精餾塔設計畢業(yè)設計

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1、 前言 石油是發(fā)展國民經(jīng)濟和建設的主要物質，產(chǎn)品種類繁多，用途極廣。精細化工 的產(chǎn)生和發(fā)展與人們的生活和生產(chǎn)活動緊密相關，近十幾年來，隨著生產(chǎn)和科學技 術的不斷提高，發(fā)展精細化工已成為趨勢。 我國的有機化工原料工業(yè)起步較晚，全國解放前除有少量煉焦苯和發(fā)酵 酒精外，大量有機原料依靠進口。在解放初期的有機化工原料工業(yè)，只能在 煤炭和農(nóng)副產(chǎn)品基礎上起步，隨著新油田的相繼幵發(fā)和新煉油廠的陸續(xù)建設， 與此同時，對天然氣資源的利用，也取得了長足進展。 以石油為原料生產(chǎn)化工產(chǎn)品，并非起源于近代，在第二次世界大戰(zhàn)以后， 石油化學工業(yè)發(fā)展非常迅速，以石油為原料可以得到三烯、一炔、一萘及其 他化工基礎

2、有機原料，進而制得醛、酮、酸、酐等基本有機產(chǎn)品和原料，再 制得合成纖維、合成塑料、合成橡膠、合成洗滌劑、涂料、炸藥、農(nóng)藥、染 料、化學肥料等重要的化工產(chǎn)品。 目前，全世界每年生產(chǎn)的石油雖然僅有5%左右用于化學工業(yè)，但石油 化工的總產(chǎn)值卻占化學工業(yè)總產(chǎn)值的60%左右，某些國家甚至達到80%，由 此可見，石油在化工領域中占有重要的地位。 丙烯是重要的化工原料，美國將生產(chǎn)量的二分之一用于制造化工產(chǎn)品，余下的大部分則與異丁烷反應制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工產(chǎn)品， 如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、環(huán)氧丙烷、丙酮等。 當前各煉廠的氣體分離裝置大部分仍然采用精餾分離。化工生產(chǎn)中所處理的

3、原料中間產(chǎn)物和粗產(chǎn)品等幾乎都是由若干組分組成的混合物，蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。低沸點烴類混合物是利用精餾方法使混合物得到分離的，其基本原理是利用被分離的各組分具有不同的揮發(fā)度，即各組分在同一壓力下具有不同的沸點將其分離的。其實質是不平衡的汽液兩相在塔盤上多次逆向接觸，多次進行部分汽化和部分冷凝，傳質、傳熱，使氣相中輕組分濃度不斷提高，液相中重組分濃度不斷提高，從而使混合物得到分離。 塔設備是能夠實現(xiàn)蒸餾的氣液傳質設備，廣泛應用于化工、石油化工、 石油等工業(yè)中，其結構形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔 用途較廣，它是逐級接觸式的氣液傳質設備。浮閥塔于50年代初期在工業(yè)上

4、 開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應用最廣泛 的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍，對其性能研究也較充分。 浮閥塔板的結構特點是在塔板上幵有若干大孔，每個孔上裝有一個可以上、 下浮動的閥片，浮閥的型式很多，目前國內(nèi)最常用型式的為h型和V-4型。 Fi型浮閥的結構簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛用于化工及煉 油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標準（JB1118-68)。操作時，由閥孔上升的氣流， 經(jīng)過閥片與塔板的間隙與塔板上橫流的液體接觸，浮閥開度隨氣體負荷而變， 當氣量很小時，氣體仍能通過靜止開度的縫隙而鼓泡。 我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個發(fā)展中的國家，擺

5、在我們石油 工作者面前的任務是繁重的。煉油工業(yè)要對現(xiàn)有的煉油廠進行技術改造，繼 續(xù)堅持“自力更生，革新挖潛，全面提髙，綜合利用，大搞化工原料，趕超 世界先進水平”的發(fā)展方針。要立足現(xiàn)有基礎，搞好一、二次加工和系統(tǒng)工 程的配套，擴大綜合生產(chǎn)能力;要革新工藝，革新技術，革新設備，把老裝置 開出新水平;要發(fā)展加氫技術，發(fā)展新型催化劑和添加劑，全面提高產(chǎn)品質量， 增加品種;要開展綜合利用，大搞三次加工，增產(chǎn)有機化工原料;要充分利用 熱能，大力降低消耗，各項經(jīng)濟技術指標要創(chuàng)出新水平;要治理“三廢”，保 護環(huán)境，為實現(xiàn)趕超世界先進水平而奮斗。 35 目錄 1.0精餾塔工藝計算 1 1.1

