中國石油大學(xué)課程設(shè)計(jì)-曹震-正戊烷-正己烷-正庚烷-正辛烷之歐陽學(xué)創(chuàng)編

歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編化工原理課程設(shè)計(jì)時(shí)間：2021.03.03創(chuàng)作：歐陽學(xué)說明書設(shè)計(jì)題目：設(shè)計(jì)連續(xù)精餾分離裝置（分離正戊烷,正己烷,正庚烷,正辛烷混合物）班級(jí)：化工06-2班姓名：曹震指導(dǎo)老師：馬慶蘭設(shè)計(jì)成績(jī)：日期：2009年6月8日——2009年7月1日目錄設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介……………………2工藝流程簡(jiǎn)圖……………………3第一章 塔的工藝計(jì)………4產(chǎn)品的組成及產(chǎn)品量的確定………4操作溫度與壓力的確定……………5最小回流比的確定…………………9最小理論板數(shù)的確定…………11適宜回流比的確定…………11理論板數(shù)及理論加料位置的確定………………13實(shí)際板數(shù)及實(shí)際加料位置的確定…………14計(jì)算塔徑…………14§ 1.9全塔熱量衡18第一章總結(jié)………………21第二章塔板的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)……………………22塔板的布置……………………22塔板流體力學(xué)計(jì)…23塔板負(fù)荷性能圖……………………30第三章 塔體結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)…………33塔體的尺寸、材料及開孔…………33確定各接管的流速和直徑…………34塔的輔助設(shè)備選用…………………35計(jì)算結(jié)果匯總表……………………41自我評(píng)述……………44工藝流程簡(jiǎn)圖

設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介所設(shè)計(jì)的任務(wù)是：設(shè)計(jì)連續(xù)精餾分離裝置，分離正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷，是一個(gè)多元精餾過程，輕關(guān)鍵組分是正己烷，重關(guān)鍵組分是正庚烷。根據(jù)工藝操作條件和分離任務(wù)，初步確定精餾方案，畫出工藝流程草圖。確定方案流程后，逐步計(jì)算和確定多元混合物精餾塔的操作條件及裝備設(shè)施。首先，通過清晰分割法以及全塔物料衡算，確定塔頂、塔底的組分及其組成，根據(jù)回流罐的溫度及泡露點(diǎn)方程，計(jì)算出塔頂、塔底和進(jìn)料的壓力和溫度，進(jìn)而確定精餾操作條件。通過經(jīng)驗(yàn)估算出達(dá)到分離目的所需的最少理論板數(shù)，再結(jié)合全塔操作條件，得出最小回流比，通過作理論板數(shù)與回流比的關(guān)系曲線圖，得出適宜回流比，便可確定理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)，并得出實(shí)際加料位置。其次，進(jìn)行全塔熱量衡算，算出塔頂冷凝器和塔底再沸器的熱負(fù)荷，然后算出精餾段和提餾段的流量，確定塔徑，便可以進(jìn)行塔體的設(shè)計(jì)了。我們先從塔板入手，通過計(jì)算開孔率，設(shè)計(jì)并選擇出最佳塔板，并進(jìn)行合理布圖。通過塔板水力學(xué)計(jì)算來驗(yàn)證塔板的設(shè)計(jì)是否合理，是否會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶、過量漏液和淹塔等現(xiàn)象，并作出塔板負(fù)荷性能圖，進(jìn)一步驗(yàn)證計(jì)算結(jié)果的合理性。接下來，在設(shè)計(jì)條件下，為精餾塔定出尺寸、材料和規(guī)格：選擇筒體壁厚和材料，選擇適宜的封頭，確定人孔的數(shù)目和位置，塔體的高度和裙座的形式、尺寸。完成這以后，就可以確定各接管的管徑，塔頂冷凝器、塔底再沸器和回流泵等輔助設(shè)備的型號(hào)，并將所設(shè)計(jì)的精餾塔反映在圖紙上，使設(shè)計(jì)更加清晰明了。最后，將計(jì)算的結(jié)果匯總，整理出一份完整的設(shè)計(jì)說明書。歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編歐陽學(xué)創(chuàng)編第一章塔的工藝計(jì)算§1.1產(chǎn)品的組成及產(chǎn)品量的確定采用清晰分割法。已知進(jìn)料組成x=0.15,x=0.3,x=0.4,x=0.15，輕關(guān)鍵組分是正己烷，重關(guān)鍵1,F 2,F 3,F 4,F組分是正庚烷，現(xiàn)將已知和未知列入下表中：正戊烷（x）1,F正己烷（x）2,F正庚烷（x）3,F正辛烷（x）4,F進(jìn)料（F）0.150.30.40.15塔頂產(chǎn)品（D）未知未知0.040塔底產(chǎn)品（W）00.04未知未知可見需要求x、x、x、x。列全塔總物料衡算及組分1、1,D 2,D 3,W 4,W2、3、4的全塔物料衡算可得：F=D+W0.15F=Dx1，D0.3F=Dx+0.04W2,D0.4F=0.04D+WxTOC\o"1-5"\h\z… 3，W0.15F=Wx4,Wx+x+0.04=11,D 2,D0.04+x+x=13,W 4,W已知進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量M進(jìn)料匕Mjr72x015+86x0.3+100x0.4+114x0.15=93.7kgfkmol則進(jìn)料的摩爾流率廠F 12000kghkg/kmolF=質(zhì)量流率.= =128.07kg/kmolM進(jìn)料 93.7kgkmol代入方程組可求得：x=0.34,x=0.62,x=0.69,x=0.271,D 2,D 3,W 4,WD=57.07kgkmol,W=71kgkmol由此可以求出塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：M頂=￡Mx=72X0.34+86x0.62+100x0.04+114x0=81.8kg,kmolM底=fMx=72x0+86x0.04+100x0.69+114x0.27=103.22kg/kmol由以上結(jié)果得出全塔物料衡算表：項(xiàng)目進(jìn)料塔頂塔底流率Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷51.2351242.27228.748.994904.9正辛烷19.2121960019.172184.9合計(jì)128.071200057.074668.3717331.7組成mol%kg%mol%kg%mol%Kg%正戊烷0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.669正辛烷0.150.183000.270.298合計(jì)111111§1.2操作溫度與壓力的確定.回流罐溫度一般保證塔頂冷凝器與冷卻介質(zhì)之間的傳熱溫差：At=20℃已知冷卻劑溫度為31℃，則t=t +At=30+20=50℃回流罐冷卻水.回流罐壓力已知TOC\o"1-5"\h\zP =yP°x+YP°x+Yp°x+yp°x (1)回流罐111 222 333 444式中p°為組分飽和蒸汽壓，丫為組分活度系數(shù)。因所求混合物可視為理想組分，故丫取1,又因回流罐中液體即為塔頂產(chǎn)品的組成，所以上式可化為：P =p°x+p°x+p°x+p°x (2)回流罐11,D 22,D33,D 44,D由安托因公式求飽和蒸汽壓，查文獻(xiàn)得：lnP。1:15.8333—lnP。1:15.8333—2477.07T—39.94lnP。2:15.8366—2697.55T-48.782911.32lnP。=15.8737-- 3 T-56.51lnP。=15.9426-43120.29T-63.63P。一一各組分飽和蒸汽壓，mmHgiT——溫度，K已知回流罐溫度為50℃，代入安托因公式求得P。=1196.19mmHg=1.574atmP。=405.37mmHg=0.533atmP。=141.91mmHg=0.187atmP。=50.37mmHg=0.066atm代入（2）式求得P=p。X+p。X+p。X+p。X回流罐11,D 22,D 33,D 44,D=1.574X0.34+0.533x0.62+0.187x0.04=0.8733atm<1atm因此，取一個(gè)大氣壓，使其常壓操作。.塔頂壓力塔頂管線及冷凝器的阻力可以近似取作O.latm,則：P=P+0.1=1+0.1=1.1atm塔頂回流罐.塔頂溫度即求塔頂露點(diǎn)溫度。采用試差法，先假設(shè)一個(gè)溫度，由安托因公式求得該溫度下各組分的飽和蒸汽壓值，并分別求出平衡常數(shù)K，用露點(diǎn)方程Z，=1（k=PL）KiPi=1i 塔頂檢驗(yàn)等式是否成立，若成立則該溫度為塔頂溫度，若不成立，繼續(xù)假設(shè)。試差結(jié)果如下表：

