【正文】 因此，總實際塔板數(shù)為 N 實 =6+11=17 四、工藝計算 操作壓力 塔頂操作壓力 k P appp D ????? 表當?shù)? 每層塔板壓降 kPap ?? 進料板壓力 kpp F ???? 精餾段平均壓力 (+)/2= kPa 塔底操作壓力 39。 取回流比為 R=2Rmin= y溫度 /℃ x y 溫度 /℃ x y 1 1 55 40 60 45 65 50 0 0 11 進料液量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算 塔頂產品產量：要求年產量 萬頓，出去每年的設備維護及放假時間，每年按 300 天的工作日計算，連續(xù)操作，每天 24 小時，日產量為 頓所以塔頂?shù)牧髁繛椋?hk m o lD / 3 3 3 ?? ?? 由全塔的物料 衡算方程可寫出： DRVVWxDxFxWDFWDf)1(39。 設計任務及要求 原料：正戊烷 正己烷 正乙烷含量：料液含量 （摩爾分數(shù)） 設計要求：塔頂?shù)恼彝楹坎恍∮?（摩爾分數(shù)） 塔底的正乙烷含量不大于 （摩爾分數(shù)） 回流比為最小回流比的 2 倍 其中 （因為摩爾分數(shù)計算比較方便） 質量分數(shù)轉化為摩爾分數(shù) 液料轉化：59 86457255 7255?? 塔頂正乙烷轉化： 86472967296?? 塔底正乙烷轉化 8696724 724?? 正乙烷和正戊烷的基本數(shù)值如下圖① 石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊 .pdf 7 操作壓力 為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓 其中塔頂壓力為 4kPa（表壓）或 （絕對壓力） 塔底壓力 ? ?PaN )5 3 0~2 6 5(100 4 3 2 5 ?? 8 二、流程的確定和說明 加料方式 加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料。 1 課程設計說明書 題目 : 分離正戊烷 正己烷用篩板精餾塔設計 2 安徽理工大學課程設計（論文）任務書 機械工程學院 過控 教研室 學 號 2020301920 學生姓名 專業(yè)（班級） 過控 111 設計題目 分離正戊烷 正己烷用篩板精餾塔設計 設 計 技 術 參 數(shù) 料液種類：正戊烷 正己烷混合液 年處理量： 40000 噸 料液濃度： 55% （輕組分質量分數(shù)） 塔頂 產品濃度： 96%（輕組組分質量分數(shù)） 塔底釜液濃度： 96%（重相組分質量分數(shù)） 每年實際生產天數(shù)： 330天（一年中有一個月檢修） 精餾塔塔頂壓強： 4kPa（表壓） 設備形式：篩板精餾塔 廠址：淮南地區(qū) 設 計 要 求 完成精餾塔工藝設計、精餾設備設計、配管設計，繪制塔板結構簡圖，編制設計說明書。 技術來源 目前，精餾塔的設計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所 做的計算也采用嚴格計算法。 q 線為垂直線，則 ?? Fp xx 如圖 31，過點 e（ ， ）做直線 ?x 交平衡線于點 p ，由點 p 可讀得 py =，因此： 6 8 9 1 8 1 6 Dm i n ???????pppxy yx 操作回流比為： R=()Rmin。 s 全塔液體的平均黏度： 14 μ Lm =（ μ LF+μ LD +μ LW） /3=（ ++） /3= mPa 選用凹形受液盤，深 度 mmW 50h ?? 塔板布置及篩孔數(shù)目與排列 （ 1）塔板的分塊 因 D≥800mm，故塔板采用分塊式。s，計算結果列 于下表： L180。= 103? 1?( ? )?（ ） 2/3= 故 Vs2= 在操作范圍內，任取幾個 Ls 值，依上式計算出 Vs 值，計算結果列于下表： Ls， m3/s Vs， m3/s 由上表數(shù)據(jù)可作出液泛線 5 提餾段 a39。s 值，計算結果列于下表： L180。= 103E( 1?? )（wl3600 ） 2/3 ?? 將有關數(shù)據(jù)代入得 精餾段 35 a39。s， m3/s V180。 