6、全塔物料平衡計算 1 1.2 確定塔的操作條件 2 1.2.1回流罐壓力的確定 2 1.2.3確定塔頂溫度 3 1.2.4塔底溫度的求定 4 1.2.5進料溫度的求定 4 1.3回流比及理論塔板數(shù)的求定 5 1.3.1求取相對揮發(fā)度 5 1.3.2求最小回流比Rmin 5 1.3.3求定最少理論塔板數(shù)Nmin 7 1.3.4 計算實際回流比R及理論塔板數(shù) 7 1.3.5確定實際塔板數(shù)及進料的位置 8 1.4 熱量衡算 9 1.4.1冷凝器 9 1.4.2 再沸器 10 1.4.3 全塔 10 1.5 塔徑的確定 11 1.5.1 液體密度 11 1.5.

7、2 氣體的密度 12 1.5.3 體積流量 14 2.5.4 初選板間距及塔徑計算 15 1.5.5 塔板浮閥數(shù)及開孔率的確定 18 1.5.6 溢流堰的設計及降液管的計算 19 1.3 水力學計算 21 1.3.1塔板總壓力 21 1.3.2 上液層壓力降 22 1.3.3霧沫夾帶 22 1.3.4 浮閥塔的性能操作圖 26 1.3.5 附屬設備的選擇 30 參考文獻 32 主要符號說明 33 設計心得 35 摘要： 石油是發(fā)展國民經(jīng)濟和建設的主要物質，產(chǎn)品種類繁多，用途極廣。精細化工的產(chǎn)生和發(fā)展與人們的生活和生產(chǎn)活動緊密相關。我國的有機化工原料工業(yè)

8、起步較晚，隨著新油田的相繼開發(fā)和新煉油廠的陸續(xù)建設，與此同時，對天然氣資源的利用，也取得了長足進展。 丙烯是重要的化工原料，美國將生產(chǎn)量的二分之一用于制造化工產(chǎn)品，余下的大部分則與異丁烷反應制造汽油中所需的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工產(chǎn)品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、環(huán)氧丙烷、丙酮等。 當前各煉廠的氣體分離裝置大部分仍然采用精餾分離。蒸餾是 分離液體混合物的典型單元操作，其基本原理是利用 被分離的各組分的揮發(fā)度不同，即各組分在同一壓力下具有不同的 沸點將其分離的。 塔設備是能夠實現(xiàn)蒸餾的氣液傳質設備，廣泛應用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結構形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類

9、。板式氣液傳質設備。浮閥塔的優(yōu)點是：生產(chǎn)能力大、操作彈性大、塔板效率高、氣體壓強降及液面落差較小、塔的造價低。浮閥塔已成為國內(nèi)應用最廣泛的塔型。 我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個發(fā)展中的國家，擺在我們石油工作者面前的任務是繁重的。因此必須堅持獨立自主、自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進水平。 關鍵詞：塔板 浮閥 丙烯 開空率 霧沫夾帶 <精餾塔設計 1.0精餾塔工藝計算 1.1 全塔物料平衡計算 根據(jù)進料量F=170Kmol/h，進料組成XF=0.5582 (為丙烯摩爾分率）及 兩輕重關鍵組分的摩爾分率在塔頂塔底中分配情況

10、，既Xd=0.83，Xw=0.10列 方程組 F = D + W FXf=DXd + WXw 170=D + W 1700.55=0.83D+0.10W 解得 d=106.7041 kmol/h w=63.2959 kmol/h 式中：XF—丙烯的進料組成。 XD—塔頂產(chǎn)品中丙烯的組成。 Xw—塔底產(chǎn)品中的丙烯組成。 D、W —塔頂、塔底產(chǎn)品流量。 而 進料摩爾流量=摩爾百分數(shù)進料量。 餾出液的摩爾流量=摩爾百分數(shù)餾出液流量。 釜液摩爾流量=摩爾百分數(shù)釜液流量。 例如： 甲烷進料摩爾流量=0.05