t(℃)Pi（atm）P2（atm）P3（atm）P4（atm）KiK2K3K4zKi612.1830.7790.2880.1081.9840.7080.2620.0981.200622.2460.8050.2990.1132.0420.7320.2720.1021.161632.3100.8320.3100.1182.1000.7560.2820.1071.123642.3760.8600.3220.1232.1600.7820.2930.1111.087652.4440.8880.3340.1282.2220.8070.3040.1161.053662.5130.9170.3460.1332.2840.8340.3150.1211.02066.12.5190.9200.3480.1342.2900.8360.3160.1221.01666.22.5260.9230.3490.1342.2970.8390.3170.1221.01366.32.5330.9260.3500.1352.3030.8420.3180.1231.01066.42.5400.9290.3520.1352.3090.8440.3200.1231.00766.52.5470.9320.3530.1362.3160.8470.3210.1241.00466.62.5540.9350.3540.1372.3220.8500.3220.1241.00066.72.5620.9380.3550.1372.3290.8520.3230.1250.99766.82.5690.9410.3570.1382.3350.8550.3240.1250.99466.92.5760.9440.3580.1382.3420.8580.3250.1260.991672.5830.9470.3590.1392.3480.8610.3270.1260.988682.6540.9770.3720.1452.4130.8880.3390.1310.957由該表可知，當(dāng)t=66.6℃時(shí)，￡擊=1.000,i=1i等式成立，因此塔頂溫度為66.6℃。5.塔底壓力P=P +AP塔底塔頂全塔AP=NAP =22x5mmHg=0.138atm全塔實(shí)際單板P=1.1+0.138=1.238atm塔底故塔底壓力為1.238atm。6.塔底溫度即求塔底泡點(diǎn)溫度。采用試差法，先假設(shè)一個(gè)溫度，由安托因公式計(jì)算出該溫度下各組分的飽和蒸汽壓，并分別求出平衡常數(shù)K,由泡點(diǎn)方程：Ekx=1(K=-P-)

ii ipi=1 塔底檢驗(yàn)等式是否成立，若成立，則該溫度即為塔底溫度，若不成立，繼續(xù)假設(shè)。試差結(jié)果如下表：tp1p2P3P4KiK2K3K4ZKxii

（℃）（atm）（atm）（atm）（atm）803.6381.4060.5630.2302.9381.1350.4550.1860.4096904.6461.8640.7760.3303.7531.5050.6270.2670.56461005.8482.4281.0470.4624.7231.9610.8460.3730.76281056.5272.7551.2080.5435.2722.2250.9760.4380.88061086.9612.9661.3130.5965.6232.3961.0610.4810.95771097.1103.0391.3500.6155.7432.4551.0900.4960.9846109.17.1253.0461.3540.6165.7552.4611.0930.4980.9873109.27.1403.0541.3570.6185.7682.4671.0960.4990.9901109.37.1553.0611.3610.6205.7802.4731.0990.5010.9928109.47.1713.0691.3650.6225.7922.4791.1020.5030.9955109.57.1863.0761.3690.6245.8042.4851.1050.5040.9983109.67.2013.0831.3720.6265.8172.4911.1090.5061.001109.77.2163.0911.3760.6285.8292.4971.1120.5071.0038109.87.2313.0981.3800.6305.8412.5031.1150.5091.0065109.97.2463.1061.3840.6325.8532.5091.1180.5101.00931107.2623.1131.3870.6345.8662.5151.1210.5121.01211117.4163.1891.4260.6535.9902.5761.1520.5281.04011127.5723.2661.4650.6736.1162.6381.1830.5441.06881137.7303.3451.5050.6946.2442.7021.2150.5601.0980由該表可知，當(dāng)t=109.6℃時(shí)，Zkx=1.001x1，故塔底溫度為iii=1109.6℃.7.進(jìn)料壓力設(shè)計(jì)時(shí)，取近似P+P+PP=塔頂 塔底進(jìn)料 21.1+1.2382=1.169atm8.進(jìn)料溫度進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料，此時(shí)進(jìn)料溫度即進(jìn)料泡點(diǎn)溫度，同樣采用試差法，先假設(shè)一個(gè)溫度，由安托因公式計(jì)算出該溫度下各組分的飽和蒸汽壓，并分別求出平衡常數(shù)K,由泡點(diǎn)方程：ZkxZkx=1iii=1P。（K=下」）進(jìn)料檢驗(yàn)等式是否成立，若成立，則該溫度即為進(jìn)料溫度，若不成立，繼續(xù)假設(shè)。試差結(jié)果如下表：t（℃）P1（atm）P2（atm）P3（atm）P4（atm）K1K2K3K4ZKxii602.1210.7540.2770.1041.8140.6450.2370.0890.5737

702.8021.0400.4000.1572.3970.8900.3420.1340.7835712.8791.0730.4140.1632.4630.9180.3540.1390.8075722.9571.1070.4290.1702.5290.9470.3670.1450.8320733.0361.1410.4440.1762.5970.9760.3800.1510.8571743.1171.1760.4600.1832.6661.0060.3930.1570.8827753.2001.2120.4760.1912.7371.0370.4070.1630.9090763.2841.2490.4930.1982.8091.0690.4210.1690.9359773.3701.2870.5100.2062.8831.1010.4360.1760.9634783.4571.3260.5270.2142.9581.1340.4510.1830.991678.23.4751.3340.5310.2152.9731.1410.4540.1840.9973793.5471.3650.5450.2223.0341.1680.4660.1901.0204803.6381.4060.5630.2303.1121.2020.4820.1971.0498813.7301.4470.5820.2393.1911.2380.4980.2041.0799823.8251.4890.6020.2483.2721.2740.5150.2121.1107833.9211.5330.6210.2573.3541.3110.5320.2201.1421844.0191.5770.6420.2673.4381.3490.5490.2281.1743854.1191.6220.6630.2773.5231.3880.5670.2371.2071由結(jié)果可知，當(dāng)t=78.2℃時(shí)，Zkx=0.9973氏1，因此進(jìn)料溫度

iii=1為78.2℃?！?.3最小回流比的確定計(jì)算最小回流比的公式如下：￡i=1axijFia -0ij￡i=1axijFia -0ij=1-q￡ni=1axijDia -0ij=1+Rmin(3)(4)取溫度為塔頂塔底平均溫度t=66.6+109.62=88.1℃,求得該溫度下的相對(duì)揮發(fā)度a,以最重組分正辛烷為對(duì)比組分j,計(jì)算結(jié)果如下:ij組分1234P0(atm)4.4401.7690.7310.309P。/a=%ijPP0/j14.3765.7272.3671.000（3）式中的0應(yīng)介于輕、重關(guān)鍵組分的相對(duì)揮發(fā)度之間，由于已知