提餾段 由 ?DlW ，查圖 10 得： ?TfAA ?DWd 故： 8 8 mAA Tf ???? mDW d 2 3 6 4 4 ???? 27 依式 sL3600 ?? Tf HA? 驗算液體在降液管中的停留時間，即 ? ?ssHA Tf 6 0 00 0 8 6 0 0L3 6 0 0 s ??? ???? ?? （ 4）降液管底隙高度 0h 計算公式：0s0 39。 s，μ B= mPaA/kpa p176。此外 ,蒸餾用塔的能量耗費巨大 ,也是眾所周知的。在正常操作狀況下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。 泡點進料對塔操作方便，不受季節(jié)氣溫影響。39。m=（ +） /2= kg/kmol ML180。 Hd 可用下式計算，即 dLpd hhhH ??? （ 1）與氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐?ph 精餾段 mhp ? 提餾段 mhp ? （ 2 ）液 體 通過 降液 管的 壓 頭損 失 dh ， 因 不設 進口 堰 ，故 按 式20 ????????? hlhwd計算，即 精餾段 mhd 00 00 2 ??????? ??? 提餾段 mhd 2 ??????? ??? （ 3）板上液層高 度 精餾段 mhL ? 因此 mhhhH dLpd 1 1 0 0 1 5 8 ??????? 取 ?? mHT ? mhW ? 則 ? ? ? ? mhH wT 2 4 3 9 ?????? 可見 ? ?wTd hHH ??? ，符合防止淹塔的要求。Vs2=b39。39。39。Ls2d39。 物沫夾帶 由式 ?????? ????fTv hH u? 得 精餾段 smVfTsa / ????? mhLf 1 2 ???? 所以 氣液氣液 kgkgkgv /???????? ???? ?? 同理得提餾段 氣液氣液 kgkgkgkgv /?? 故可知此設計下不會產生過量的物沫夾帶。L 3s ?? ???? ??? C 由公式 20 ??????? ?CC求取，其中的 C20由附圖 5 查取，圖中橫坐標為 精餾段： 2/12/1s ??????????????????? VLsV ?? 提餾段： 0 9 3 1 3 1 33 6 0 03 1 3 6 0 00 0 8 2/12/1ss ?????????????????????VL?? 取板間距 HT=，板上液層高度 hL=，則 HThL== 圖 51 計算篩板塔汽液負荷因子用的曲線圖 23 查圖 51 得精餾段： C20= 提餾段 :C20= 精餾段負荷系數(shù) C（精） 07 ???????????????? LmCC ? smCVVL / m a x ?????? ? ?? 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 u== =提餾段負荷系數(shù) C（提） 39。 Wxxyxyxyxyxyyx???? ????? ????? ????? ????? ????? ????? ????? ????? ????? ??998877665554相平衡操作線相平衡操作線相平衡操作線相平衡操作線相平衡操作線 得：因 總理論板為 9（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為 3，第 4 板為進料板 全塔效率的估算 由表 1 數(shù)據(jù)可得理 想混合溶液的 tyx 圖： 13 溫度t/℃正戊烷的摩爾分數(shù)，x或y圖2x W x Fx D由圖 2 得：塔頂?shù)臏囟?tD=℃ 進料口處的溫度 tF=℃ 塔釜溫度 tW=℃ 精餾段平均溫度 ct ?? 提餾段平均溫度 ct ?? 因此全塔平均溫度為： Ctttt WDFm ???????? 查數(shù)據(jù)得 ： t=50℃時，μ A= 由于泡點進料時，塔的制造比較方便，而其他進料方式對設備的要求高，設計起來難度相對加大，所以采用泡點進料。在生成的氣相中，混合物的組成將發(fā)生改變，相對揮發(fā)度大的輕相在氣相中得到富集，而相對揮發(fā)度小的重相則在液相中富集，從而達到分離提純的目的。據(jù)統(tǒng)計 ,在整個化工工藝設備總投資中塔設備所占的比重 ,在化肥廠中約為 21%,石油煉廠中約為 20一 25%,石油化