11、% 170=0.085Kmol/h 甲烷進料質量流量=0.0816=1.360Kmol/h 甲烷餾出液摩爾百分數(shù)=0.085/106.7041=0.0796% 其它各組分依此類推。 對全塔的物料平衡進行計算，其結果列于下表。 表-1精餾塔物料衡算結果匯總表 進料 塔頂餾出液 塔釜殘液 組分 摩爾分數(shù)% 質量分數(shù)% 摩爾流量Kmol/h 質量流量Kg/h 摩爾分數(shù)% 質量分數(shù)% 摩爾流量Kmol/h 質量流量Kg/h 摩爾分數(shù)% 質量分數(shù)% 摩爾流量Kmol/h 質量流量Kg/h 丙

12、烯 70.33 72 162.99 7199.73 99.4 99.1 171.534 7184.75 0.591 0.54 0.37 14.85 丙烷 25.7 26.5 59.58 2649.90 0.6 0.9 1.035 65.25 98.2 94 0.16 2584.65 正丁烷 3.96 1.5 9.15 149.99 1.19 5.46 0.74 150.13 合計 100 100 231.75 9999.62 100 100 172.569 7250 100 100 62

13、.27 2749.63 由表一1計算數(shù)據(jù)可知本塔物料是平衡的。 1.2 確定塔的操作條件 1.2.1回流罐壓力的確定 由已知回流液溫度為t=40C,根據(jù)泡點方程Yi=kixi，利用試差法來確定回流罐的壓力。在t=40C時，設P回=1.7MPa由《石油煉制設計數(shù)據(jù) 圖表集》下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得h值及計算數(shù)據(jù)列于 下表。 表-2試差法確定回流罐壓力數(shù)據(jù)表 回流液組成 t=40℃ 設P回 =1700KPa Ki Yi=kixi 丙烯 0.994 1 0.994 丙烷 0.00652

14、 0.9 0.005868 合計 1 ＿＿＿＿ 0.9998 所以假設的P 回值即為所求壓力值。 由工藝條件知 P 頂=P 回101.325=1801.325kPao 1.2.3確定塔頂溫度 因為P頂=1.7MPa，利用露點方程全Xi =Yi/Ki ，應用試差法確定塔頂溫度。設塔頂溫度t頂=42.5C。由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊 482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki值及計算數(shù)據(jù)列于下表。 表-3試差法確定塔頂溫度數(shù)據(jù)表 組成 密度 回流液組成 t=40℃ 設P回 =1700KPa Ki

15、 Yi=kixi 丙烯 0.994 1.06 0.9994 0.994 丙烷 0.00652 0.96 0.005868 0.00652 合計 1 ＿＿＿＿ 0.9998 1.00052 從表-3中最終所得數(shù)據(jù)Xi =Yi/Ki=1.00052 所假定的溫度t 頂=40C即為所求定的塔頂溫度。 1.2.4塔底溫度的求定 根據(jù)已知工藝條件全塔總壓降為0.5x101.33KPa，則塔底壓力P底=P 回+0.10133=1.7+0.10133=1.801335MPa,再根據(jù)泡點方程全 Yi = KiXi ,應用試差法確定塔底溫

16、度，設塔底溫度為t=50C。由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》 下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki值及計算數(shù)值列于表-4。 表-4試差法確定塔底溫度數(shù)據(jù)表 F1型重閥 P=1851.95 Kpa 設t=50℃ 組分 釜殘液 Ki Yi=kixi 丙烯 0.005911 1.11 0.00656 丙烷 0.98219 1.01 0.9920 丁烷 0.01189 0.35 0.004165 合計 0.999991 ＿＿＿＿ 1.00272 由表-4中數(shù)據(jù)可知最終求得h==l.00272,所以假

17、設之t底= 50C即為所求的塔底溫度。 1.2.5進料溫度的求定 根據(jù)有關資料進料壓力可近似用塔頂及塔底壓力的算術平均值表示， 即：P進料=(P頂+P底）/2= (1.801325+1.7) /2=1.7506625MPa,根據(jù)工藝條件已知進料熱狀態(tài)為泡點進料，因此利用泡點方程Yi=kixi，仍采用試差法求定進料溫度。設進料溫度為t=47C，由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊482頁， 圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki值，并將Xi、KiXi值一并列入下表。 試差法確定

