设计一连续操作精馏装置用以分离轻烃混合物课程设计说明书.pdf

干阂儿也入学（华东）CHINA UNIVERSITY OF PETROLEUM中国石油大学（华东）化工原理课程设计说明书学 院 化学工程学院_专业班级 化学工程与工艺2009级6班 _ _ 化工原理课程设计任务书一、题目设计一连续操作精播装置，用以分离轻燃混合物。二、原始数据1、原料处理量 360吨/天组成（质量分率）n C3,0.05,iC4,0.15,n C4,0.25,iC5,0.20,n C5,0.35进料状态（摩尔汽化率）0.162、产品要求塔顶产品 iC540.03塔底产品 n C40.01三、设计要求1、用Ma t hca d、Ex cel或手算完成塔的简捷计算及塔板设计、换热器等的选用2、若在设计前已完成Aspen plus或Pr。II软件的学习，采用软件完成塔的严格设计3、用Aut oca d绘制流程简图、浮阀排列图、塔体总图及塔盘装配图4、说明书（电子版）5、提交电子版文档及纸版：设计说明书、计算源程序、图纸2摘要本设计书的目的在于设计一连续精储装置，用以分离丙烷、异丁烷、正丁烷、异戊 烷、正戊烷混合物。使异戊烷在塔顶的产品的含量不大于1%,正丁烷在塔底产品中的含量 不大于3%。设计书通过物料衡算确定本精保塔的操作温度、操作压力、最小理论板数、最 小回流比、实际板数、理论板数、进料位置、进料温度、进料压力等。通过部分能量守恒 和全塔能量守恒确定了塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷，并进行选型和校核。设计书还 进行了塔设备的工艺计算和选型，并进行了水力学校核，做出塔板负荷性能图，同时还进 行了塔附件和塔体的初步计算、塔体辅助设备的设计和选型。3目录第一章前言.7第二章 精福塔的流程简图.8第三章全塔的物料衡算3.1 物料衡算.93.1.1 进出物料衡算.93.1.2 计算各组分的摩尔流率和摩尔分数.93.2 操作条件的确定3.2.1 回流罐压力温度.113.2.2 塔顶压力温度.12323塔底压力温度.123.2.4 非清晰分割校核.123.3 回流比和理论板数计算3.3.1 求最小回流比和最小理论塔板数.143.3.2 求适宜的回流比和理论塔板数.163.4 求全塔效率和实际塔板数.173.5 进料位置及进料温度.23第四章能量衡算4.1 塔顶冷凝器的热负荷.264.2 再沸器的热负荷.284.3 塔顶冷凝水及塔底蒸汽用量.28第五章精微塔的设计与选型5.1 容许气速与塔径计算5.1.1 精储段塔径.295.1.2 提储段塔径.325.2 溢流装置5.2.1 板上液流型式的选择.36522溢流装置.3645.2.3 受液盘.375.2.4 降液管.375.3 塔板布置5.3.1 浮阀的阀型.38532浮阀的排列.38533塔板的开孔率.395.3.4 区域戈IJ分.395.4 塔板的流体力学校核5.4.1 塔板压降.415.4.2 雾沫夹带量.425.4.3 降液管中液面高度.455.4.4 漏液.465.4.5 降液管内停留时间.465.5 塔板的负荷性能图6.5.1 精储段负荷性能图.466.5.2 提储段负荷性能图.48653塔板设计结果分析.50第六章.塔体的初步设计6.1 筒体.516.2 封头的设计.516.3 人孔及手孔的设计.516.4 塔高.516.5 塔接管的设计6.5.1 塔顶蒸汽出口管径.526.5.2 回流管管径.526.5.3 进料管管径.52654塔底出料管径.536.5.5 塔底至重沸器连接管径.5356.5.6 重沸器返塔连接管径.53第七章塔的辅助设备选用7.1 塔顶冷凝器的计算及选型7.1.1 塔顶冷凝器的热负荷.547.1.2 平均温差.547.1.3 经验选取换热器总传热系数.547.1.4 估算换热面积.547.1.5 初选换热器.547.1.6 计算管程对流系数.557.1.7 计算壳程对流系数.557.1.8 求取总传热系数.567.1.9 压力核算.597.2 再沸器的选择.61八设计结果汇总.62九课程设计小结.65十参考文献.666第一章前言化工生产中所处理的原料、中间产物、粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而 且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，通常需要 将这些混合物分离为较纯净或儿乎纯态的物质。