輕、重關(guān)鍵組分相鄰，故式（3）、（4）僅有一個(gè)通根，且5.727〉0〉2.367由于泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1,1-q=0，設(shè)0=3，代入（3）式得gax 14.376<0.155.727x0.32.367x0.41x0.15ijFi=+++a-0 14.376-3 5.727-3 2.367-3 1-3i=1ij=-0.75此值與(1-q)值0相差較大，因此繼續(xù)假設(shè)，采用試差法，得出下表結(jié)果：0Vax乙—i^_FLa-0i=1 ii3.4-0.04473.41-0.032283.42-0.023.43-0.007863.435-0.001843.440.0041553.450.016041Eax一. 0~^0=0.00184<0.005，因此取i=1i0=3.435，將0代入（3）式，得gnax14.376<0.34 5.727<0.62 2.367<0.04R=乙iDi-1= + + -1mina-0 14.376-3.4355.727-3.4352.367-3.435i=1ij=0.9073最小理論板數(shù)的確定對(duì)于多元混合物系，有下式：lg（x）

—hlgNminlgam(不包括再沸器)式中，x、x為輕組分和重組分的摩爾分率，a=、/(a)?(a)lh m飛l,hD l,hW輕重關(guān)鍵組分于塔頂、塔底條件下的相對(duì)揮發(fā)度見下表：

a塔頂條件（t=66.6℃，p=1.1atm）塔底條件(t=109.6℃，p=1.238atm)P。l0.9344atm0.3541atmP。h3.0835atm1.3725atmP。/a=4l,h PP°h2.6392.247于是a=《（2.639x2.247=2.435，由之前所得塔頂塔底的組成m可算出：lgNmin(0.620.69^

xlgNmin10.040.04)[s -1=5.28lg2.435故最小理論塔板數(shù)為5.28，但不包括再沸器。適宜回流比的確定如果R增加，理論板數(shù)下降，塔高下降，設(shè)備費(fèi)用下降，但液相、氣相流率增加，再沸器、冷凝器的熱負(fù)荷增大，操作費(fèi)用也會(huì)增加，因此選擇適宜的回流比，得到最經(jīng)濟(jì)的方案。用以下方法求得適宜回流比及理論板數(shù)。所分離混合物系可以視作理想溶液，有如下經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式：Y=0.75G-X0.567)X=RzRm.Y=NzN^R+1 N+2式中N及Nmin不包括再沸器。根據(jù)上式，回流比R從Rmin=0.9073至6取一組數(shù)，得到相應(yīng)的X及Y值，最終得到N與R的一組關(guān)系數(shù)據(jù)，如下表：RR/R.minXYNN(R+1)0.90731.000000.7526.8851.26911.10210.04630.618616.929733.85941.361.50.19210.455611.263226.59231.51.65320.23710.418410.414026.03511.61.76340.26640.39579.948125.86491.71.87360.29360.37579.564325.82351.81.98380.31880.35779.241725.8768

1.92.09410.34230.34168.966226.002122.20430.36420.32708.727826.18352.52.75530.45500.27017.891327.619633.30640.52320.23067.383529.53413.53.85750.57610.20147.040431.681944.40850.61850.17886.792333.96174.54.95960.65320.16096.604336.323955.51070.68210.14626.456838.740866.61280.72750.12386.239943.67941.作N—R/R.圖，如下:2.作N(R+1—R/R.圖，如下:3.從圖中得到回流比的適宜區(qū)，取爾.=1.478,即R=1.3413,相應(yīng)的N=11.4。因此適宜回流比為1.3413,理論板數(shù)為11.4?！?.6理論板數(shù)及理論加料位置的確定設(shè)Nr為理論精餾板數(shù)。NS為理論提鎦板數(shù)，對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料多元混合物，有如下計(jì)算公式：SIxj（x、2Wu\

言IDVxJvDJDh0.206N+N=N+1RST式中，NT為理論板數(shù)，求適宜回流比時(shí)已得出理論板數(shù)為11.4,將已知代入上式，解得Nr=6.79,Ns=5.61。因此,理論加料位置應(yīng)為6.79塊板上?！?.7實(shí)際板數(shù)及實(shí)際加料位置的確定根據(jù)O'connell經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式:E=0.49（a?日）FiL叩Li可確定全塔效率ET。已知a=2.435。根據(jù)全塔平均溫度t=88.1℃查得該溫度下正戊mm烷、正己烷、正庚烷和正辛烷的粘度分別為0.145mPa-s、0.179mPa?s、0.230mPa?s和0.29mPa?s,由經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式可得R二X叩二0.15X0.145+0.3X0.179+0.4x0.230L FiLi+0.15x0.29=0.211mPa?s代入公式，得E=0.49（a?口）=0.49x（2.456x0.21110245=0.5757T mL由全塔效率可知，實(shí)際板數(shù)NeT-TNeT-T11.40.5757=19.8取整得，實(shí)際板數(shù)為20塊。（不包括再沸器）實(shí)際精餾段板數(shù)N=—r=879=11.79n取整，為12塊。RPE0.5757T實(shí)際加料位置在Nrp+1=13塊板上?！?.8計(jì)算塔徑一、精餾段塔徑計(jì)算（以塔頂?shù)谝粔K板的溫度、壓力和組成計(jì)算）1.確定混合物氣液相密度在第一塊板上溫度為66.6℃,壓力1.1atm,氣液相各組分摩爾分率TOC\o"1-5"\h\z均為x=0.34，X=0.62，x=0.04，x=0，求得平均摩爾質(zhì)量1,D 2,D 3,D 4,D為 81.8kg/kmol，各組分質(zhì)量分率為：a1=0.299,aJ。.652,a3=0.049，a4=0。查得在該溫度下各組分的密度分別為P1=585kg/m3， pr615kg/m3 ，plp「643kg/m3，p4=671kg/m3，pl7~ ~ ~ >a a a aU+片+m+大（P P P P J1234_ 1二（0.2990.6520.049八+++0I585 615 643J=605.7kg.1m3氣相混合物可視作理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程MPP二 vRT