18、進料溫度數(shù)據(jù)表 進料組成 P=1826.625KPa 設t=47C Ki Yi=kixi 丙烯 0.7033 1.06 0.7455 丙烷 0.2571 0.93 0.2391 丁烷 0.0396 0.33 0.0131 合計 1 0.9977 由表-5中數(shù)據(jù)求得最后0.9977≈1所以假設進料溫度t=47C即為所求值。 1.3回流比及理論塔板數(shù)的求定 1.3.1求取相對揮發(fā)度 根據(jù)塔頂、塔底的溫度和壓力，由《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊 482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得各組分

19、的相平衡常數(shù)，然后以重關 鍵組分丙烷為基準，求出各組分的相對揮發(fā)度αi=ki/kj計算結果列于下表。 表-6相對揮發(fā)度計算結果匯總表 組分 塔頂Ki 塔釜Ki Ki= αij 丙烯 1 1.11 1.0536 3.0103 丙烷 0.9 1.01 0.9581 2.73743 丁烷 0 0.35 0.35 1.0536 1.3.2求最小回流比Rmin 根據(jù)恩德伍德公式求取最小回流比Rmin，恩德伍德公式如下： ， 其中αij為i組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度，θ為 的根，且其值介于輕重關鍵組分的相對揮

20、發(fā)度之間，由于本設計所選取的輕重關鍵組分為兩個相鄰的組分，因此θ僅有一個值。下面就運用試差法求取，再求出Rmin的值，計算結果得出θ=2.8056因為是泡點進料，所以q=l，即。 =1-q=0 當θ=2.8056 = 即可以滿足工藝要求，因此θ值可以作為計算值使用。 Rmin=-1 = R=13.376x1.09=14.586 1.3.3求定最少理論塔板數(shù)Nmin 最少理論塔板數(shù)Nmin利用芬斯克方程求取，因為塔頂采用全凝器，芬斯克 方程式表示如下： 其中L表示輕關鍵組分，W表示重關鍵組分 =102.87 αLW表示輕關鍵組

21、分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度，取塔頂塔底的幾何 平均值，即αLW= ：塔頂條件下輕關鍵組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度 ：塔底條件下輕關鍵組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度。 1.3.4 計算實際回流比R及理論塔板數(shù) 根據(jù)經(jīng)驗公式R= (1.1?2.0) Rmin來選擇R，首先在1.1?2.0之間選取 若干個不同的R值，然后根據(jù)R、Rmin及Nmin，求出NT值。由吉利蘭圖或 李德公式求NT值，為了避免由吉利蘭圖讀數(shù)據(jù)引起的誤差，采用李德公式求NT Y=0.545827-0.591422x+0.00274/X式中 、、、、、、、、、 =1.1048 =0.52

22、8 求出幾個不同的Nt值，因R增大時，所需NT值應隨之減少，當R增 加至某一值， NT減少的趨勢變得很緩慢時，此時的R值即為所求的R值。 當R=13.376時，再增大R值相應的理論板數(shù)NT下 降的較少，所以取回流比R=13.26，相應的理論板數(shù)為248塊。 1.3.5確定實際塔板數(shù)及進料的位置 1.3.5.1計算全塔平均板效ET 利用奧康奈爾關聯(lián)式計算Et，其表達式是Et=0.49 (αLwL) -0.245,其中 =2.871 L為℃時進料的液相平均粘度,并且由《石油煉

23、制設計數(shù)據(jù)圖表集》下冊419頁，圖11-1-5烴類液體粘度圖、常壓及中壓）查得t=65C時進料中個組分的粘度Li最終求得L。 那么 Et=0.49(αLmL) -0.245 100 %=0.49(20.058) -0.245=95 % 1.3.5.2計算實際塔板數(shù) 因為 Et=Nt/N，N=Nt/Et=58/0.95=61 塊，不包括再沸器。 m+n=N=146 解得m=88,n=58 Nnp= = Nnp+1既得進料位置為61+1=62 1.4 熱量衡算 1.4.1冷凝器 QP=VHVD-(LHLL+DHLD) V=L+D