精福是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到 广泛应用。精储过程在能量计的驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混 合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转 移。实现原料混合物中各组成分离。该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为 设计一定处理量的分离丙烷、异丁烷、正丁 烷、异戊烷、正戊烷混合物的精储塔。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初 步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化 学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在 设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精福塔具有较大的生产能力，另外还要满足一定的工 艺要求。满足节能减排的要求，节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度 的高低，一方面影响到冷却水用量，另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用 和设备费用均有影响，因此设计是否合理直接关系到生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。7第二章精僧塔的流程简图图2.1精镭塔流程简图由图可知，精储塔于中部进料，分为精福段和提镭段。塔顶得到较轻组分的产品，且设有 塔顶冷凝器；塔底得到较重组分的产品，且设有塔底再沸器8第三章全塔的物料衡算3.1操作条件的确定3.1.1进出物料衡算设：塔顶的产量为D,塔底的产量为W；塔顶组分的质量分率为力，xBD,xCD,xDD,xED塔底组分的质量分率为匕勿，xBIV,xc l v,xDl v,XEIV=0.05XAIV 0 xBF=0.15XBW 0已知：.xCF=0.25Xc w 0.01*df=0.20 xDD-0.03%=0.35D+JV=J 360(1)Fxxf=Z?x xAD-360 x 0.05=18(2)方程：F x X BF Ax%=360 x 0.15=54(3)*FxXcf=Z?x xCD+歹x xCf V-Z?x xCD+%x 0.01=360 x 0.25=90FxXdf=Dx xDD+ZTx x册=Dx 0.03+%x xDW-:360 x 0.20=72尸 X X EF Dx Xed+叩 X Xew-W X Xew=360 x 0.35=126(6)AD+Xbd+XCD+XED+XDD 1(7)刀=165勿=195联立方程（1）至（7）解得:认=0.1091 xBD 0.3273 xCD=0.5336 xDl v-0.3438 丫七族0.6462经公式(8)+Xbw+-CW+%+Xew 1 验证合；3.1.2计算各组分的摩尔流率和摩尔分数A、摩尔流率的计算进料的摩尔流量9Mf=44 x XAF+58 x XBF+58x XCF+72 x XDF+72 x XEF=63.8028F-360-5642.386Zw/d ay=235 399 k mol I hr d ay塔顶混合物的摩尔流量：0=44x*+58x*/?+58XDWlog（zB22-）log1=-0.31810.023490.3430、.储勿=3.8156x 10-4 工（因此清晰分割假定合理。log 2.32960,此含量极微；-1=10.12313.3回流比和理论板数计算3.3.1最小回流比和最小理论板数的求解A、用恩德伍德公式Z%.XiD a.-0=4in+1 ZWj.XiF=1-夕求解41bl:选择重关键组分异戊烷（D）为对比组分，查图9-2时用的温度、压力分别为:（金+“）_ 72一/O2隗+4贞）25.7895Zw由石油化工原理图9-2煌类相平衡常数图查得相平衡常数:=3.69,储=1.89,右=1.42,颔=0.70,=0.56G=9=5.2714，“”2.7000,K D K Da2.0286,aEDK1=0.8000%利用式za.XiF%一e=1-夕试差求得9:已知 e=l 夕=0.16；14%”%e展开为I a BD.XBF+a CD.XCF+a DD XDF+a ED.XEF a 4)_ 9 a.db-Q a。