【正文】 表 14 單 溢流型塔板結構參數(shù) 塔徑 D mm 塔截面積 AT/m2 板 間距HT/mm 弓形降液管 降液管截面積 Af / m2 Af /AT lW /D 堰長 lW mm 寬度 Wd mm 2200 450 1320 242 確定用 37 個浮。 計算實際空塔氣速 實‘u = 浮閥塔板結構尺寸確定 塔板布置 1．浮閥型式 選擇 F1 型重閥，閥重 33g，閥孔直徑 Φ39mm ，閥片直徑 Φ48mm ，浮閥最大開度為 ，最小開度為 。u = = 39。 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院 論文 36 組分 wt% i? (dyn /cm) iix? C2 / / C3= ∑ ? = mN /m 提餾段 塔底溫度為 78℃ ，查得 78℃ 時各純組分液體表面張力，計算結果如下表。 表 13 塔內(nèi)氣液兩相負荷 項目 氣相負荷 液相負荷 m3/h m3/s m3/h m3/s 精餾段 0..073 提餾段 塔徑的估算 最大允許氣速 取板間距 HT=，取板上液層高度 hL= HT－ hL=－ = 1．計算液相表面張力 ?? iix?? 式中 ? —— 液體表面張力， mN /m。L = =換算成體積流量： hmV / 9939。L =L+qF=L+F=+= kmol/h 換算成質(zhì)量流量： 39。 表 12 塔頂與塔底氣、液相密度數(shù)據(jù)表 項目 氣相密度 V? ( kg/m3) 液相密度 L? ( kg/m3) 塔頂 塔底 計算氣、液相負荷 1．精餾段氣、液相負荷 氣相流量 V=（ R+1） D=（ 20 + 1） =液相流量 L=RD=20 =換算成質(zhì)量流量： V= =L= =換算成體積流量： 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院 論文 35 ??V hm/3 = sm/3 smhmL /33 ??? 2．提餾段氣、液相負荷 進料狀態(tài)為飽和液體，因此 q=1 氣相流量 39。 組分 yi(mol%) TCi (K) PCi(MPa) yi TCi yi PCi Mi(kg/kmol) yi Mi C2 30 C3= 42 C3o 44 iC4 58 ∑ 注：第二列數(shù)據(jù)見表 4。 組分 yi(mol%) TCi (K) PCi(MPa) yi TCi yi PCi Mi(kg/kmol) yi Mi C2 C3= ∑ 注：第二列數(shù)據(jù)見表 4。 ?? Ciir PyPP ?? Ciir TyTT 式中 PC i —— 臨界壓力， kPa； TCi—— 臨界溫度， K； yi—— 氣體混合物中 i組分的摩爾分數(shù)。 V MPZRT? ? 式中 V? —— 氣體混合物的平均密度， kg/m3； P —— 氣體的壓力， kPa； M—— 氣體的平均摩爾質(zhì)量， kg/kmol； R—— 通用氣體常數(shù)， R = (kmol1L?= 則 39。 組分 Wt% ? i (kg/m3) iwix? C2 0 0 C3= 370 C3o 380 iC4 480 ∑ 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院 論文 33 注：第二列數(shù)據(jù)見表 4。 ?L?1 L? =2．塔底液體密度 塔底溫度為 78℃ 。 查得 51℃ 時各純組分液體密度，計算結果如下表。 ??? ni iwiL x11 ?? 式中 L? —— 液體混合物的平均密度， kg/m3； ? i—— 液體混合物中純 i組分的密度， kg/m3； wix —— 液體混合物中 i組分的質(zhì)量分數(shù)。 ∴ BQ ＝ VQ ＋ WQ － FQ － RQ 則丙烯塔再沸器的熱負荷： BQ ＝ 710? kcal/h＝ 810? kJ/h 丙烯塔冷凝器熱負荷的計算 選圖 4中 1框作為計算冷凝器熱負荷的范圍： 熱量衡算式為： VQ ＝ CQ ＋ RQ ＋ DQ CQ — 冷凝器的熱負荷 kJ/h VQ — 塔頂蒸氣帶入 1框 范圍的熱量 kJ/h RQ — 回流液帶出 1 框的熱量 kJ/h DQ — 塔頂產(chǎn)品帶出 1框的熱量 kJ/h 基準狀 態(tài)：選－ 129℃飽和液體，即在此溫度下飽和液體的焓 H－ 129℃＝ 0 冷凝器熱負荷 的計算 物料為飽和氣體，溫度為 40℃，壓力為 ，物料量為 ； 組 分 Xi（ mol%） Hi(kcal/kg) XiHi C2 178 C3= 178 C3o 111 ∑ DQ =D∑ XiHi= = 610? kcal/h= 610? kJ/h 回流罐熱負荷 的計算 物料為飽和液體，溫度為 40℃，壓力為 ，物料量為 21 ；（ R=21） 組 分 Xi（ mol%） Hi(kcal/kg) XiHi C2 95 C3= 95 C3o 26 iC4 RQ =R∑ ∑ XiHi= = 610? kcal/h= 710? kJ/h 塔頂熱負荷 的計算 物料為飽和氣體，溫度為 41℃，壓力為 ，物料量為 （ R+1） kg/h；R＝ 21 組 分 Xi（ mol%） Hi(kcal/kg) XiHi C2 179 C3= 179 C3o 113 ∑ VQ = V ∴ BQ ＝ QV ＋ WQ － QF － RQ 則再沸器的熱負荷： BQ ＝ 610? kcal/h＝ 610? kJ/h 脫乙烷塔冷凝器熱負荷的計算 選圖 3中 1框作為計算冷凝器熱負荷的范圍： 熱量衡算式為： VQ ＝ QC ＋ RQ ＋ QD QC — 冷凝器 的熱負荷 kcal/h VQ — 塔頂蒸氣帶入 11范圍的熱量 kcal/h RQ — 回流液帶出 1 框的熱量 kcal/h QD — 塔頂產(chǎn)品帶出 1框的熱量 kcal/h 基準狀態(tài)：選－ 129℃飽和液體，即在此溫度下飽和液體的焓 H－ 129℃＝ 0 冷凝器熱負荷 的計算 物料為飽和氣體，溫度為 35℃，壓力為 ，物料量為 ； 組 分 Xi（ mol%）※ Hi(kcal/kg) XiHi C2 168 C3= 168 ∑ 168 此列數(shù)據(jù)見表 3 QD =D∑ XHii= 172= 610? kcal/h= 610? J/h 再沸器熱負荷 的計算 物料為飽和液體，溫度為 35℃，壓力 為 ，物料量為 20 kg/h；（ R=20） 組 分 Xi（ mol%） Hi(kcal/kg) XiHi 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院 論文 27 C2 93 C3= 93 ∑ 93 ※此列數(shù)據(jù)見表 5 RQ = R∑ XHii=?= 610? kca = 610? kJ/h 塔頂熱負荷 的計算 物料為飽和氣體，溫度為 47℃，壓力為 ，物料量為（ R+1） ；R＝ 20 組 分 Xi（ mol%）※ Hi（ kcal/kg） XiHi C2 172 C3= 172 ∑ 172 ※此列數(shù)據(jù)見表 5 VQ = V 表 11 丙 烯塔塔板數(shù)計算結果 項目 最 小 回流比 實 際 回流比 最少理 論板數(shù) 理論板數(shù) 實際板數(shù) 全塔效率 進料位置 數(shù)值 21 87 117 188 第 5 5 59塊板 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院 論文 25 第 5 章 熱量衡算 脫 乙 烷塔熱量衡算 熱量衡算示意圖見圖 6。 F lWlF h DxxnWm D x x??? ? ?????（ ） 及 m n N?? 根據(jù)表 4的數(shù)據(jù)， 將相關條件帶入方程可得： 20 ?????? ??? ）（ hDlWlFhF xxxxDWmn = 2 8 0 1 0 6 2 2 2 7 8 3 2 02 0 ????????? ???????? .m+n=188 解方 程組可得： 精餾段塔板數(shù) n=55 提餾段塔板數(shù) m=133 進料口取三個，分別是由上向下數(shù)的第 55 塊和第 5 59 塊板上。 