24、 R=L/D 得下式： QP =(R+1)(HVD- HLD) D =(14.586+1) (747.68-383.47) 172.57 =979606.9KJ/h 由石油化工圖表手冊得HVi= =(0.994179+0.005868110) 4.187 =747.68KJ/kmol =(0.99492+0.00623) 4.187 =383.47KJ/kmol 1.4.2 再沸器 Qw=V’HVW+WHLW-L’HL’W V=V’ R=L/D V’=V=(q-1)F=V’ L’=V’+W

25、 得下式： QW =V’(HVW-HLD)=(R+1)(HVW-HLW)D =（14.586+1）（480.39-119.39）172.57 =970979.01KJ/h =(0.00656181+0.992114+0.00416110) 4.187 =480.39KJ/Kmol =(0.0065696+0.99228+0.0041626) 4.187 =119.39KJ/Kmol 1.4.3 全塔 =(940.7033+260.2571+0.0396108) 41.187 =322.70KJ/

26、Kmol QW+FHF=DHLD+WHLW+Qp+Q損 左邊=970979.01+231.753322.70 =1074808.7KJ/h 右邊=172.57383.47+62.27119.39+979606.9 =1053216.73KJ/h + Q損 得：Q損=2x104KJ/h 左邊≈右邊，即能量守恒 1.5 塔徑的確定 1.5.1 液體密度 查《石油化工圖表手冊烷烴液體比重圖》得 組分 密度 塔頂溫度 進料溫度 塔釜溫度 丙烯 0.473 0.465 0.4576

27、 丙烷 0.467 0.450 0.4483 丁烷 ＼ 0.545 0.5435 注 ：表中各組分的密度單位為Kg/m3 （為液體的平均密度） 塔頂： 0.991 m3 進料： 塔底： 1.5.2 氣體的密度 1.5.2.1 查《石油化工圖表手冊》丙烯、丙烷、丁烷機構化數(shù)據(jù)得塔頂參數(shù)，如下表所示 組分 摩爾分數(shù) 臨界溫度 臨界壓力x106 　　X106 W 丙烯 0.994 364.6 4.61 362.41 4.

28、58 41.76 0.1477 丙烷 0.00586 369.67 4.26 2.17 0.025 0.247 0.1454 丁烷 ＼ 425.01 3.797 ＼ ＼ ＼ 0.1928 合計 0.9998 1159.28 12.66 364.58 4.60 42.007 0.4589 =４２0.994+440.005868=42.0172 = = 1.5.2.2查《石油化工圖表手冊》丙烯、丙烷、丁烷機構化數(shù)據(jù)得塔釜參數(shù)，如下表所示 組分 摩爾分數(shù) 臨界溫度 臨界壓力x106

29、 X106 W 丙烯 0.00656 364.6 4.61 2.39 0.03 0.29 0.1477 丙烷 0.9920 369.67 4.25 366.71 4.216 43.8 0.1454 丁烷 0.00416 425.01 3.797 1.771 0.016 0.18 0.1928 合計 1.00272 1159.28 12.66 370.87 4.262 44.27 0.4589 = = = = = = 1.5.3 體積流量 q=1 v=

30、v’=(R+1)D =（14.586+1）x7250=112998.5Kg/h L=RD =14.586x7250=108.5Kg/h L’=V’+W=(R+1)D+W =112998.5+105748.5 =115748.13 Kg/h R、D、W代質量流率得 V、v’ L 、L’→轉換成體積流量，并得兩端流速 2.5.4 初選板間距及塔徑計算 查《化工數(shù)據(jù)手冊》丙烯、丙烷、丁烷液體表面張力，如下表所示 組分 （42.5℃） （50℃） 丙烯 5.05 3.939 丙烷 5.039 4.173 丁烷