得氣相混合物平均密度81.8x1.1x1.013x1058.314x(66.6+273.15)=3.227kg/m32.得氣相混合物平均密度81.8x1.1x1.013x1058.314x(66.6+273.15)=3.227kg/m32.空塔氣速的確定（采用Smith法）最大允許氣速「:P-Pu=Ci ^maxvpV由之前所得結(jié)果，求得精餾段液體流量（5）氣體流量則：LM_RDM1.3413x57.07x81.8605.7=10.3378m31hVM (R+1)DM 2.3413x57.07x81.8V= = = spp 3.227ll=3386.88m3/h10.3378xf605：73386.88'\:3.227=0.0418根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，取板間距HT=0.45m,板上液層高度hl=0.06m,則HT-hl=0.39m,查《化工原理課程設(shè)計(jì)》（中國石油大學(xué)出版社）書66頁圖2-7得C20=0.1000。又查資料得，66.6℃下，各組分的表面張力分別為=0.0106N/ma2=0.0133Nma3=0.0154Nma4=0.0173Nm，混合液體表面張力：a=0.0106x0.34+0.0133x0.62+0.0154x0.04+0=0.012466N/m因此，求得C=C20=0.091…(0.012466C=C20=0.091=0.1x I0.02)代入（5）式中得：p—p 605.7—3.227u=C?—i v=0.091x: =1.243m..smaxpp \ 3.227 ;V3.塔徑的計(jì)算取空塔氣速u為最大允許氣速的70%，則u=0.7umax=0.7x1.243=0.87m.s因此，塔徑4x3386.8836001…=1.174m3.14x0.87二、提餾段塔徑計(jì)算（以塔底第一塊板的溫度、壓力及組成計(jì)算）1．確定混合物氣液相密度在塔底第一塊板上溫度為109.6℃,壓力1.238atm,液相各組分摩爾分率為％=0,X=0.04,x=0.69,x=0.27,求得平均摩爾1,W 2,W 3,W 4,W質(zhì)量為103.22kg/kmol，各組分質(zhì)量分率為：a1=0,aJ0.033,a3=0.669，a4=0.298。查得在該溫度下各組分的密度分別為p；=522kg/m3， p；=570kg/m3，P3‘=600kg./m3，P4'=630kg,/m3，則液相混合物平均密度pl1 一Taaaa―+—+—+1f1PppPJ1234_ 1一1八0.0330.6690.29810+ + + I570 600 630J=607.6kg/m3對(duì)于氣相混合物，K=2.52，K=1.12，23，、、一、一 P 0在該溫度下，已知相平衡常數(shù)K1=-=5.93,K4二0.51，則氣相組成分別為：X二0，y=0.1，y=0.77，y=0.13，因此氣相平均摩爾質(zhì)量11 1Mv=七M(jìn)y=86x0.1+100x0.77+114x0.13=100.42kg.'kmol氣相可視作理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程，MPP二—v—

vRT得氣相混合物平均密度100.42x1.238x1.013x1058.314x(109.6+273.15)=3.958kg/m3.空塔氣速的確定同樣采用Smith法：先求得精餾段液體流量.——'(.——'(L+qF)Ml_，pl(RD+F)M_，pl(1.3413x57.07+128.07)x103.22607.6=34.76m3,.h氣體流量VfS(R氣體流量VfS(R+1)DM 2.3413x57.07x100.42v-3.958=3390.08m3/h則:L—SVSL—SVSp' 34.76——二 xp'3390.08v賽=0-0916同樣取板間距HT同樣取板間距HT=0.45m，板上液層高度hl=0.06m，HT-hl=0.39m，查得C20=0.09。又查資料得109.6℃下，各組分的表面張力分別為o；o；=0.0067N/mo；=0.0096N/mo3=0.0118N]mo4o4=0.0125N/m，求得混合液體表面張力:一「 一一一o=0.0119N/m因此，求得2010.02）代入（5）式中得：、0.2=0.092010.02）代入（5）式中得：、0.2=0.09x(0.0119、0.2 =0.08126I0.02)umax=0.08126x,1607.6-3.9583 3958=1.0235m.-s.塔徑的計(jì)算取空塔氣速u為最大允許氣速的70%，則=0.71m.su'=0.7u'=0.7x1.0235=0.71m.smax因此，塔徑=1.31m4V'=/4x3390.08/3600肅=\ 3.14x=1.31m算出提餾段塔徑大，設(shè)計(jì)時(shí)以提餾段塔徑為準(zhǔn)，去標(biāo)準(zhǔn)塔徑1400mm?！?.9全塔熱量衡算一、塔頂冷凝器熱負(fù)荷QC查文獻(xiàn)，得塔頂、塔底、進(jìn)料和回流罐溫度下各組分在飽和狀態(tài)下的焓值，列下表：（焓值單位kcal/kg）組分塔頂氣相焓值塔頂液相焓值飽和回流焓值塔底氣相焓值塔底液相焓值正戊烷1729385100正己烷173.4928411799正庚烷170888011495正辛烷11093組分塔頂氣相焓值塔頂液相焓值回流罐溫度下飽和液體焓值塔底液相焓值進(jìn)料液相焓值正戊烷51851280362562430146正己烷6247432128302474213035648正庚烷7117936846334964773239767正辛烷5250544391轉(zhuǎn)化成kJ/mol的單位，得下表:塔頂氣相混合物總焓值:HV1=0.34x51851+0.62x62474+0.04x7n79=59210.4kJ/kmol塔頂液相混合物總焓值:HL1=0.34x28036+0.62x32128+0.04x36846=31545.4kJ.kmol回流罐溫度下飽和液體總焓值：LD=0.34x25624+0.62x30247+0.04x33496=28805.1kJ/kmol塔底液相混合物總焓值：HLW=0.04x42130+0.69x47732+0.27x52505=48796.6kJ.'kmol進(jìn)料混合液總焓值：HLF=0.15x30146+0.3x35648+0.4x39767+0.15x44391=37781.8kJkmol回流罐中液體為過冷液體，為過冷回流，查得回流罐溫度50℃下各組分的比熱值分別為：Cp1=167.3kJ/kmol，Cp2=208.8kJ/kmol，Cp3=252.9kJ/kmol，因此求得回流罐過冷液體總焓值H=H'-ECpAtLDLD:28805.14-(0.34x167.3+0.62x208.8+0.04x252.9)x(66.6-50)=28608.7kJ..kmol熱回流的摩爾流率L=RD=1.3413x57.07=76.55kmolh根據(jù)以上求得的焓值，可知冷回流的摩爾流率H-HL=L—g lH-HL=L—g liD1H-HV1 LD:76.55x 二69.2kmol.'h59210.4-28608.7冷回流比RC=Ldd=69?%7.07=1.213則塔頂冷凝器的熱負(fù)荷Q=(R+1)D(H-H)CC V1 LD=2.213x57.07x(59210.4-28608.7):3.86x106kJ1,h二、塔底再沸器的熱負(fù)荷QB取全塔熱損失Q損=5%QB,根據(jù)全塔熱量平衡，有：Q=DH+WH+Q-FH-0.05QTOC\o"1-5"\h\zB LD LWC LF B代入數(shù)據(jù)得八DH+WH+Q-FHQ= LD LW C LF-b 0.95_57.07x28608.7+71x48796.6+3.86x106-128.07x37781.8― 095=4.34x106kJ/h三、塔頂冷凝器冷卻水用量查得塔頂溫度下水的定壓比熱為4.174kJ/(kg?℃),取冷卻水升溫10℃，則冷卻水用量為Q C—Q C—CpAt3.86x1064.174x10二92543.8kg./h四、塔底再沸器水蒸氣用量令水蒸氣壓力為10atm，查得該壓力下飽和水蒸氣的溫度為180℃,汽化潛熱為 2020kJ/kg, 則水蒸氣用量Q 4.34x106二2148.5kg,hm二一b二2148.5kg,hr2020§2.0第一章總結(jié)（以表格形式列出）一、全塔物料衡算表項(xiàng)目進(jìn)料塔頂塔底流率Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷51.2351242.27228.748.994904.9正辛烷19.2121960019.172184.9合計(jì)128.071200057.074668.3717331.7組成mol%kg%mol%kg%mol%Kg%正戊烷0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.669正辛烷0.150.183000.270.298合計(jì)111111二、操作條件設(shè)計(jì)總表項(xiàng)目單位數(shù)值回流罐溫度℃50壓力atm1塔頂溫度℃66.6壓力atm1.1流量kmol/h57.07進(jìn)料溫度℃78.2壓力atm1.169

