.4522.70.5470054070.22183225715.72008685119.79334992.76.86562.4522.80.5611269320.2138500815.54016588122.23272872.87.11082.4522.90.

17、5743946340.20643485415.37626717124.71382782.97.3562.45230.5868836760.19952700715.22631508127.23108883以N(R+1)對(duì)R/Rmin作圖，找出曲線最低點(diǎn)對(duì)應(yīng)的R/Rmin、N(R+1)值，即可求得適宜的回流比、理論板數(shù)，如圖所示。所求得的實(shí)際回流比為3.768，理論板數(shù)為21.3612塊。3.4全塔效率和實(shí)際塔板數(shù)全塔效率可用奧康奈爾經(jīng)驗(yàn)公式表示：其中， 平均溫度下的組分粘度：A=0.0863cp，B=0.0858cp，C=0.1431cp, L,D=0.1521cpL=0.1170mpa/s =

18、(BD+BW)/2=2.1642帶入公式得：Er=0.6861 實(shí)際塔板數(shù)：N=Nr/Er=31.1342 圓整為32塊。3.5 進(jìn)料位置與進(jìn)料條件設(shè)進(jìn)料位置為第16塊板進(jìn)料壓力P=PD+(PW-PD)/25×16=4.5011atm 確定進(jìn)料溫度假設(shè)進(jìn)料溫度為70查圖得KA=2.0, KB=1.40, KC=0.75，KD=0.65 則BC，F(xiàn)=1.8667KiXi/(e(Ki-1)+1)=1.0016誤差1% 故滿足假設(shè) 進(jìn)料壓力為4.5011atm帶入數(shù)據(jù)得NR/NS=0.8893又NR+NS=32 NR=0.8893NS NR=15.0625 NS=16.9375故進(jìn)料位置為

19、第16塊塔板，與假設(shè)符合。3.6 非清晰分割驗(yàn)算塔頂：KA=1.5, KB=1.15, KC=0.5 AC，D= 3塔底：KA=3，KB=2.15, KC=1.06 AC，W= 2.830Nmin=11.7892則XAW=1.24×10-5 0 此含量極微因此清晰分割假設(shè)合理。第四章 能量衡算4.1 冷凝器熱負(fù)荷塔頂冷凝液溫度為40，壓力為4.25atm，塔頂蒸汽的溫度為50，壓力為4.4atm,查表得各物質(zhì)焓值表：表4-1塔頂各物質(zhì)焓值表狀態(tài)氣相液相組分千卡/公斤KJ/mol千卡/公斤KJ/mol異丁烷16540.05919523.0643正丁烷17542.48699523.064

20、3異戊烷17051.23549027.1246HV,D=HVAXA,D+HVBXB,D+HVCXC,D =40.0591×0.1837+42.4869×0.8113+51.2354×0.005 =42.0847 KJ/molHL,D=HLAXA,D+HLBXB,D+HLCXC,D =23.0643×0.1837+23.0643×0.8113+27.1246×0.005 =23.0846 KJ/molQD=(R+1)D (HV,D - HL,D) =(3.678+1) ×112810.7×(42.0847-23.08

21、46) =1.0027×107 KJ/h4.2 再沸器熱負(fù)荷塔底溫度為90，壓力為4.5579atm,查表得各物質(zhì)的焓值表：表4-2塔頂各物質(zhì)焓值表狀態(tài)氣相液相組分千卡/公斤KJ/mol千卡/公斤KJ/mol正丁烷19046.128612029.1339異戊烷18555.756211534.6593正戊烷191.557.7152115.534.8099HL,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

22、/mol進(jìn)料處溫度70，壓力4.5011atm，查得各物質(zhì)焓值表：表4-3進(jìn)料各物質(zhì)焓值表狀態(tài)氣相液相組分千卡/公斤KJ/mol千卡/公斤KJ/mol異丁烷17241.758510826.2205正丁烷18344.4291 10725.9777異戊烷17753.345110331.0426正戊烷183.555.3041102.530.8919進(jìn)料液相組成：XAL=XAF/1+(KAF-1)e=0.09/1+1×0.6=0.0563XBL=0.3226 XCL=0.3529 XDL=0.2658進(jìn)料氣相組成：YAV=KAF·XAL=2×0.0563=0.1126YB

23、V= KBF·XBL =1.4×0.3226=0.4516YCV= KCF·XCL=0.75×0.3529=0.2647YDV= KDF·XDL=0.65×0.2658=0.1728進(jìn)料處氣相焓值：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 進(jìn)料處液相焓值：HLF=HAL

24、83;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進(jìn)料焓值：HF=e·HVF+(1-e)·HLF=0.6×48.4432+0.4×29.2206=40.6750 KJ/mol全塔熱量衡算：塔頂產(chǎn)品帶出熱量：QD=D·HLD=112810.7×23.0846=2604189.9=2.6042×10

25、6 KJ/h進(jìn)料帶入的熱量：QF=F·HF=230373.3×40.6750=9.3664×106 KJ/h塔底產(chǎn)品帶出熱量：QW=W·HW=117462.6×34.6937=4.0752×106 KJ/h冷凝器熱負(fù)荷：QC=1.0027×107 KJ/h由 QF+QB=QD+QW+QC+Q損 解得 QB=7.7263×106KJ/HQ損=0.05QB Q損=3.8632×105KJ/H即再沸器熱負(fù)荷為7.7263×106KJ/H4.3塔頂冷凝水及塔底蒸汽用量冷卻水用量：塔底溫度為90，所以選擇

26、120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(cè)5為 =2205.2 KJ/kg.水蒸氣用量：第五章 精餾塔的選型與設(shè)計(jì)5.1 塔徑5.1.1精餾段1、密度和表面張力的計(jì)算塔頂氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量 塔頂氣相密度為通過查表查得密度：在塔頂?shù)臈l件下，查得 異丁烷的液相密度為： 正丁烷的液相密度為： 異戊烷的液相密度為：塔頂液相密度為：通過查表查得表面張力：在塔頂條件下，液相異丁烷的表面張力為： 液相正丁烷的表面張力為： 液相異戊烷的表面張力為：塔頂液相表面張力為：2、氣、液相負(fù)荷3、Smith法因?yàn)槭浅核?，取板上液層高度為：取板間距查化工工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)可得對(duì)應(yīng)板間距下的為氣相負(fù)荷因數(shù)

27、C，在對(duì)應(yīng)的下可以求得相應(yīng)的C為：C=0.06767/0.08036/0.09728 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=0.3507/0.4165/0.5041m/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=1.7932/1.6455/1.4957m4、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D>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

28、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

29、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

30、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D>900mm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Sm

31、ith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

32、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

33、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-(

34、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

35、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=

36、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，e<0.1kg/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

37、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

38、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

39、 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 450×6mm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

40、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325×10 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

41、，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：dg2×S2=108×4，dg1×S1=133×43.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)

42、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：dg2×S2=108×4，dg1×S1=133×44.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

43、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

44、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.