31、 ＼ 9.195 由 ，mN/m 可得 精餾段： 提餾段： 精餾段塔徑的確定 在史密斯關聯(lián)圖中查橫坐標 取板間距HT=0.45m；取板上液層高度hL=0.07m 則圖中參數(shù)值 HT-hL=0.45-0.007=0.38m 由此在史密斯關聯(lián)圖上讀取C20為0.085 HT-hl→C→Umax→U→VS=→D’→D 泛點氣速： 取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速 塔徑 按標準圓整為D=3m 塔截面積： 實際的空塔氣速： < 0 =0.1344m/s 提餾段塔徑的確定 同理： 取板間距HT=0.45m；取板上液層高

32、度hL=0.07m 則圖中參數(shù)值 HT-hL=0.45-0.007=0.38m 由此在史密斯關聯(lián)圖上讀取C20為0.087 泛點氣速： 取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速 塔徑 按標準圓整為D=3m 塔截面積： 實際的空塔氣速： < 0 =0.124m/s D>2.2時，一般采用雙溢流，采用三角排列。 1.5.5 塔板浮閥數(shù)及開孔率的確定 圓孔氣速： ：氣體通過圓孔時，動能因數(shù)一般為9—12。 ：圓孔氣速。 ：氣體密度。 取=10則=/ 精餾段： 提餾段： 塔板浮閥數(shù)及開孔率的確定 ：圓孔氣速。 ：圓孔直徑，=0.039m 精餾

33、段：= 提餾段： 則 取邊緣區(qū)密度=0.06m塔上的鼓泡區(qū)寬度=0.10m 塔上的鼓泡區(qū)面積： 精餾段： 提餾段： 塔板截面積： 開孔率： 精餾段： 提餾段： 1.5.6 溢流堰的設計及降液管的計算 選雙溢流，塔板為（單、雙溢流）；溢流堰為弓形，降液管我弓形。 1.5.6.1 計算停留時間 :降液管截面積 ：塔板間距 L：液體流量 查表有 =0.45m =0.0721x7.065=0.51 =0.0721x7.065=0.51 = 降液管流速（一般≤0.1 m/s） 精餾段： 提餾段： 1.5.6.2降液管底隙

34、高度的確定 精餾段： 提餾段： 1.5.6.3 溢流堰上液層高度采用平直堰 精餾段：=0.071m 提餾段：m 常減、加壓塔中堰高一般取40-50mm，取=45mm 精餾段： 提餾段： 1.3 水力學計算 1.3.1塔板總壓力 干板壓力降計算 氣孔閥全開前 精餾段： 提餾段： 兩者取較大值，則=0.031m 氣孔閥全開后 精餾段： 提餾段： 兩者取較大值，則= 1.3.2 上液層壓力降 精餾段： 提餾段： 忽略表面張力的壓力降，即 精餾段： 提餾段: 1.3.3霧沫夾帶 泛點率=

35、 或泛點率= 式中：Vs、Ls分別為氣、液負荷m3/s; 、分別為塔內(nèi)氣、液密度kg/m3; 為板上液體流經(jīng)長度m，對單溢流塔板Zt=D-2Ws=2.2-2X 0.44=1.32m; Ab為板 上液體流經(jīng)面積m2,對單溢流塔板 Ab=AT-2Af=3.7994-2X0.5509=2.69762m2; CF 為泛點負荷系數(shù)，可根據(jù)氣相密度及板距HT查得，Ab、AT (塔截面積)、Af (降 液管截面積)。由《化工原理》下冊167頁，表3-4取K=1.0，在根據(jù)A =60.92、HT=0.6, 由《化工原理》下冊176頁，圖3-16查得泛點負荷系數(shù)Cf=0.118。 精餾段：

36、 泛點率一： 泛點率二： 提餾段： 泛點率一： 泛點率二： 對于D>0.9m的大塔，泛點率都應小于80%，實際求得的泛點率均小于 80%,符合要求，所以霧沫夾帶量能滿足eV<0. lkg (液）/kg (氣）。 1.3.3.1 霧沫夾帶量 丙烯 0.0087 0.0089 丙烷 0.0082 0.0083 丁烯 0.0075 0.0076 塔頂： 塔釜： 列表如下： 氣體粘度/泊x10-3 Kg/m2x107 T1 8.7 8.87 T2 8.29 8.45 即 塔頂：

