中國石油大學課程設(shè)計-曹震-正戊烷-正己烷-正庚烷-正辛烷教學內(nèi)容.doc

1、中國石油大學課程設(shè)計-曹震- 正戊烷-正己烷- 正庚烷- 正辛烷精品資料化工原理課程設(shè)計說明書設(shè)計題目：設(shè)計連續(xù)精餾分離裝置（分離正戊烷 , 正己烷 , 正庚烷 , 正辛烷混合物）班級：化工 06-2 班姓名：曹震指導老師：馬慶 蘭設(shè)計成績：日期：2009年 6 月 8 日 2009年 7 月 1 日目錄僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 0精品資料234§1.14§1. 25§1. 39§1. 41 1§1. 51 1§1. 61 3§1. 71 4§1. 81 4§1. 91 8§2

2、. 02 12 2§2. 12 2§2. 22 3§2. 33 03 3§3. 13 3§3. 23 4§3. 33 5414 4僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 1精品資料工藝流程簡圖設(shè)計方案簡介僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 2精品資料所設(shè)計的任務(wù)是：設(shè)計連續(xù)精餾分離裝置，分離正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷，是一個多元精餾過程，輕關(guān)鍵組分是正己烷，重關(guān)鍵組分是正庚烷。根據(jù)工藝操作條件和分離任務(wù)，初步確定精餾方案，畫出工藝流程草圖。確定方案流程后，逐步計算和確定多元混合物精餾塔的操作條件及裝備設(shè)施。首先，通過清

3、晰分割法以及全塔物料衡算，確定塔頂、塔底的組分及其組成，根據(jù)回流罐的溫度及泡露點方程，計算出塔頂、塔底和進料的壓力和溫度，進而確定精餾操作條件。通過經(jīng)驗估算出達到分離目的所需的最少理論板數(shù)，再結(jié)合全塔操作條件，得出最小回流比，通過作理論板數(shù)與回流比的關(guān)系曲線圖，得出適宜回流比，便可確定理論板數(shù)和實際板數(shù)，并得出實際加料位置。其次，進行全塔熱量衡算，算出塔頂冷凝器和塔底再沸器的熱負荷，然后算出精餾段和提餾段的流量，確定塔徑，便可以進行塔體的設(shè)計了。我們先從塔板入手，通過計算開孔率，設(shè)計并選擇出最佳塔板，并進行合理布圖。通過塔板水力學計算來驗證塔板的設(shè)計是否合理，是否會發(fā)生過量霧沫夾帶、過量漏液和

4、淹塔等現(xiàn)象，并作出塔板負荷性能圖，進一步驗證計算結(jié)果的合理性。接下來，在設(shè)計條件下，為精餾塔定出尺寸、材料和規(guī)格：選擇筒體壁厚和材料，選擇適宜的封頭，確定人孔的數(shù)目和位置，塔體的高度和裙座的形式、尺寸。完成這以后，就可以確定各接管的管徑，塔頂冷凝器、塔底再沸器和回流泵等輔助設(shè)備的型號，并將所設(shè)計的精餾塔反映在圖紙上，使設(shè)計更加清晰明了。最后，將計算的結(jié)果匯總，整理出一份完整的設(shè)計說明書。僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 3精品資料第一章塔的工藝計算§ 1.1 產(chǎn)品的組成及產(chǎn)品量的確定采用清晰分割法。已知進料組成x1,F = 0.15, x2,F = 0.3, x3,F =

5、0.4, x4,F = 0.15 ，輕關(guān)鍵組分是正己烷，重關(guān)鍵組分是正庚烷，現(xiàn)將已知和未知列入下表中：正戊烷正己烷正庚烷正辛烷（ x1,F ）（ x 2,F ）（ x 3,F ）（ x4,F ）進料（ F）0.150.30.40.15塔頂產(chǎn)品（ D）未知未知0.040塔底產(chǎn)品（ W）00.04未知未知可見需要求 x1,D 、 x 2,D 、 x3,W 、 x4,W 。列全塔總物料衡算及組分1、2、3、 4 的全塔物料衡算可得：F=D+W0.15F= Dx1,D0.3F= Dx 2,D + 0.04W0.4F= 0.04D + Wx 3,W0.15F= Wx 4,Wx1,D + x2,D + 0

6、.04= 10.04+ x 3,W + x 4,W = 1已知進料平均摩爾質(zhì)量M 進料M i xi72015860.3 100 0.41140.1593.7kg kmol則進料的摩爾流率F質(zhì)量流率12000 kg hF128.07 kg kmolM 進料93.7 kg kmol代入方程組可求得：x1,D 0.34， x2,D0.62， x3,W0.69 ， x4,W 0.27D57.07kg kmol ， W71kg kmol僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 0精品資料由此可以求出塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：M 頂M i xi720.34860.62 1000.04114 081.