ttNN E? 把相關條件帶入方程可得 188% ??? EtNtN 根據(jù)現(xiàn)場實際，取丙烯塔的塔板數(shù)為 188塊。 ? ? 0 .2 4 50 .4 9t c p ll x i liEuuu? ???? 根據(jù)表 8數(shù)據(jù)計算 定性溫度 ???T ℃ 查得 ℃ 各組分粘度得 ： 組分 xFi iL? (mPas) iL? xFi (mPas) C3= C3o iC4o ∑ 注：第二列數(shù)據(jù)見表 4。 R 1min??RRR 1min??NNN N 16 132 18 121 19 117 20 115 21 110 22 101 由計算結果可以看出當 R=18～ 22 之間塔板數(shù)變化最慢，所以確定回流比為 21則理論板數(shù)為 110塊。 1lglgm i n ??????? ??????????????????????? ??????????????????lhwlhDhlxxxxN ? 理論塔板數(shù)和實際回流比的確定 應用吉利蘭關聯(lián)圖，根據(jù)實際回流比 R，采用簡捷法計算理論板數(shù)。 組成 ij? xDi % ij? xDi ???ij ????ij Diijx 2c C3= 001029 C3o ∑ 100 注：第三列數(shù)據(jù)見表 4。 3．最小回流比計算 將 ? = ? ???ni ijDiij xR 1m in ??? 中，計算 Rmin。 再設 ? =，計算結果詳見下表。 組成 xFi ij? ij? xFi ???ij ????ij Fiijx 2c C3= C3o iC4o ∑ 注：第二列數(shù)據(jù)見表 4。通過試差法計算 ? 值。 1．確定相對揮發(fā)度 由 pTk 圖查得液相各組分的平衡常數(shù)， 選取 C3o 組分為基準組分 j，計算相對揮發(fā)度 ij? ，詳見下表。 脫 乙 烷塔塔板數(shù)計算結果匯總 脫 乙 烷塔塔板數(shù)計算結果見 下 表 。 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院 論文 20 F lWlF h DxxnWm D x x??? ? ?????（ ） m n N?? 式中 n—— 精餾段塔板數(shù)； m—— 提餾段塔板數(shù)； W—— 塔底釜液的流量， kmol/h； D—— 塔頂餾出液的流量， kmol/h； xhF—— 料液中重關鍵組分的組成， mol%； xlF—— 料液中輕關鍵組分的組成， mol%； xlW—— 釜液中輕關鍵組分的組成， mol%； xhD—— 餾出液中重關鍵組分的組成， mol%； NP—— 實際塔板數(shù)。 把相關條件帶入方程可得 42%6025 ??? EtNtN 根據(jù)現(xiàn)場實際，取 脫乙烷 塔的塔板數(shù)為 42 塊。 ? ? ? ? % ???? ? ??lcpE ut ? 注：實際塔板效率達不到 %，則選取 60% 2．實際塔板數(shù)的確定 實際塔板數(shù)由下式計算。 ? ? 0 .2 4 50 .4 9t c p ll x i liEuuu? ???? 式中 Li? —— 塔頂與塔底平均溫度下組分 i的液相黏度， mPas。 根據(jù)前面相對揮發(fā)度的計算可知， lh? = 根據(jù)表 2的數(shù)據(jù)， 把相關條件帶入芬斯克方程可得 ： 0001..01lglgm i n ???????? ???????????????? ???????? ??????????????????lhWlhDhlxxxxN 理論塔板數(shù)和實際回流比的確定 應用吉利蘭關聯(lián)圖，根據(jù)實際回流比 R，采用簡捷法計 算理論板數(shù)。 所以 Rmin＝ － 1＝ 遼寧石油化工大學繼續(xù)教育學院 論文