流量kmol/h128.07塔底溫度℃109.6壓力atm1.238流量kmol/h71最小回流比0.9073實(shí)際回流比1.3413最小理論板數(shù)5.28理論板數(shù)11.4實(shí)際板數(shù)20實(shí)際精餾段板數(shù)12實(shí)際提餾段板數(shù)8加料位置13塊板上塔徑mm1400三、全塔熱量衡算總表1組分FiKmol/hXP.FiHFikJ/kmolD.iKmol/hW.iKmol/hXw.WiHDikJ/kmolHwWikJ/kmol119.210.155667319.40097270238.420.311334.535.42.840.0417737.41951.9351.230.415113.72.2848.990.691144.333669.7419.210.155667.3019.170.27013175.14.全塔熱量衡算總表2入方（日/心出方（kJ/h）進(jìn)料4.84x106塔頂產(chǎn)品帶出1.63x106再沸器供熱4.34x106塔底產(chǎn)品帶出3.46x106冷凝器取熱3.86x106熱損失2.17x106總計(jì)9.18x106總計(jì)9.18x106第二章——塔板的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)§2.1塔板的布置1．溢流裝置根據(jù)第一部分的計(jì)算，選擇直徑為1400mm的標(biāo)準(zhǔn)塔盤，已知塔內(nèi)液相最大流率為34.76m3/h,,根據(jù)《化工原理課程設(shè)計(jì)》（中國石油大學(xué)出版社）P70表2-5,選擇塔盤為單溢流流型。

2.開孔率估算由閥孔動(dòng)能因數(shù)F0的經(jīng)驗(yàn)值估算，取F0=10,由F=ujH0 0V可得：10 … ——、(1)精餾段閥孔氣速u0=5.57m；s,(1)精餾段閥孔氣速u0J3.227塔氣速uT=0.87m/s,可以求出開孔率為:。=uTX100%=087x100%=15.5%u 5.570(2)提餾段閥孔氣速u(2)提餾段閥孔氣速u°,P,V. —5.03m；,，s，已知提餾段、：3.958空塔氣速u；=0.71m/s，可以求出開孔率為u, 071。'=+X100%———x100%—14.1%

u 5.030由估算出的開孔率，精餾段、提餾段均選擇施工圖號(hào)為F1414n型標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔盤，有關(guān)尺寸數(shù)據(jù)列表如下：塔徑1400mm閥孔按三角形75Xtmm排列t=65浮閥數(shù)168塔截面積AT15390cm2開孔率13.05%塔盤間距HT450mm出口堰高度20~50可調(diào)弓形降液管尺寸堰長(zhǎng)L1029mm一層塔板質(zhì)量83kg堰寬H225mmAT/Ad10.45降液管總面積Ad1610cm2施工圖號(hào)F1414n3.受液盤：采用凹形受液盤，盤深50mm.浮閥的閥型：選F-1型重閥，最小開度25mm,最大開度8.5mm閥孔C39mm,閥徑48mm,質(zhì)量為33g。.淚孔：選擇兩個(gè)①10的淚空，開在受液盤的中心線上。6.塔板布置草圖：見方格紙。

§2.2塔板流體力學(xué)計(jì)算一、取塔頂?shù)谝粔K板計(jì)算（精餾段）.塔板壓力降以液柱高度（mH2O柱表示）則h-h+h'+hpcloa.干板壓力降hc計(jì)算全開后的干板壓降7u2Pucr5.5672X3.227h—5.37—o——5.37x -0.045mHOc2gP 2X9.8X605.7 2lb.液層壓力降hl’忽略板上的液面落差，有h，-B（h+h）l wow式中，B為充氣系數(shù)，取0.5,hw取0.045m,how由下式計(jì)算：(L)3h-0.00284E?t3

ow lLwJ式中Lh為液相體積流率，Lh=10.3378m3/h,lw為出口堰長(zhǎng)，lw=1.029m,查圖可知￡=1.025,代入求得h-0.00284x1.029xf10,337813-0.014mHOow I1.029) 2所以h；-0.5x(0.014+0.045)=0.295mH2O。.克服表面張力的壓力降\此值一般很小,在此可以忽略不計(jì)。綜上可得,精餾段塔板壓力降h-h+h，=0.045+0.0293-0.0745mHO=5.48mmHgpcl 2得出的結(jié)果在3到6毫米汞柱之間,符合實(shí)際。2.霧沫夾帶量①用阿列克山德羅夫經(jīng)驗(yàn)式計(jì)算霧沫夾帶量e:e-Ae-A(0.052h-1.72)fu)3.7Hn①2 1em)(6)式中，H式中，HT=450mm,￡=0.5902,9=0.7,u=0.87m/s,hl=58.55mm,m由下式計(jì)算：m=5.63xm=5.63x10-5、0.295IpJvp-p

l —vN

v、0.425J(7)已知塔頂?shù)谝粔K板氣相溫度為66.6℃,在該溫度下查的各組分的氣相粘度分別為：N=8.36x10-7kgf?s/m2N=7.9x10-7kgf?s.m2N=7.174x10-7kgf?sm2，N=6.83x10-7kgf?sm2混合氣的總粘度為： V,N=(0.34x8.36+0.62x7.9+0.04x7.14)x10-7=8.026x10-7kgf?s/m2v