a a 即一假设e=1.3161,则有:%.iF _ a AD.+a BD XBF+CD +DD、Xdf+。ED，Xef=0 6009aAD aDB aCD aDD 0-ED窗荫足误差在1%之内，故6=1.3161由。=1.3161以及X f=火m+1 可求的41nl:Q.一(7%XiD _ a ad X+a bd Xbd+a cd +a”Xdd+a ed，=?209157cc 0 c t 0 a cr B a 6 cc nn 0 cc r n 0IJ Z.ZZJ C Z-Z Z-ZZ-Z C.L/4iin=1.2092B、Nmin的确定由芬斯克公式：-110g Q.塔顶温度压力下，由石油化工原理图9-2煌类相平衡常数图查得相平衡常数:=2.45,储=1.13,Kc=0.84,颔=0.53,右=0.29K.n2.45zy _D-灯AD.D 之 K DDkbda=-5 BD.D”K dd_ KCP.E CD.D z-K DD_ked Q ED.D-z-K DD=4.6226 0.53=生=2.13210.53卫=1.5849 0.53=些=0.54720.53塔底温度压力下，由石油化工原理图9-2：胫类相平衡常数图杳得相平衡常数:右=5.00,KB(V=2.80,(“=2.20，熊%=1.10，%=0.92515a AD.IV KDW5.001.10=4.5455a BD.Wa cdw%二2=2.5455 星110&=g=2.0000Kdw 1-10aEDl v=&=0.8409Kdw MOa,.-Ja c=71-5849x 2.0000=1.7804/A.rl K y LD.D vZx./z3.3.2求适宜的回流比和理论板数在R/Rmin在13的范围内，选取若干个R/Rmin,算出相应的回流比值，用简捷法求出相 应的理论板数N,作图求适宜的Ml流比Ropt表3-2 Ropt数据表R/RminXYNN(R+1)1.200.09870.555025.245061.87641.350.16080.495222.014557.95131.500.21490.447919.957356.15591.750.29100.387617.796155.45452.000.35370.342516.438356.19272.250.40620.307315.501057.67462.500.45090.278914.812559.59082.750.48920.255514.284161.78283.000.52260.235913.864964.161216由图可知：R/Rmin为1.75时，纵坐标N（R+1）取得最小值55.45。所以适宜回流比Ropt 为 2.116R则=2.116,%=17.796（不包括再沸器）3.4全塔效率和实际塔板数A、全塔效率塔顶塔底算术平均温度：北,=；）=735c平均温度下的组分粘度丙烷的粘度为4 A=095461厘泊异丁烷的粘度 b=098502厘泊正丁烷的粘度&=01015厘泊异戊烷的粘度4=0.1371厘泊:正戊烷的粘度 e=0/575厘泊XAF=0.0725,心=0.1650,%=0.2750,=0.1772,心=0.3102=Z 必=0.0725x 0.05461+0.1650 x 0.08502+0.2750 x 0.1015+0.1772x 0.1371+0.3102x 0.1575=0.1191%塔顶温度压力下：Kc=0.84,=0.5317a CD.D“084Kdd 0.53=1.5849塔底温度压力下:(“=2.20,/=1.10a cdwKg=2.20=2.0000a _ acdq+a。.%21.5849+2.。八792452由奥康奈尔关联曲线得塔板效率:多=0.49(q/)9245=0.49 X(1.79245x 0.1191)-0245=0.7153B、实际塔板数实际板数人十17.7960.715324.88与之前所设30块塔板不符，故倒回323重新计算:3.2.3塔底压力及温度A、塔底压力的确定假设有实际塔板数N=25,取加压塔每块塔板压降为M=4mmHg,塔底压力综=页+Vx 产=5.70+4 x 25/760=5.8316at m=590.8847后%B、塔底温度的确定已知塔底压力及液相组成，通过高压泡点方程试差求得塔底温度：假设塔底温度：102。