7、8kg kmolM 底M i xi720860.041000.69114 0.27103.22kg kmol由以上結(jié)果得出全塔物料衡算表：項目進料塔頂塔底流率Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷51.2351242.27228.748.994904.9正辛烷19.2121960019.172184.9合計128.071200057.074668.3717331.7組成mol%kg%mol%kg%mol%Kg%正戊烷0.150.1150.340.29900正

8、己烷0.30.2750.620.6520.040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.669正辛烷0.150.183000.270.298合計111111§ 1.2 操作溫度與壓力的確定1. 回流罐溫度一般保證塔頂冷凝器與冷卻介質(zhì)之間的傳熱溫差：t20已知冷卻劑溫度為31，則t回流罐 = t 冷卻水 +t = 30 + 20 = 50 2. 回流罐壓力已知°°°°(1)P回流罐 = 1p1x1+ 2p2 x2+ 3p3x 3+ 4p4x4僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 1精品資料式中 p 為組分飽和蒸汽壓，為組

9、分活度系數(shù)。因所求混合物可視為理想組分，故因回流罐中液體即為塔頂產(chǎn)品的組成，所以上式可化為：P回流罐p1 x1,D p2x2,D p3x3,D p4 x4,D由安托因公式求飽和蒸汽壓，查文獻得：2477.07lnP115.8333T39.942697.55lnP215.8366T48.782911.32lnP315.8737T56.513120.29lnP415.9426T63.63Pi 各組分飽和蒸汽壓，mmHgT溫度， K已知回流罐溫度為50，代入安托因公式求得P11196.19mmHg1.574atmP2405.37mmHg0.533atmP3141.91mmHg0.187atmP450

10、.37mmHg0.066atm代入（ 2）式求得P回流罐p1 x1,Dp2 x2, Dp3 x3, D p4 x4, D1.5740.340.5330.620.1870.040.8733atm1atm因此，取一個大氣壓，使其常壓操作。3. 塔頂壓力塔頂管線及冷凝器的阻力可以近似取作0.1atm ，則：P塔頂P回流罐0.110.11.1atm取 1，又(2)僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 2精品資料4. 塔頂溫度即求塔頂露點溫度。采用試差法，先假設(shè)一個溫度，由安托因公式求得該溫度下各組分的飽和蒸汽壓值，并分別求出平衡常數(shù)K，用露點方程nyi= 1（ Ki = Pi）i=1K iP塔頂

11、檢驗等式是否成立，若成立則該溫度為塔頂溫度，若不成立，繼續(xù)假設(shè)。試差結(jié)果如下表：tP1P2P3P4K1K 2K 3K4yi（）（ atm）（atm）（atm）（atm）K i612.1830.7790.2880.1081.9840.7080.2620.0981.200622.2460.8050.2990.1132.0420.7320.2720.1021.161632.3100.8320.3100.1182.1000.7560.2820.1071.123642.3760.8600.3220.1232.1600.7820.2930.1111.087652.4440.8880.3340.1282.2

12、220.8070.3040.1161.053662.5130.9170.3460.1332.2840.8340.3150.1211.02066.12.5190.9200.3480.1342.2900.8360.3160.1221.01666.22.5260.9230.3490.1342.2970.8390.3170.1221.01366.32.5330.9260.3500.1352.3030.8420.3180.1231.01066.42.5400.9290.3520.1352.3090.8440.3200.1231.00766.52.5470.9320.3530.1362.3160.8470

13、.3210.1241.00466.62.5540.9350.3540.1372.3220.8500.3220.1241.00066.72.5620.9380.3550.1372.3290.8520.3230.1250.99766.82.5690.9410.3570.1382.3350.8550.3240.1250.99466.92.5760.9440.3580.1382.3420.8580.3250.1260.991672.5830.9470.3590.1392.3480.8610.3270.1260.988682.6540.9770.3720.1452.4130.8880.3390.1310

14、.957由該表可知，當 t=66.6 時， nyi = 1.000 ，等式成立，因此塔頂溫度為66.6。i=1K i5. 塔底壓力P塔底 = P塔頂 +P全塔P全塔 = N實際P單板 = 22 5mmHg = 0.138atmP塔底 = 1.1+ 0.138 = 1.238atm故塔底壓力為 1.238atm 。6. 塔底溫度僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 3精品資料即求塔底泡點溫度。采用試差法，先假設(shè)一個溫度，由安托因公式計算出該溫度下各組分的飽和蒸汽壓，并分別求出平衡常數(shù)K，由泡點方程：nPi )Ki xi 1 (Kii 1P塔底檢驗等式是否成立，若成立，則該溫度即為塔底溫度，