代入（7）式求得將以上各值代入（8）和（9）求得F1=46.94%,F1=45.16%,取兩者較大值，即46.94%。m=5.63x10-5x(12.466丫295、3.227jm=5.63x10-5x(12.466丫295、3.227j(605.7-3.227丫425X、8.026x10-7j=0.4962代入(6)式得0.159(0.052x58.55-1.72)( 0.84這e= x 4500.950.72 、0.59x0.4962J=0.0728kg霧沫/kg氣體得出的結(jié)果小于0.1kg霧沫/kg氣體，屬于正常操作。②核算泛點(diǎn)率由（8）式和（9）式求出，取兩者之間的較大值。100C+136LZ v S—AKC

bSF100C

v

0.78AKCTSF(8)(9)式中，F(xiàn)1為泛點(diǎn)率;。=%占=0.9408\：：605^-lv=0.689m3,s；C為泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)，查圖得該值為0.127,KS為系統(tǒng)因數(shù)，查表得F S該值為1；A=A-2A=1.593-2x0.161=1.217m2.bTd ；Z=D-2W=1.4-2X0.225=0.95md ；根據(jù)Glitsch公司建議，直徑大于900mm的塔，霧沫夾帶量<0.1（kg/kg）,泛點(diǎn)率應(yīng)控制在80%以下，而此結(jié)果小于80%,核算正確。3.降液管內(nèi)液面高度降液管內(nèi)液面高度Hd可由下式計(jì)算：H=h+h+h+h+Ah

dwowdP式中，h+h=0.059m，h=0.0745m，ah通常很小，可以忽略不wow P計(jì)；h=h+h=0.153d d1 d2=h=h+h=0.153d d1 d2=0.153xL—S-lhwb10.3378+0.1k1.029x0.05x3600J=0.0007881mL—lhwb+0.1x10.3378k1.029x0.05x3600J代入上式，可得降液管內(nèi)液面高度為H=0.059+0.0007881+0.0745=0.134md淹塔檢驗(yàn)：H=0,134=0.268<(H+h)=0495m中0.5 tw不會(huì)發(fā)生淹塔。4.漏液根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔盤尺寸，開口率為13.03%,求得實(shí)際閥孔氣速為u0.87u0.87T^= 。0.1305=6.67ms則，實(shí)際=u0熾=6.67x73.227=11.98該值在8到17之間，屬于正常操作范圍，不會(huì)發(fā)生泄漏。5.降液管內(nèi)液體停留時(shí)間及流速’（1）液體在降液管內(nèi)的平均停留時(shí)間HAT二-T-dLS0.45HAT二-T-dLS10.3378/3600

該值大于7s,符合要求。（2）液體在降液管中的流速ud-0.0178m/sL10.3378-0.0178m/s—S A0.161x3600d將ud與允許流速（ud）max進(jìn)行比較，（ud）max可由以下兩個(gè)式子中，結(jié)果小的那個(gè)確定：(u(u)dmax-6.97x10-3XK-p-pslV-0.131m/s5.032x3.9585.032x3.958-5.37x 0.045mHO2x9.8x607.6 2hw取0.045m,how由下式計(jì)算:how-0.00284E?（u） -0.17K-0.17m/sdmax s ,,由此可見允許流速為0.131m/s，要求液體在降液管中得實(shí)際流速應(yīng)小于允許流速的0.7~0.9倍，即小于0.0919m/s，算出的結(jié)果符合要求。二、取塔底第一塊板計(jì)算（提餾段）1.塔板壓力降a.干板壓力降hc計(jì)算全開后的干板壓降I， <—2ph—5.37—0 -C2gp，lb.液層壓力降hl’對(duì)于提餾段，B取0.5,式中Lh為液相體積流率，可知￡=1.025,代入求得Lh=34.76m3/h,lw為出口堰長(zhǎng)，l式中Lh為液相體積流率，可知￡=1.025,代入求得h-0.00284x1.029xf"76]3-0.03mHO

ow 11.029) 2所以hf-0.5x(0.03+0.045)-0.377mH2O。.克服表面張力的壓力降\此值一般很小,在此可以忽略不計(jì)。綜上可得,提餾段塔板壓力降h，-h+h，=0.045+0.0377—0.08mHO=5.89mmHgpcl 2得出的結(jié)果在3到6毫米汞柱之間,符合實(shí)際。2.霧沫夾帶量

②已知塔底第一塊板氣相溫度為106.6℃，在該溫度下查的各組分的氣相粘度分別為：日=9.38x10-7kgf?s/m2日=8.87x10-7kgf?s,m2N=7.95x10-7kgf?sm2，N=7.65x10-7kgf?sm2混合氣的總粘度為：”N'=(0.04x8.87+0.69x7.95+0.26x7.65)x10-7=7.9058x10-7kgf?s/m2代入（7）式求得(607.6-3.958X425(607.6-3.958X425x———--17.9058x10-7J=0.4642m'=5.63x10-5x_13.958J代入(6)式得=0.073kg霧沫/kg氣體,0.159(0.052x75.42-1.72=0.073kg霧沫/kg氣體e= x 4500.950.72 10.59x0.4642J得出的結(jié)果小于0.1kg霧沫/kg氣體，屬于正常操作。②核算泛點(diǎn)率對(duì)于塔底第C=VvS=C=VvS=0.9408x:3.227\：605.7-3.227=0.689m3,s；C查圖得該值為0.126，KS查表得該值為1；FSA=A-2A=1.593-2x0.161=1.217m2；bTd ；Z=D-2W=1.4-2x0.225=0.95md；將以上各值代入（8）和（9）求得F/57.86%，F(xiàn)/50.41%，取兩者較大值，即57.86%，此結(jié)果小于80%，核算正確。3.降液管內(nèi)液面高度對(duì)于提餾段，有h+h=0.075m，h=0.0828m，Ah通常很wow P小，可以忽略不計(jì)，對(duì)于h'有：d+0.1rc

it=0.153x34.76+0.1rc

it=0.153x34.76V1.029x0.05x3600)=0.00891m+0.1x34.7611.029x0.05x3600)h'=h'+h'=0.153d d1 d2代入公式，提餾段降液管內(nèi)液面高度為H'=0.075+0.00891+0.0828=0.167md淹塔檢驗(yàn)：Hd-=0,167=0.334<(H+h)=0495m

中0.5 tw不會(huì)發(fā)生淹塔。4.漏液根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔盤尺寸，開口率為13.03%,求得實(shí)際閥孔氣速為u]_u]_0.71$一0.1305=5.44m/s則，實(shí)際F'0=5.44x%3958=10.8該值在8到17之間，屬于正常操作范圍，不會(huì)發(fā)生泄漏。5.降液管內(nèi)液體停留時(shí)間及流速，（1）液體在降液管內(nèi)的平均停留時(shí)間HA―TF'0=5.44x%3958=10.8該值在8到17之間，屬于正常操作范圍，不會(huì)發(fā)生泄漏。5.降液管內(nèi)液體停留時(shí)間及流速，（1）液體在降液管內(nèi)的平均停留時(shí)間HA―T-dL'S0.45x0」61=75s34.76/3600該值大于7s，符合要求。（2）液體在降液管中的流速ud34.76—s-= A0.161x3600d=0.06m,.-s將ud與允許流速（ud）max進(jìn)行比較，（ud）max可由以下兩個(gè)式子中，結(jié)果小的那個(gè)確定：(u) =6.97x10-3xK：'p—p=0.132m..sdmax s、1V '（u） =0.17K=0.17m.sdmax s由此可見允許流速為0.132m/s，要求液體在降液管中得實(shí)際流速應(yīng)小于允許流速的0.7?0.9倍，即在小于0.092m/s,算出的結(jié)果符合要求?！?.3塔板負(fù)荷性能圖.精餾段①過量霧沫夾帶線V=:'匕-巳(2.95x103KAC-1.36ZL)TOC\o"1-5"\h\zh,P SbF h1v：，605.7-3.227(2.95x103x1x1.217x0.127—1.36x0.95L)