由石油化工原理图9-2烽类相平衡常数图查得相平衡常数：Kc l v=2.20,筋勿=1.10，3勿=0.925根据泡点方程：Kc w X 才G勿+KDW X Xjjw+KEW X XEW=2.20 x 0.01238+1.10 x 0.3430+0.925x 0.6446=1.00079=1塔底温度为102324验证清晰分割塔顶温度压力下：18=2.45,=1.13,Kc=0.84,=0.53,右=0.292.45K1.13=4.6226,=2.1321皿 Kdd 0.53KDD0.53K.0.84KKn0.29=1.5849,a 即二 0.5472so Kdd 0.53KDD0.53塔底温度压力下：KAw=5.00,Kbw-二 2.80，Kc w=2.20,KDW=1 10，KEW-:0.925工*0.8409K.110a 4DW K5.00=4.5455KDW1.10K2.80Q-_ 71BW=2.5455BDWKDW1.10K2.20a c o#=,CW=2.0000KDW1.10a/k hk=Vl.5849x 2.0000=1.7804/A./A L-ZZ.ZZ LWd a EDD a EDW=0.67836 ED.DW1=10.1231.*9=5.988x 10-4 yO,此含量极微;a ad.d.iv a ad.d a adw=4.5839logy log0.13980.3430、0.02349y八AWlog 4.5839-1=10.1231.Z.=9.0143x l0-8“0,此含量极微;Joboa ba”aBD.D.w=2.3296191=0.3181 0.3430、0.02349厂才,log 2.3296-1=10.1231.*b/=3.8156x10-4=o,此含量极微;因此清晰分割假定合理。3.3回流比和理论板数计算3.3.1 最小回流比和最小理论板数的求解A、用恩德伍德公式Z=4向+1 Z 亡彳=1-夕求解4m:选择重关键组分异戊烷（D）为对比组分，查图9-2时用的温度、压力分别为:Tm(金+4)_2(4+/)S 7ASRz7/Z77-=j./OJ(sat m2=3.69,储=1.89,KC=A2,=0.70,右=0.56=5.2714,a*=2.7000,戊口=丝=2.0286,=0.8000 Kd Kd Kd Kd利用式,为尸=1-夕试差求得。：已知e=l-夕=0.16a，re展开为.aAD XF+以BD XBF+戊。+以DD.Xdf f。屹.Xefa 犯9 a db-G clcd 0 a dd ed 假设e=1.3161,则有:y au*5=%储户+a初.心+aed*Xef=0 6009_ae _ aAD-B aDB aCD aDD aED窗荫足误差在1%之内，故6=1.3161由L3以及看斗”的心XiD a，7341m=12092a AD XAD a BD XBD+6 CD，+a DD 9+。ED、Xed=2 209157a AD aDB d CD 6 Q DQ。a ED20Rmin=1.2092B、Nmin的确定:由芬斯克公式:塔顶温度压力卜:=2.45,储=1.13,隆=0.84,=0.53,KE0.29塔底温度压力下:Kg2.45CL in n-=4.6226AD.DKdd0.53KRn1.13a rd n 一=2.1321Diy.zyKdd0.530.84a-=1.5849CZz.ZzKdd0.53Kg0.29r*A)n=0.5472ZiZz.Z.ZKDD0.53KAf V=5.00,Kbw-2.80,Kc w-2.20 KDW=1.10,仁=0.925a 4DWa BDWa cdwd EDWKDW KBW KDW Kc w K A DW Kew KDW”55*5455A需39Ik.hk 荔=Vl.5849x 2.0000=1.7804alog N*miny、八DW-CIV ylog%”-1=10.12313.3.2求适宜的回流比和理论板数21在R/Rmin在13的范围内，选取若干个R/Rmin,算出相应的Ml流比值，用简捷法求出相 应的理论板数N,作图求适宜的回流比Ropt表3-2 Ropt数据表R/RminXYNN(R+1)1.200.09870.555025.245061.87641.350.16080.495222.014557.95131.500.21490.447919.957356.15591.750.29100.387617.796155.45452.000.35370.342516.438356.19272.250.40620.307315.501057.67462.500.45090.278914.812559.59082.750.48920.255514.284161.78283.000.52260.235913.864964.1612由图可知：R/Rmin为1.75时，纵坐标N(R+1)取得最小值55.45。