15、若不成立，繼續(xù)假設(shè)。試差結(jié)果如下表：tPPPP1234K1K 2K3K 4K i xi（）（atm）（ atm）（ atm）（atm）803.6381.4060.5630.2302.9381.1350.4550.1860.4096904.6461.8640.7760.3303.7531.5050.6270.2670.56461005.8482.4281.0470.4624.7231.9610.8460.3730.76281056.5272.7551.2080.5435.2722.2250.9760.4380.88061086.9612.9661.3130.5965.6232.3961.0610

16、.4810.95771097.1103.0391.3500.6155.7432.4551.0900.4960.9846109.17.1253.0461.3540.6165.7552.4611.0930.4980.9873109.27.1403.0541.3570.6185.7682.4671.0960.4990.9901109.37.1553.0611.3610.6205.7802.4731.0990.5010.9928109.47.1713.0691.3650.6225.7922.4791.1020.5030.9955109.57.1863.0761.3690.6245.8042.4851.

17、1050.5040.9983109.67.2013.0831.3720.6265.8172.4911.1090.5061.001109.77.2163.0911.3760.6285.8292.4971.1120.5071.0038109.87.2313.0981.3800.6305.8412.5031.1150.5091.0065109.97.2463.1061.3840.6325.8532.5091.1180.5101.00931107.2623.1131.3870.6345.8662.5151.1210.5121.01211117.4163.1891.4260.6535.9902.5761

18、.1520.5281.04011127.5723.2661.4650.6736.1162.6381.1830.5441.06881137.7303.3451.5050.6946.2442.7021.2150.5601.0980由該表可知，當 t=109.6 時，n1，故塔底溫度為 109.6 .Ki xi1.001i17. 進料壓力設(shè)計時，取近似P塔頂P塔底1.1 1.238P進料21.169atm28. 進料溫度僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 4精品資料進料為泡點進料，此時進料溫度即進料泡點溫度，同樣采用試差法，先假設(shè)一個溫度，由安托因公式計算出該溫度下各組分的飽和蒸汽壓，并分別

19、求出平衡常數(shù)K，由泡點方程：nPi )Ki xi 1 (Kii 1P進料檢驗等式是否成立，若成立，則該溫度即為進料溫度，若不成立，繼續(xù)假設(shè)。試差結(jié)果如下表：tPPPP1234K1K 2K3K 4Ki xi（）（atm）（atm）（ atm）（atm）602.1210.7540.2770.1041.8140.6450.2370.0890.5737702.8021.0400.4000.1572.3970.8900.3420.1340.7835712.8791.0730.4140.1632.4630.9180.3540.1390.8075722.9571.1070.4290.1702.5290.94

20、70.3670.1450.8320733.0361.1410.4440.1762.5970.9760.3800.1510.8571743.1171.1760.4600.1832.6661.0060.3930.1570.8827753.2001.2120.4760.1912.7371.0370.4070.1630.9090763.2841.2490.4930.1982.8091.0690.4210.1690.9359773.3701.2870.5100.2062.8831.1010.4360.1760.9634783.4571.3260.5270.2142.9581.1340.4510.1830

21、.991678.23.4751.3340.5310.2152.9731.1410.4540.1840.9973793.5471.3650.5450.2223.0341.1680.4660.1901.0204803.6381.4060.5630.2303.1121.2020.4820.1971.0498813.7301.4470.5820.2393.1911.2380.4980.2041.0799823.8251.4890.6020.2483.2721.2740.5150.2121.1107833.9211.5330.6210.2573.3541.3110.5320.2201.1421844.0

22、191.5770.6420.2673.4381.3490.5490.2281.1743854.1191.6220.6630.2773.5231.3880.5670.2371.2071n1 ，因此進料溫度為 78.2 。由結(jié)果可知，當 t=78.2 時， Ki xi 0.9973i 1§ 1.3 最小回流比的確定計算最小回流比的公式如下：nijxFi1q(3)i1ijnijxDi1Rmin(4)i1ij僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 5精品資料取溫度為塔頂塔底平均溫度66.6109.688.1 C ，求得該溫度下的相對揮發(fā)度ij ，以最t2重組分正辛烷為對比組分j, 計算結(jié)

23、果如下：組分1234P (atm)4.4401.7690.7310.309ijPi14.3765.7272.3671.000Pj（3）式中的應(yīng)介于輕、重關(guān)鍵組分的相對揮發(fā)度之間，由于已知輕、重關(guān)鍵組分相鄰，故式（ 3）、（ 4）僅有一個通根，且5.7272.367由于泡點進料， q1 ， 1q 0 ，設(shè)33，代入（ ）式得nxFi14.376 0.155.727 0.32.367 0.410.15iji 1 ij14.376 35.727 32.367 313=0.75此值與（ 1q ）值 0 相差較大，因此繼續(xù)假設(shè)，采用試差法，得出下表結(jié)果：nxFiiji 1ij3.4-0.04473.41