3.227 h=6229.97-17.65Lh即過量霧沫夾帶線為\o"CurrentDocument"V=6229.97—17.65L

h h②淹塔線由已知條件求出a、b、c、d的值，如下\o"CurrentDocument"P 3.227a=0.0148 -=0.0148x =2.79x10-9N2p 1682x605.7lb=wHb=wH+。一1—B)h=0.5x0.45+T w0.5—1—(0.0125x103102x0.45=0.1621.952x101.952x10-8c=chh)2wb1.952x10-8

(1.029x0.05%=7.374x10-6(0.0125x103X21+1+Bd=0.00284一=0.00284x2l3wI20J「

一:0.0053221.0293代入淹塔線方程得b—b—cL2—dL3h_a5.8x107-2.64x103L2-1.91x106L3③過量泄漏線-N-N=21.5x__=2010.7m3/h④降液管超負(fù)荷線, 3600AHL, 3600AHL= d——Th T3600x0.161x0.454=65.2m3.h（T取45）⑤液相負(fù)荷下限線⑤液相負(fù)荷下限線L=3.071hw=3.07x1.029L=3.071hw將五條線畫在同一坐標(biāo)上，并作出操作線R,如下圖:見圖，操作線與適宜操作區(qū)邊界線上、下兩個(gè)交點(diǎn)，其縱坐標(biāo)分別為5950m3/h、2010.7m3/h，其比值約為3,即操作彈性為3。2.提餾段①過量霧沫夾帶線V'=

h_fV'=

h_f一，P-PT _fPv.95x103KAC-1.36ZL')SbF607.6-3.9583.958C.95x103x1x1.217x0.126-1.36x0.95L')h=6229.97-17.65L‘h即過量霧沫夾帶線為V’二5586.4-15.96Lhh②淹塔線由已知條件求出a、b、c、d的值，如下

a=0.0148-^v-=0.0148x—3958—=3.42x10-9N2p 1682x607.61b=vH+。一b=vH+。一1—B)h=0.5x0.45+0.5—1—(0.0119x103￥2I20Jx0.45=0.1621.952x10-8 1.952x10-8c=-7 =7 =7.374x10—6(1hJ2 (1.029x0.05J2wb(0.0119x103斗21+1+pd=0.00284一=0.00284x213wI20J「

-=0.005321.0293代入淹塔線方程得, :b—cL'2—dL'代入淹塔線方程得, :b—cL'2—dL'3V=,1 h h_h\a4.74x107—2.15x103L'2—1.55x106L胃③過量泄漏線=1815.56m3h④降液管超負(fù)荷線P'V3600x3600x0.161x0.45=65.2m31h(t取4s)⑤液相負(fù)荷下限線LL'=3.071=3.07x1.029=3.159m3；h將五條線畫在同一坐標(biāo)上，并以氣、液體積流率之比為斜率作出操作線R，如下圖：提餾段塔板負(fù)荷性能圖見圖，操作線與適宜操作區(qū)邊界線上、下兩個(gè)交點(diǎn)，其縱坐標(biāo)分別為1815.56m3/h、4800m3/h，其比值為2.7,即操作彈性為2.7。第三章塔體結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)塔體的尺寸、材料及開孔.根據(jù)塔內(nèi)平均溫度為88.1℃,平均壓力為1.169atm,參照《化工原理課程設(shè)計(jì)》（中國石油大學(xué)出版社）P93表3-1,選擇筒體材料為Q235鋼，公稱直徑為1400mm，壁厚5mm。.選擇標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭，公稱直徑為1400mm，曲面高度為350mm，直邊高度為25mm,封頭壁厚6mm。.確定人孔的數(shù)目、位置和規(guī)格數(shù)目及位置：共四個(gè)人孔。塔頂處開一個(gè)人孔,從塔頂?shù)谝粔K板往下,至第六塊板處開一個(gè)人孔,進(jìn)料位置（第十三塊板上）開一個(gè)人孔，塔底處開一個(gè)人孔。人孔處的板間距為6mo規(guī)格：Dg450.確定塔筒體高度（1）塔頂空間高度：設(shè)計(jì)%=L25m（2）進(jìn)料空間高度：Hf=1.2m（3）塔底空間高NW取塔底液體停留時(shí)間為4分鐘，根據(jù)塔底液體流量34.76m3/h及塔截面積1.539m2可算得L%—k—S34.76x4一 =1.5m1.539為了有所裕度，設(shè)計(jì)塔底空間高度為2m。綜上，塔筒體總高度為H=H+￡H+H+H=1.25+17x0.45+1x0.6+1.2+2=12.7mD TiFWi=1，iWn.加上封頭高度，塔總高度為13.4m。5.確定裙座的形式、開孔及尺寸形式：采用圓筒形裙座；開孔：裙座筒體上開4個(gè)中50mm的排氣孔，兩個(gè)Dg450的人孔；尺寸；因塔底設(shè)有再沸器，裙座高度取4m,基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑為1200mm,外徑為1650mm，螺栓孔中心線直徑為1520mm?！?.2確定各接管的流速和直徑①塔頂蒸氣出口管的直徑dV常壓操作，取uV=20m/s,VS要比設(shè)計(jì)值稍大，取0.95m3/h,則蒸氣導(dǎo)管直徑為：d=v4匕=44x0.95嬴一\：3.14x20v=0.246m參照《化工原理課程設(shè)計(jì)》（中國石油大學(xué)出版社）P109表3-8,選擇接管公稱直徑Dg為300的接管，伸出管長(zhǎng)度為200mm。②回流管直徑dRuR取2m/s,LS要比設(shè)計(jì)值稍大，取10.5m3/h,則回流管管徑為:d=：巴二；4x10.5v、:兀u \：3.14x2x3600'R=0.043m參考防沖管結(jié)構(gòu)尺寸表，選擇內(nèi)管為57X3.5的防沖管。③進(jìn)料管直徑dFF采用高位槽進(jìn)料，uF取0.5m/s,進(jìn)料混合液密度為628.5kg/m3,則進(jìn)料管管徑為：4x120003.14x0,5x628.5x3600=0.116m參考防沖管結(jié)構(gòu)尺寸表，選擇內(nèi)管為133X4的防沖管。④塔底出料管管徑dWdW4x34.763.14xlx3600dW4x34.763.14xlx3600=0.111m參考彎管的結(jié)構(gòu)尺寸表，選擇內(nèi)管為133X4的彎管。⑤塔底至再沸器的接管管徑dL循環(huán)比設(shè)為5,連接管內(nèi)液體流速取1.5m/s,連接管內(nèi)液體流量為：=0.0368m3/h(P+1)V，p'6x=0.0368m3/hL= j= p' 607.6l則塔底至再沸器的接管管徑為：_0.176m4L_Ux0,0368