所以适宜回流比Ropt 为 2.116与”=2.116,巾=17.796(不包括再沸器)223.4 全塔效率和实际塔板数A、全塔效率塔顶塔底算术平均温度：北=（金+“）=735C 2平均温度下的组分粘度：丙烷的粘度为 a=095461厘泊异丁烷的粘度 b=008502厘泊正丁烷的粘度 c=015厘泊异戊烷的粘度即=0.1371厘泊正戊烷的粘度 e=1575厘泊=0.0725,心=0.1650,%=0.2750,七=0.1772,居尸=0.31024=0.0725x 0.05461+0.1650 x 0.08502+0.2750 x 0.1015+0.1772x 0.1371+0.3102x 0.1575=0.1191/塔顶温度压力下：Kc=0.84,方=0.53仁，彩二黑5849塔底温度压力下：KCIV=2.20,筋勿=1.10=2.0000 Kdw LIO_ ac D+ac Dw _ L5849+2.0 _.CZ 1./VND22由奥康奈尔关联曲线得塔板效率：号=0.49（。/产45=0.49 x（1.79245x 0.1191）-0245=0.7153B、实际塔板数实际板数=%=位”=24.88Er 0.7153与之前所设25块塔板基本相符，故实际塔板数为25块（不包括再沸器）。3.5 进料位置与进料条件设进料位置为第12块板23则进料压力为：P=页 x 12=5.7+5S3H.7 x l2=5.76323 14 25 25确定进料温度：（1）假设进料温度为75。Xaf=0.0725,储户=0.1650,=0.27503广=0.1772,七=0.3102由石油化工原理图9-2煌类相平衡常数图查得相平衡常数：=3.80,长叱=1.95,（产=1.45,=0.74,长罚=0.58由公式（9-148）试差验证进料温度的假设值是否正确：KXiF 公式（9-148）/=1 1+（A-1）（?方程左端展开为：KX.f,Kb,Kc-Xcf Kd-Xdf Ke-Xef1+A 1）1+-l）c 1+（长仁-l）e 1+D ）e 1+E 1）不满足（2）故假设进料温度为65。了厉=0.0725,1的=0.1650,=0.2750,其广=0.1772,_=0.3102由石油化工原理图9-2煌类相平衡常数图查得相平衡常数：心=3.25,七=1.60,%=1.20,七=0.60,KEF=0.46 aCDF=幺=2.0000CDF KnF 0.60由公式(9-148)试差验证进料温度的假设值是否正确：夕 KMiF 一公式(9-148)士 l+(g-l)e方程左端展开为：K-X/f,Kb,Xbf,Kc-Xcf Kd,KE-XEF I I I I-1.UJ3 vl+(-l)e 1+(-l)e l+(.-l 1+(X-1 1+(A-1 相对误差小于1%,故进料温度为65。0进料处的压力为5.7632a t m24利用公式（9-114）计算1g1g0.51860.02349BWBSM5M 可=0.8659已知=25+1=26（包含再沸器）盟+必=26“必=0.8659%Nr=12.0657,乂=13.9343 K 7 o可知进料位置为第12块塔板，与之前假设相符，故假设成立。结论：实际精微段塔板数为11块，提微段为14块，进料位置为第12块塔板确定进料温度为65C,进料处的压力为5.7632a t mo表3-3精储塔操作温度压力条件压力/a t m压力/Kpa温度FC回流罐G5.55562.353840.0塔顶D5.7577.552545.0进料位置F5.76583.956265.0塔底W5.86593.5512102.0其中管线压降-0.15a t m塔板压降4mmHg表3-4精微塔其他操作条件条件参数值最小回流比Rmin1.209最佳回流比Ropt2.116最小理论塔板数Nmin10.123（不含再沸器）理论塔板数17.796（不含再沸器）实际塔板数26（含再沸器）塔板效率Et0.7153进料位置第12块塔板25第四章能量衡算4.1冷凝器热负荷表4-1焰值数据汇总表回流罐G塔顶D进料F塔底W气相kJ/kg448.009460.57498.253565.245丙烷A气相 kJ/kmol19712.39620265.0821923.13224870.78液相kJ/kg113.049125.61184.228/液相 