37、 塔釜： 1.3.3.2 鼓泡區(qū)面積 取泡沫區(qū)寬度 邊緣區(qū) 1.3.3.3 霧沫夾帶量 取 精餾段：0 提餾段： 2.3.3.4 淹塔情況 假設塔不設內(nèi)堰 公式 無進口堰 經(jīng)驗證 < x符合條件 精餾段： 提餾段： 1.3.4 浮閥塔的性能操作圖 1.3.4.1 霧沫夾帶線 泛點率= 精餾段： 泛點率=(1) 整理得：0.29+2.7744=0.786 =2.711-0.283 取值列表如下: 0.01 0.04 0.07

38、 2.768 2.710 2.691 提餾段： 泛點率=（2） 整理得：0.31+2.7744=0.786 =2.535-0.283 取值列表如下 0.01 0.04 0.07 2.532 2.524 2.515 1.3.4.2 液泛線 + 精餾段：+ （3） 取值列表如下： 0.01 0.03 0.07 0.1 0.13 3.933 3.833 3.566 3.333 3.300 提餾段： + （4） 取

39、值列表如下： 0.01 0.03 0.07 0.1 0.13 1.333 1.133 0.867 0.733 0.699 1.3.4.3 液相負荷上限值 停留時間 以 ， 則 （5） 求得上限流體流量，在 圖上，液相負荷上限為為與氣體流量無關的豎直線。 1.3.4.4 漏液線 對于F1型重閥 依 計算 則 則 以 F0=5 作為規(guī)定氣體最小負荷標準 精餾段： （6） 提餾段： （7） 1.3.4.5 液相負荷下線 取堰上液層高度 hw =0.006m (hw>6mm) E=1

40、 （8） 由（1）~由（8）式分別做出塔板負荷性能圖上的五條線，做附圖；塔板負荷性能圖可看出 <1>任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點P（設計點）處在適宜操作區(qū)的適中位置。 精餾段： 提餾段： <2>塔板氣相負荷上限由霧沫夾帶控制操作下限為 漏液控制。 <3>按固定液氣比，附圖查出塔板氣相負荷： 上限: 下限: 精餾段操作彈性： 提餾段操作彈性： 1.3.4.6 塔高 1.3.5 附屬設備的選擇 1.3.5.1 全凝器的選擇 設冷卻水入口溫度20℃，出口溫度為30℃。 查表： 20℃水熱焓為83.47 30℃水熱焓為125.60

41、 代數(shù)得： 1.3.5.2 再沸器 K=1000 出料溫度T2→T1 選擇100℃沸水 =100-T2 1.3.5.3 塔體接管及材料的確定 塔頂蒸汽管 取 m/s 查得: 選公稱直徑 Dg=450mm 外徑=480mm 壁厚=8mm 內(nèi)流管 一般液體 取 m/s 查得: 選公稱直徑 Dg=250mm 外徑=273mm 壁厚=6mm 參考文獻 《塔的工藝計算》，石油化工工業(yè)部石油化工規(guī)劃設計院編寫，198

42、1年，石油工業(yè)出版社出版。 姚玉英主編，《化工原理》上、下冊，天津大學化工原理教研室編，1995年8版，天津 科學技術出版社出版。 《化學工程手冊》第13篇，氣液傳質設備，《化學工程手冊》編輯委員會編寫，1984年, 化學工業(yè)出版社出版。 《石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集》上、下冊，1978年，上?；W院煉油教研室編。 蘇E.H朱達柯夫等著，黃文瀛譯，《石油加工主要過程和設備的計算》，1984年12月， 石油工業(yè)出版社出版。 張錫鵬主編，《煉油工藝學》，1986年3月，石油工業(yè)出版社出版。 程侶柏、胡家振、姚蒙正、高昆玉編譯，《精細化工產(chǎn)品的合成及應用》，1992年5月， 大連理工大學出

43、版社出版。 《石油煉制》上冊，華東石油學院煉油工程教研室編，1979年9月，石油工業(yè)出版社出版。 《物理化學》，天津大學物理化學教研室編，1985年5月，高等教育出版社出版。 侯祥麟主編，《中國煉油技術》，1991年2月，中國石化出版社出版。 主要符號說明 ------分別為丙烯、丙烷、、丁烷的摩爾分數(shù) ------ 分別為丙烯、丙烷、、丁烷的質量分數(shù) ------分別為丙烯、丙烷、、丁烷的相對分子質量 F、D、W ------分別為原料液、塔頂產(chǎn)品(餾出液)和塌地產(chǎn)品（殘液）的流量，kg/h(kmol/h) ------相對揮發(fā)度 ------進料