五~\：3.14x_0.176m選擇內(nèi)管為219X6的彎管。⑥再沸器反塔聯(lián)接管管徑db取氣化分率11e___—P5接管內(nèi)氣體流量V_eWPV_eWP'71x607.65x3.958_2179.9m3/h蒸氣在管內(nèi)流速取12m/s,則再沸器反塔聯(lián)接管徑為:_0.253md_,14V_:_0.253mb—\uT—\：3.14x12x3600b選擇內(nèi)管為273X8的防沖管?！?.3塔的輔助設(shè)備選用.冷凝器、冷卻器選型設(shè)冷卻器出口溫度為t,則有：Q _(R+1)D(H—H)_Cm(40-1)冷凝C V1L1 P水水Q _2.213x57.07x(59210.4-31545.4)=3.494x106kJ/h=9.71x105W冷凝兩式聯(lián)立,求得冷卻器出口溫度為32.8℃。冷卻器的熱負(fù)荷

Q=Q—Q=3.86x106—3.494x106=3.66x105kJ/h=1.02x105W冷C冷凝①冷凝器初設(shè)K=465W/(m2℃),冷凝器進(jìn)出口溫度變化示意如下:塔頂蒸氣66.6f66.6℃40-32.8℃冷卻水則：二30.0。C(66.6-32.8)-(66.6—二30.0。Cln2L26.6傳熱面積取10%裕度，A二°冷凝取10%裕度，A二°冷凝K-At_9.71x105—465x30=69.5m2m貝UA=1.1X69.5=76.4m2查《化工原理課程設(shè)計(jì)》(中國石油大學(xué)出版社)附九，選取FLA500-80-25-2型臥式熱虹吸式再沸器，相關(guān)數(shù)據(jù)有：加熱管為①19X2mm,根數(shù)228,殼程流通面積0.1175m2,管程流通面積0.0201m2。校核計(jì)算：a)管程給熱系數(shù)管程走冷卻水，定性溫度tm32.8管程走冷卻水，定性溫度tm32.8+40

2=36.4℃查的該溫度下水的相關(guān)性質(zhì)：導(dǎo)熱系數(shù)為=0.626W/m?K),粘度口=0.727mPa?s,定壓比熱Cp=4.174k/(kg?K),密度P=993.95kg/m3,已知冷卻水用量mC=92543.8kg/h,從而算得：m冷卻水流速m冷卻水流速”ex925438.83600x993.95x0.0201雷諾數(shù)Re二dup0.015雷諾數(shù)Re二dup0.015x1.3x993.950.727x10-3二26660.34.174x0.727 二4.840.626因此,可以得到管程給熱系數(shù)九a=0.023—Re0.8Pr0.4di0.627 、=0.023x0__7x26660.3o.8x4.840.4=6267.7W(m2-。C)0.015b）殼程給熱系數(shù)計(jì)算內(nèi)外換熱面積及其對(duì)數(shù)平均值：A=兀dnl=3.14x0.015x228x6=64.4m2iiA=兀dnl=3.14x0.019x228x6=81.6m281.6—64.4iln(81.6=81.6—64.4iln(81.6=72.7m264.4計(jì)算管內(nèi)壁、外壁溫度：Q=aA(t—t)nt=72.7℃iiw wT=t+Q—ww人,Abm=72.7+)?T=t+Q—ww人,Abm空x72.70.002液膜平均溫度t=H=73.3+66.6=70。。,該溫度即為定性溫22度，查的該溫度下塔頂混合液體各組分密度、導(dǎo)熱系數(shù)、粘度和66.6℃下的潛熱，列下表：組分摩爾組成九(W/(m?K))口(mPa?s)P(kg/m3)r(kJ/kg)正戊烷00.10180.16580320正己烷0.340.10760.218608340正庚烷0.620.11340.265640342正辛烷0.040.12210.34665339平均值0.105860.20600.8333.28又=7.46N228

n= = =7.46N2.08x2280495S將以上所得結(jié)果，代入下式a=0.725a=0.725x0/P2?g?43-Y2tn3?d.AtJ

0得殼程給熱系數(shù)( 11a=0.725x0二1412.4W.m2.。C600.82x9.81x0.10586a=0.725x0二1412.4W.m2.。C2[7.463x0.019x0.2x10-3x(73.3—66.6))查《石油化學(xué)工程原理》（中國石化出版社，上冊(cè)）可得管內(nèi)污垢為R=3.4394x10-4為R=3.4394x10-4&2.。C程污垢熱阻為熱阻,殼R(6267.7/ 1 、 +3.439410-4=607.7W/(m2?。C)在此傳熱系數(shù)下，求得傳熱面積“Q 9.71x105s。A=-冷凝==53.3m2K-At 607.7x30m而所選的冷凝器的計(jì)算傳熱面積為79m2,滿足要求，因此所選冷凝器合適。②冷卻器取K=400W/（m2℃）,冷卻器進(jìn)出口介質(zhì)溫度變化示意如下:冷卻水30—32.8℃50-66.6C塔頂產(chǎn)品求得一

ln=26.3。CAt-At (66.6-32.8)-(50一

ln=26.3。Ci30In——20A=A=。冷K-AtL02x105=9,7m2400x26.3m取10舲度，貝弧=1.X9.7=10.6rf2查《化工原理課程設(shè)計(jì)》（中國石油大學(xué)出版社）附九，選取FLB400-15-25-2型臥式熱虹吸式再沸器，相關(guān)數(shù)據(jù)有：傳熱面積公稱值15m2,加熱管為①25X2.5mm,根數(shù)72根，殼程流通面積0.0885m2,管

程流通面積0.0113m2。校核計(jì)算（省略）。2.再沸器選型取K=5200W/（m2℃）,由第一部分計(jì)算可知再沸器水蒸氣溫度為180℃，塔底液體溫度為109.6℃，則At=180—109.6=70.4。Cm已知再沸器熱負(fù)荷，因此可以求得再沸器所需傳熱面積Q 4.34x106A= b—= =118.55m2K-At 520x70.4m取10（裕度，則A=1.X118.55=130m24查《化工原理課程設(shè)計(jì)》（中國石油大學(xué)出版社）附九，選取FLB700-135-25-2型臥式熱虹吸式再沸器，相關(guān)數(shù)據(jù)有：傳熱面積公稱值135m2,加熱管為①25X2.5mm,根數(shù)272根，殼程流通面積0.156m2,管程流通面積0.0427m2。校核計(jì)算（省略）。3.回流泵在66.6℃下查得正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷的粘度分別為0.176mPa?s、0.209mPa?s、0.245mPa?s和0.321mPa?s,混合液體粘度N=Zx日=0.236mPa?si,Di已選回流管管徑為25X3,u=2m/s,則雷諾數(shù)dupRe= N二dupRe= N二128326.30.236x1