kJ/kmol4974.1565526.848106.032/气相kJ/kg678.294695.042732.725782.969异丁烷B气相 kJ/kmol39341.05240312.43642498.0545412.202液相kJ/kg368.456385.204439.635527.562液相 kJ/kmol21370.44822341.83225498.8330598.596气相kJ/kg443.822452.196481.505540.123正丁烷C气相 kJ/kmol25741.67626227.36827927.2931327.134液相kJ/kg100.488113.049163.293255.407液相 kJ/kmol5828.3046556.8429470.99414813.606气相kJ/kg690.855695.042736.912195.530异戊烷D气相 kJ/kmol49741.5650043.02453057.66414078.16液相kJ/kg355.895364.269418.000510.814液相 kJ/kmol25624.4426227.3683009636778.608气相kJ/kg456.383460.570498.253552.684正戊烷E气相 kJ/kmol32859.57633161.0435874.21639793.248液相kJ/kg92.114100.488150.732铲.846液相 kJ/kmol6632.2087235.13610852.70417484.912计算可求:Hy/-HAVD,AD+夕相,BD+CVD CD+DKD 才功=20265.08x 0.1398+40312.436x 0.3181+26227.368x 0.5186+50043.024x 0.02394=30455.987/HLD HALG,AD+BLG BD+CLG,CD+DLG,DD=4974.156x 0.1398+21370.448 x 0.3181+5 828.304 x 0.5186+25624.44 x 0.02394=11129.33407/人/利用公式(9-28)可求的塔顶回流罐的热负荷26储/=2.116optQc=，(a 1 Hld)=(2.116+1)x 2927.0328x(30455.987-111 29.33407)=1.7627 x 1/犯=7 3446 x 1 O/9进料焙值的确定：X0.0725,Xrf=0.1650,厂=0.2750,X=0.1772,XFF=0.3102=3.25,5=1.60,七=1.20,Kdf=0.60,KEF=0.46进料液相组成：Xf1+(心-l)x 0.16X _=0.0477Xj Fl+(-l)x 0.16 XCF=0.1505Xelfl+(A.-l)x 0.16 Xdf=0.26651+(-1)x0.16 Xef0.1893l+(-l)x 0.16=0.3395进料气相组成y”F=3.25 X 0.0477=0.1551 Ybvf=Kbf.Xbl.f=1.60 x0.1505=0.2408，=Kr FXn f=1.20 x 0.2665=0.3198 Ydkf=KDF.Xdl.f=0.60 x 0.1893=0.1136 Yevf=Kef.Xelf=0.46 x 0.3395=0.1562 进料处气相焰值为：Hvf HAyF,丫化尸+Hbvf b/.F+,c/.F+Dl F,，/+EKF EV.F=21923.132x 0.1551+42498.05 x 0.2408+27927.29 x 0.3198+53057.664x 0.1136+35874.216x 0.1562=34195.8587”/初/进料处液相焙值为：HLF=Half，XAl.f+Hblf，Xbl.f+CLF CL,F+DLF,DL,F+ELF,EL.F=8106.032 x 0.0477+25498.83 x 0.1505+9470.994 x 0.2665+30096.00 x 0.1893+10852.704x 0.3395=16129.9174/y/进料烙值为：尸+e)广=0.16x 34195.8587+0.84x 16129.9174=19020.4680/,/274.2 再沸器热负荷HLW HCLW,Xclw+HDLW,才。