44、的摩爾分數(shù) θ------方程的解(θ介于α1、α2之間) q------液相分率 α------塔頂塔釜平均溫度下的相對揮發(fā)度 UL------塔頂塔釜平均溫度下的黏度值 ULi------液相任意組分粘度值 Qp------冷凝器熱負荷 ，KJ/h HVD------塔頂上升蒸汽的焓 HLD------塔頂餾出液的焓 HVi------氣相純組分的焓 HLi------液相純組分的焓 △H------混合熱 Af------降液管截面積,m2 ------停留時間,s uL------降液管中液體流速 u0’------液體通過降液管底隙時流速 LW----

45、--堰長,m E------液體收縮系數(shù) hL------上液層高度,m hW------堰高,m h0w------堰上液層高度,m hp------塔板總壓力降,m hc------干塔壓力降,m hl------塔上液層阻力,m ------表面張力壓力降,m CF------泛點負荷系數(shù) K------物性系數(shù) ZL------板上液體流經(jīng)長度,m Ab------板上液體流經(jīng)面積,m2 AT------塔橫截面積,m2 Wd------弓形降液管寬度,m QW------再沸器的熱負荷,KJ/h V’------提餾段上升蒸汽量 L’ ------提

46、餾段下降液體量 HVW------每千克上升的蒸汽焓 HLW------每千克塔釜液焓 HF------每千克進料焓 ρmL------液體的平均密度,kg/m3 ρi------純組分密度,kg/m3 D------塔徑,m VV------塔內(nèi)氣體的體積流量, m3/s VL------塔內(nèi)液體的體積流量, m3/s u------氣體空塔速度,m/s c------負荷因子 HT-----踏板間距,m ρL------塔內(nèi)液體密度,kg/m3 ρv------塔內(nèi)氣體密度,kg/m3 F0------氣體通過閥孔時的動能因數(shù) u0------閥孔氣速,m/s

47、 d0------閥孔直徑,m 設計心得 通過本次設計，讓自己進一步對精餾塔的認識加深，體會到課程設計是我們所學專業(yè)課程知識的綜合應用的實踐訓練，也深深感受到做一件事，要做好是那么的不容易。在本次設計中，我結合書本與網(wǎng)上的一些知識來完成了自己的課程設計。其中的設計評述、塔板結構與選型參考課本上的模板。在此次設計中 雖然自己做了近兩周時間,深深體會到計算時的繁鎖。首先是對塔的操作壓強認識不足，在老師的幫助下自己很快的解決了。其次是再計算時有許多是根據(jù)老師指定數(shù)據(jù)來算的如：塔板間距、上液層高度、加熱蒸汽壓強、質量流量等，這些對于我們這些只學了一些簡單的理論知識的學生來說簡 直是難上加難，以至

48、于自己再算到這些時，算了一次又一次，才滿足了工藝要求。再次，雖然，自己經(jīng)過很長時間來完成自己的設計內(nèi)容的計算，一遍又遍，但還是覺得不算苦，必定有一句“千里之行，始于足下” 。再完成設計內(nèi)容后那就是選擇工藝流程圖， 然而自己對工藝流程圖的繪制卻不知無從下手。最后，工藝流程是自己在結合書本上和老師給的參考圖形，根據(jù)我們的設計要求選擇了這個工藝流程。短短的兩周課程設計，使我發(fā)現(xiàn)了自己所掌握的知識是真正如此的缺乏， 自己綜合應用所學的專業(yè)知識能力是如此的不足，幾年來的學習了那么多的課程，今天才知道自己并不會靈活綜合應用，在今后一定要不斷加強。并慶幸自己能有此次的工程設計訓練，雖然是有點苦，但讓我學習到了很多知識，也進一步的強化了自己所學的專業(yè)知識。相信此次課程 設計訓練對自己的今后工作都會有一定的幫助。 最后，也感謝老師給我們 的幫助，給予我們這次鍛煉的寶貴機會。