【正文】 μ（60）σ（30）σ（40）σ（50）σ（60）注：1克分子=1mol,1kcal/(kmol表 36 各組分序號序號123456789組分丙炔反2丁烯1丁烯順2丁烯1，3丁二烯1，2丁二烯丁炔乙烯基乙炔正戊烷Ⅰ代表脫重組分塔，Ⅱ代表脫輕組分塔。 脫重塔塔頂塔底溫度計算安托因12345ABC240240237logpopo（mmHg）po（KP）KKa1kbFxF進料量lgD/WD/W+13WDD總W總F總XDXW泡點露點6789T/攝氏度3795700表 38 各溫度下的pi0和αlh的值序號123458組成丙炔反2丁烯1丁烯順2丁烯1，3丁二烯乙烯基乙炔370c下pi0370c下αlh1 1440c下pi0440c下αlh1αlh1由芬斯克公式的 、 解得 由EXCEL計算 所以 根據(jù)質(zhì)量守恒定律：∑進入=∑排除精餾塔的進出物料基本相等，符合質(zhì)量守恒定律塔頂組成ｙi＝ｄi／Ｄ 塔釜組成xi＝ｗi／Ｗ(2) 校核所設(shè)的塔頂塔釜溫度是否正確（a） 如果所設(shè)的塔頂溫度為露點溫度 則在誤差允許范圍內(nèi)，因此所設(shè)的塔頂溫度正確T=370c（b）如果所設(shè)塔釜溫度為泡點溫度 , 則 在誤差允許范圍內(nèi)所設(shè)的塔釜溫度正確 T= c 。 b 脫輕組分塔 經(jīng)試差EXCEL，設(shè)其泡點溫度為T= c表 315 由安托因公式計算該溫度下各組分的泡點蒸汽壓序號123458組成丙炔反2丁烯1丁烯順2丁烯1，3丁二烯乙烯基乙炔進料組成*103*103*103*103*105pi0該塔進料壓力為610kpa ≈所以 在誤差允許范圍內(nèi)， c、最小回流比Rm、理論板數(shù)N理、Nmin 脫重組分塔Rm Nmin 因為 氣相（露點）進料， 所以q=0用思特伍德法求回流比由（2）試得經(jīng)EXCEL試差法得= 時， 即 = 成立由 （1）試 求Rm Rm+1= 即Rm=用芬斯克公式 求Nm 求R 由QLUJI 公式R=*Rm=*=求N理由Gilliland 回歸公式得 N理 =求精餾段nm ，n理用芬斯克公式 （b）脫輕塔該塔進料溫度與泡點溫度的平均值（+41）/2=℃表 316 《石油化工手冊》查各溫度下的 Cp , rc 前面資料中有詳細(xì)物性數(shù)據(jù)序號123456789組分丙炔反2丁烯1丁烯順2丁烯1，3丁二烯1，2丁二烯丁炔乙烯基乙炔正戊烷cp（40）cp（50）rc（40）429648444575503947375357620653916103rc（50）409746694409486945735187607252425954經(jīng)計算得表 317 脫輕塔進料流率與組成序號123458平均組分丙炔反2丁烯1丁烯順2丁烯1，3丁二烯乙烯基乙炔cp（）rc（））進料流率進料組成*103*103*103*103*105（一） 用思伍德法求回流比 由（2）試 經(jīng)試差法XCEL得 由（1）試 求Rm Rm==88 （二）用芬斯克公式 求Nm （三） 求R由QLUJI 公式R=*Rm=*=（四） 求N理由Gilliland 回歸公式得X=(R)/(R+1)=y =+ N理 =（五）求精餾段nm ，n理用芬斯克公式 第四章 熱量橫算 脫重塔塔頂是冷凝器，塔釜溫度如前所求。查設(shè)計參考資料（1），取同一排孔心距t=75mm,按正三角形順排排列，排得伐數(shù)N=498個，按N=485個重新核算孔速及伐孔動能因子， 伐孔動能因子變化不大，仍在912范圍內(nèi)，故設(shè)計合理。（d）塔板計算ａ 塔般的分塊根據(jù)文獻，因，故塔板采用分塊式，以便通過人孔裝拆塔板。計算如下表：由此作得物沫夾帶線。由圖可知，該賽辦的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。Ⅳ 漏液線對于F1型重閥，依Ⅴ 液相負(fù)荷下限取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 此換熱器將液料由37℃下的氣體變?yōu)?7℃下的液體。（計算脫重塔回流泵） 已知最大的流量Q=L= 根據(jù)柏努力方程確定此流量下流過管路所需的揚程為：此塔有4個人孔，裙座高5m，釜液停留時間為15分鐘，因為釜液體積為 （其中L39。Ⅳ 降液管底隙高度取 則 故降液管底隙高度設(shè)計合理。Ⅶ 邊緣區(qū)寬度確定取。Ⅵ 降液管底隙高度取 則 故降液管底隙高度設(shè)計合理。Ⅱ 邊緣區(qū)寬度確定取。