Z”+ZZW,XELW=14813.606x 0.01238+36778.608x 0.3430+17484.912x 0.6446=24069.2292分/作全塔热量衡算：塔顶产品带出热量：2=121.9597x11129.33407=L3573x106”/9进料带入的热量：=235.099x 19020.4680=4.4717x 106”/分塔底产品带出的热量：=113.1393x24069.2292=2.7232x 106k JIhr冷凝器热负荷：2=7.3446x 1()6分/9Qf+Qb=Qd+Qw+Q(+0损。损=0.054：.再沸器热负荷2=7.3194x 1()6/94.3 塔顶冷凝水及塔底蒸汽用量冷却水的用量仁=2=7.3446、=175414x1、傍/分 Cp,Hg2G 4.187x(30-20)水蒸气的用量：Gs=7,3194X106=3367.4k gl hb rB 2173.628第五章精僧塔的选型与设计5.1 容许气速与塔径的估算5.1.1 精僧段容许气速与塔径的估算(1)Smit h 法选精微段第一块塔板上汽液参数为基准:表2-1精微段气相数据表丙烷A异丁烷B正丁烷C异戊烷D正戊烷E质量分数0.10910.32730.53360.03000.0000摩尔分数0.13980.31810.51860.02350.0000气相密度kg/m，10.439714.555214.780020.109920.8299密度：p/=p/匕=14.2270尊/苏体积流率:2（火+1）P/165000 x（2.116+1）14.2270 x 3600 x 24=0.4183/$表2-2精储段液相数据表丙烷A异丁烷B正丁烷C异戊烷D正戊烷E气相摩尔组成0.13980.31810.51860.02350.0000相平衡常数2.451.130.840.53/液相摩尔分数0.05710.28150.61740.04430.0000质量分数0.04340.28230.61910.05510.0000液相密度kg/n?456.4260525.5712548.4669595.5572601.0963表面张力/N.m0.00461780.00769380.00967660.01233230.0133241J_=三密度：Pl Pi=0.001885（例/勿3尸Pc=530.4902南/苏体积流率:RDPl165000 x 2.116530.4902x 3600 x 24=0.007617苏/s液相的表面张力：cr=0.008401 W.Z729亿jPz10.007617丫530.4902t e JUJ-h祈人应d 川”2假设塔板间距HT=450mm,板上液层高hi=80mm,则HT-hi=370mm查化工原理课程设计P66图2-7 Smit h气相负荷因数关联图可知：C20=0.08c=G(r0.2=0.08-0.0084011V20.02)=0.06726JXz/=0.7z/=0.2836zzz/s ma x八(530.4902-14.2270)八,八二,0.06726-J-=0.4057MsV 14.2270Z7=4x&=1.3704次 V RU假设塔板间距HT=500mm,板上液层高hl=80mm,贝U HT-hl=420mm查化工原理课程设计P66图2-7 Smit h气相负荷因数关联图可知：Go=0.0950.2=0.079870.02=0.095-0.00840110.02Go-皿=。叵三U.07987、亨E先Lo.4811Ms p，V 14.2270取=0.72/皿=0.3368zzz/s ma xZ)=4x =1.2575次V nu假设塔板间距HT=600mm,板上液层高hl=80mm,则HT-hl=520mm查化工原理课程设计P66图2-7 Smit h气相负荷因数关联图可知：Go=0.115=0.09668。俨/L。产需笋L。取=0.7ma x=0.40770/$0=4x 4=1.1430次 V TIU30（2）波律法板间距取HT=450mm%0.0551+2-.区=0.5694/77/sP，查化工原理课程设计P17表1-2可知：由于设计装置属于炼油装置的轻组分分懦系统,装置属于加压塔，安全因数K=0.82系统因数Ks=0.98z/=0.9-7T-/=0.4118?/$J IIldAD=1.1372/77板间距取HT=500mm.