【文章內容簡介】 摩爾分數mol%100塔釜餾出液質量流量kg/h質量分數m%100摩爾流量kmol/h摩爾分數mol%100 確定塔的操作壓力及溫度(一) 確定塔操作壓力取=40℃，塔頂采用冷凝器，查得40℃下，塔頂各組分的飽和蒸汽壓，由=/以及泡點方程=1得=。表324 T301塔頂各組分基本數據組分正丁烷異戊烷正戊烷Pi，atm,atm所以，=，取管線壓力= atm，則=+=+=，設塔板數為84塊P=,則=+NpP=+84=。(二) 塔頂塔釜溫度的確定(1)塔頂溫度由前可知，=，由露點方程=1試差，即。表325 T301塔頂各組分基本數據組分正丁烷異戊烷正戊烷,atm（40℃）,atm（43℃）所以，=43℃。(2)塔釜溫度的確定由前面計算知，= atm,用泡點方程=1，即=進行驗證，得到表326。表326 T301塔底各組分基本數據組分異戊烷正戊烷異己烷正己烷,atm（60℃）,atm（61℃）所以，=61℃。 驗證T301清晰分割是否成立以重關鍵組分正戊烷為基準，則有= /。表327 T301各組分相對揮發(fā)度表溫度組分正丁烷異戊烷正戊烷異己烷正己烷43℃61℃由表327表，輕關鍵組分異戊烷=.Nm = = =則塔釜正丁烷W正丁烷==1016，x正丁烷=W正丁烷/W=1019同理可得：塔頂異己烷x異己烷 =1018，塔頂正己烷x正己烷=1019所以，T301清晰分割合理。 確定最小回流比由公式(32)、(33)計算，取飽和液相進料，進行θ試差，得到下表：表328 T301確定θ基礎數據表組分進料組成xiF，mol%θ=正丁烷異戊烷正戊烷異己烷正己烷合計100所以，θ=。由(31)得到，=。表329 T301求適宜的R及N計算數據表R/RmRXYNN（R+1）以R/Rm為x軸，N（R+1）為y軸作圖可得：圖33 T301最小回流比示意圖由圖33得到，當R/Rm=，R=，=。 全塔效率及確定實際塔板數(一) 全塔效率平均溫度T==52℃查《石油化工基礎數據手冊》得到各組分粘度如下表：表330 T301各組分粘度表組分正丁烷異戊烷正戊烷異己烷正己烷,cP則由奧康奈爾法：μ=Σμixi= 正戊烷=，則全塔效率==(二) 實際塔板數的確定=/=，即85塊假設塔板數為N=84塊塔板，所以在誤差范圍內，假設合理。由 得到=，=，圓整后得到=37塊，=48塊。進料在第38塊板。 進料溫度及壓力的確定由前面計算知道，=，利用泡點方程試差法=，求。表331 T301進料溫度基本數據組分正丁烷異戊烷正戊烷異戊烷正己烷Xi4060經過試差得，進料溫度=℃。表332 各塔操作條件匯總表操作參數T101T201T301T，℃回流404040塔頂534543進料8050塔釜1228961P，atm回流塔頂進料塔釜R續(xù)表操作參數T101T201T301N實際塔板數 288785精餾段塔板數 124837提餾段塔板數 163948第四章 能量衡算 T101能量衡算 焓值計算表41 T101各組分焓值組分丙烷異丁烷正丁烷異戊烷正戊烷異己烷正己烷混合焓值回流40℃質量分數m%HLD（kJ/kg）塔頂53℃質量分數m%HIV（kJ/kg）進料80℃質量分數m%HIF（kJ/kg）塔釜122℃質量分數m%HW（kJ/kg）注：表41中的焓值單位kJ/kg 熱負荷的計算(1)計算冷凝器熱負荷QCQDQCQVQL圖41 冷凝器熱負荷計算圖冷凝器為泡點回流，由物料平衡得：QC=(L+D)(HV1－HLD)=(R+1)D()=(＋1)(－)= ()(2)計算再沸器熱負荷QBQWQBQDQCQLQV分布區(qū)Q`圖41 再沸器熱負荷計算圖由全塔熱量衡算式：QF+QB=QC+QV+QL+QW即：FHF+QB=DHV+QC+WHW+QL，其中QL=5%max(QB，QC)假設 QL= 則：QB= [D(R+1)Hv+WHw－FHF－RD HLD]/　 　　　=[(+1)+－17083－]/ =由于QBQC，所以假設成立。 