g) 淹塔校核a 精餾段為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜高度液柱通過降液管的壓頭損失 板上清夜高度 則已選定，所以可見，故不會淹塔。5．液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從《化工原理課程設(shè)計》式532的關(guān)系，即 本設(shè)計中物系屬一般物系，取，則板上不設(shè)進口堰，可由《化工原理課程設(shè)計》式530計算，即液柱故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。4．漏液對篩板塔，漏液點氣速可由《化工原理課程設(shè)計》式525計算，即實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計中無明顯漏液。２．液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由代入數(shù)據(jù)整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表。４．液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由《化工原理課程設(shè)計》式59得故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。圖 35 脫輕塔精餾段塔板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。２．液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由代入數(shù)據(jù)整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表。４．液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由《化工原理課程設(shè)計》式59得故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。圖 36 脫輕塔提餾段塔板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。已知：工業(yè)水單價：，電單價：，蒸汽單價：1800元/t所以，燃料及動力費（3）直接工資取生產(chǎn)工人工資為（4）其他直接支出費用 ( 5 )管理費用，取生產(chǎn)成本的為：( 6 )財務(wù)費用，取流動資金利息的2倍為： ( 7 )銷售費用，取年銷售收入的為： ( 8 )總成本費用，對于化工企業(yè)： （c）銷售收入、稅金和利潤（1）增值稅 （2）城鄉(xiāng)維護建設(shè)稅（3）教育費附加（4）利潤（5）所得稅（6）靜態(tài)投資效果系數(shù) （7）盈虧平衡分析 盈虧平衡可以用產(chǎn)量、銷售收入或生產(chǎn)能力利用率等表示以實際產(chǎn)品產(chǎn)量或銷售量表示的盈虧平衡項目的銷售收入與產(chǎn)品產(chǎn)量或銷售量為線性關(guān)系，即 而產(chǎn)品的產(chǎn)量與總成本的關(guān)系為： 在盈虧平衡時，銷售收入等于生產(chǎn)總成本，設(shè)此狀態(tài)時的產(chǎn)量為， 因為 保本產(chǎn)量為： 以銷售價格表的盈虧平衡指在一定的生產(chǎn)條件下，銷售總收入與總成本達到收支平衡時產(chǎn)品售價，設(shè)盈虧平衡點價格為，因為則以生產(chǎn)能力利用率表示盈虧平衡一般來說，固定成本與產(chǎn)品的產(chǎn)量無關(guān)，項目的生產(chǎn)能力是確定的，在單位產(chǎn)品售價一定的條件下，要維持收支平衡，必須有一個最低規(guī)模產(chǎn)量，即最低的生產(chǎn)能力利用率，設(shè)為設(shè)計成產(chǎn)能力，為生產(chǎn)能力利用率，則三廢處理三廢是廢氣、廢水、固體廢棄物的總稱。本裝置的原料碳四產(chǎn)品及其少量的副產(chǎn)品都是產(chǎn)品都是毒物質(zhì)，雖然危害不大，但對人體的健康和環(huán)境的毒害作用不可忽視，所以為了保護環(huán)境，減少污染，保證安全，碳四原料的放空均引入車間的氣放管網(wǎng)，對于液態(tài)烴的排放，則由液放管線拍之車間的排放灌，然后排至火炬環(huán)網(wǎng)。第二，知道了吉林有機合成廠成產(chǎn)丁二烯具體方法，了解了車間的布置，熟悉其工藝流程生產(chǎn)條件、操作數(shù)據(jù)等實際