二 mixO055jg%(l1+2-二=0.6002次/s查化工原理课程设计P17表1-2可知：由于设计装置属于炼油装置的轻组分分储系统,装置属于加压塔，安全因数K=0.82系统因数Ks=0.982/=0.9子-；4通=0434D=1.1077/77板间距取HT=600mmnux0.055/J；(l1+2-二0.6575/s查化工原理课程设计P17表1-2可知：由于设计装置属于炼油装置的轻组分分储系统,装置属于加压塔，安全因数K=0.82系统因数Ks=0.9831z/=0.9K(-ma x=0.47550/s1.0583/77先将Smit h法和波律法三种板间距对应的塔径圆整至标准系列，比较对应的Ht*D2,取 最小值对应的塔径：Smit h 法:H丁-45Qmm,D-14000加Ht=50Qmm,D=40QmmHT-6000%D-200切加波律法：HT=4500%D=1200/77/77H1-500%刀=12000勿HT-6000%D=200/77/77%万=0.882苏%力=0.98(W%o=0.864/k加=0.648苏%加=0.7201%加=0.864二初步选定精微段的HT=450mm,塔径为D=1200mm5.1.2提微段容许气速与塔径的估算(1)Smit h 法选提留段最下面的塔板的上汽液参数为基准：,表2-3提储气相数据表密度：p/=ZP/J,=15.7943e/4丙烷A异丁烷B正丁烷C异戊烷D正戊烷E液相摩尔组分0.00000.00000.01240.34300.6446相平衡常数/2.201.100.925质量分数0.00000.00000.02210.37900.5989摩尔分数0.00000.00000.02730.37730.5963气相密度kg/n?8.806811.980412.081915.690115.9212,xn _ 。(火+1)+(1一1)尸 165000 x(2.116+1)-0.16x 360000 3,体积流率：/=二-=0.4657z/s查化工原理课程设计P17表1-2可知:由于设计装置属于炼油装置的轻组分分储系统，系统因数Ks=0.98 装置属于加压塔，安全因数K=0.82u-0.9yT-Ks-z/ma x=0.33680/s4/刀=1.12470V 71”板间距取HT=600mm查化工原理课程设计P17表1-2可知：由于设计装置属于炼油装置的轻组分分储系统，系统因数Ks=0.98装置属于加压塔，安全因数K=0.82n=0.9 长 Kz/milx=0.3689加/s s n idx先将Smit h法和波律法三种板间距对应的塔径圆整至标准系列，在比较对应的Ht*D2,取最小值对应的塔径：Smit h 法：HT-4500%D=600/27/27H丁-50Qmm,D=40QmmHt=6000私 Z?=1400/77/7波律法：Ht=4500%。=12000勿Ht=500%刀=12000勿H丁-6000%D-200切加%加=1152 苏%。=0.9801“尸加=1.176加HT Z?2=0.648苏Hrl f=0.720苏H2=0.864加 335初步选定提储段的HT=500mm,塔径为D=1400mm总结论：精储段和提留段都选择塔径D=1400mm,板间距Ht取500mm,板上液层高度 hl 取 80mmo5.2溢流装置的选定5.2.1板上液流型的选择 一XA、精镭段板上液流型的选择,)根据：塔径 D=1400mm；液相流量：Ls O.007617m3/s=27.4212m3/M Vj4 1.02925 D 1.4参考化工原理课程设计P18表1-3：板上液体流型应该选单溢流。、/B、提储段板上液流型的选择 ,根据：塔径 D=1400mm；液相流量：Lsmix=0.01422m3/s=51.192m3/h；T参考化工原理课程设计P18表1-3：板上液体流型应该选单溢流。W 5.2.2溢流装置A、精微段溢流堰图2-1溢流形式简图-单溢 流堰长lw：装置为单溢流，则堰长：/“=0.72)=0.7x 1400=980/77次,查化工原理课程设计附录10圆整：/“.=1029切加 堰 同hw：装置为加压塔，堰高hw=50mm溢流堰的形式：采用平口堰堰上液层高度：7 27 4212/1 09Q条=2/.4Z1Z=25.53,九=0.735 查图得 E=1.025,4凹形受液盘2.84Togo=0.0260/774h.-=50+26.0=76.00以B、提留段溢流堰堰长lw：装置为单溢流，则堰长：/“.=0.7Z?=0.7x l400=980勿，查化工原理课程设计附录10圆整：/“.=1029036堰高hw：装置为加压塔，堰高hw取50mm溢流堰的形式：采用平口堰堰上液层高度：Lh 51.1924,5 1.02925/1=47.66,上=又一=0.7