計算傳熱劑用量(1)冷卻水用量取循環(huán)上水為25℃，循環(huán)下水為35℃，則△t=3525=10℃查得水的CP= kcal/(kg℃)= kJ/(kg℃)(10)=(2)蒸汽用量(℃)，查得氣化潛熱rB= T201 能量衡算 焓值計算表42 T201混合焓值組分正丁烷異戊烷正戊烷異己烷正己烷混合焓值回流40℃質量分數m%HLD（kJ/kg）塔頂45℃質量分數m%HIV（kJ/kg）進料50℃質量分數m%HIF（kJ/kg）塔釜89℃質量分數m%HW（kJ/kg）注：表42中的焓值單位kJ/kg 熱負荷的計算 (1)計算冷凝器熱負荷QC QC=()(2)計算再沸器熱負荷QBQB =() 計算傳熱劑用量(1)冷卻水用量 取循環(huán)上水為25℃，循環(huán)下水為35℃，則△t=10℃(10)= (2)蒸汽用量 (℃)， T301 能量衡算 焓值計算表43 T301混合焓值組分正丁烷異戊烷正戊烷異己烷正己烷混合焓值回流40℃質量分數m%HLD（kJ/kg）塔頂43℃質量分數m%HIV（kJ/kg）進料49℃質量分數m%HIF（kJ/kg）塔釜54℃質量分數m%HW（kJ/kg）注：表43中的焓值單位kJ/kg 熱負荷的計算(1)計算冷凝器熱負荷QC QC= (2)計算再沸器熱負荷QB QB= 計算傳熱劑用量(1)冷卻水用量取循環(huán)上水為25℃，循環(huán)下水為35℃，則△t=10℃，所以，(10)=(2)。 三塔熱量衡算表表44 三塔熱量平衡匯總 項 目質量流率，kg/h熱量，KJ/hT101進塔進料17083106再沸器106小計107出塔冷凝器106塔頂107塔釜106損失105小計107T201進塔進料106再沸器106小計106出塔冷凝器106塔頂107塔釜105損失105小計107續(xù)表 項 目質量流率，kg/h熱量，KJ/hT301進塔進料106再沸器107小計107出塔冷凝器107塔頂107塔釜106損失106小計107第五章 設備工藝計算及選型 T101的設計與選型選用板式塔 塔徑的計算(一)精餾段查得各組分相應密度[7]數據如表51：表51 T101精餾段各組分數據表組分T=53℃ P=丙烷異丁烷正丁烷異戊烷合計氣相摩爾分數，yi100相對分子質量，M氣液相平均分子質量，M平液相質量分數，100液相密度，kg/m3/104104104105103① 液相密度的計算：=1/= kg/m3②氣相密度[8]的計算：由于T101操作壓力P3atm，不能直接計算，需用壓縮因子法求算。壓縮因子Z：=， = 表52 精餾段氣相密度基礎數據表組分丙烷異丁烷正丁烷異戊烷合計yi100Tc，K398Pc，MpaWi由kay式混合規(guī)則：==398K==Tr=(53+)/Tcm=Pr=落在普遍化關系下方，適用于普遍化壓縮因子由Pr，Tr查《化工熱力學》[8]P15P16得，Z0=，Z’=，Wr=， Z= Z0+Wr Z’=+=氣相密度：v=PM平/ZRT=()/()=③計算塔徑：液相摩爾流率：Lm=RD==氣相摩爾流率：Vm=（R+1)D== kmol/h液相體積流率：Lh=LmM/L =氣相體積流率：Vh=VmM/g=由波津法初估塔徑，取安全系數K=分別取板間距為：450，500，600mm取=450mm： umax = ==取Ks=1，K=則適宜的氣體流通截面上的氣速：un=KKsumax=1=則空塔氣速：u==塔徑：同理可作表：表53 T101精餾段塔徑HT,mumax,m/su,m/sD,m圓整,mD2HT,m3根據塔體積最小原則選取HT=450mm，D=(二)提餾段 查得各組分相應密度數據如表54表54 T101提餾段各組分數據組分T=122℃ P=正丁烷異戊烷正戊烷異己烷正己烷合計氣相摩爾分數，yi100相對分子質量，M氣相平均分子量M平液相質量分數，100液相密度，kg/m3/106104104104104103① 液相密度的計算：=1/= kg/m3②氣相密度的計算：由于T101操作壓力P3atm，需用壓縮因子法求算表55 提餾段氣相密度基礎數據表組分正丁烷異戊烷正戊烷異己烷正己烷合計xi，yi100Tc,KPc,MpaWiTr=，Pr=查得=， =Z=+==PM平/ZRT=()/()=③計算塔徑：液相摩爾流率：=V+qF=氣相摩爾流率：==液相體積流率：=ML/L =氣相體積流率：=Mg/g=取HT=450mm：=取Ks=1，K=則適宜的氣體流通截面上的氣速：un=KKsumax=1=則空塔氣速：u==