24、-0.032283.42-0.023.43-0.007863.435-0.001843.440.0041553.450.016041nijxFi可以看出，當=3.435 時，因此取=3.435 ，將代入（ 3）0.00184 0.005i 1ij式，得nijxDi14.3760.345.7270.622.3670.04Rmin114.3763.4355.7273.4352.3671i 1ij3.435=0.9073僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 6精品資料§1.4 最小理論板數(shù)的確定對于多元混合物系，有下式：xlxhlgN minxh DxlW1( 不包括再沸器 )lgm

25、式中， xl 、 xh 為輕組分和重組分的摩爾分率，m( l ,h ) D ? ( l ,h )W輕重關(guān)鍵組分于塔頂、塔底條件下的相對揮發(fā)度見下表：塔頂條件（ t=66.6 ，塔底條件（ t=109.6 ，p=1.1atm ）p=1.238atm）Pl0.9344atm0.3541atmPh3.0835atm1.3725atml ,hPl2.6392.247Ph于是 m(2.639 2.247 2.435，由之前所得塔頂塔底的組成可算出：0.620.69lg0.040.04Nmin1 5.28lg 2.435故最小理論塔板數(shù)為5.28 ，但不包括再沸器。§1.5 適宜回流比的確定如果

26、 R增加，理論板數(shù)下降，塔高下降，設(shè)備費用下降，但液相、氣相流率增加，再沸器、冷凝器的熱負荷增大，操作費用也會增加，因此選擇適宜的回流比，得到最經(jīng)濟的方案。用以下方法求得適宜回流比及理論板數(shù)。所分離混合物系可以視作理想溶液，有如下經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式：僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 7精品資料Y 0.75 1X 0.567RRminNNminX1Y2RN式中 N及 Nmin 不包括再沸器。根據(jù)上式，回流比R 從 Rmin =0.9073至 6 取一組數(shù)，得到相應(yīng)的X 及 Y 值，最終得到 N 與 R的一組關(guān)系數(shù)據(jù)，如下表：RR/RminXYNN(R+1)0.90731.000000.7526

27、.8851.26911.10210.04630.618616.929733.85941.361.50.19210.455611.263226.59231.51.65320.23710.418410.414026.03511.61.76340.26640.39579.948125.86491.71.87360.29360.37579.564325.82351.81.98380.31880.35779.241725.87681.92.09410.34230.34168.966226.002122.20430.36420.32708.727826.18352.52.75530.45500.27017

28、.891327.619633.30640.52320.23067.383529.53413.53.85750.57610.20147.040431.681944.40850.61850.17886.792333.96174.54.95960.65320.16096.604336.323955.51070.68210.14626.456838.740866.61280.72750.12386.239943.67941. 作 N R/Rmin 圖，如下：僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 8精品資料N-R/Rmin圖302520N151050.81.31.82.32.83.3R/Rmin2

29、. 作 N(R+1)R/Rmin 圖，如下：N(R+1)-R/Rmin555045)140+R(N353025200.81.82.83.84.85.86.87.8R/Rmin3. 從圖中得到回流比的適宜區(qū)，取 R/Rmin=1.478 ，即 R=1.3413，相應(yīng)的 N=11.4。因此適宜回流比為 1.3413 ，理論板數(shù)為 11.4 。§1.6 理論板數(shù)及理論加料位置的確定設(shè) NR 為理論精餾板數(shù)。 NS 為理論提鎦板數(shù)，對于泡點進料多元混合物，有如下計算公式：僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 9精品資料20.206N RxhxWlWN SxlFxDhDNRN SNT1式

30、中， NT 為理論板數(shù)，求適宜回流比時已得出理論板數(shù)為11.4 ，將已知代入上式，解得NR=6.79 ，NS=5.61 。因此，理論加料位置應(yīng)為6.79 塊板上。§1.7 實際板數(shù)及實際加料位置的確定根據(jù) Oconnell經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式：ET0.49(m ?L )LxFi?Li可確定全塔效率ET。已知m2.435。根據(jù)全塔平均溫度t m=88.1查得該溫度下正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷的粘度分別為0.145mPa·s、0.179mPa·s、0.230mPa·s和 0.29mPa·s，由經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式可得L xFi ? Li 0.15 0.145 0.

31、3 0.179 0.4 0.230 0.15 0.29 0.211mPa?s代入公式，得ET 0.49( m ? L ) 0.49 2.456 0.2110.2450.5757由全塔效率可知，實際板數(shù)N PNT11.4ET19.80.5757取整得，實際板數(shù)為20 塊。（不包括再沸器）實際精餾段板數(shù)N R6.79取整，為 12塊。N RP11.79ET0.5757實際加料位置在NRP+1=13 塊板上。僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 10精品資料§1.8 計算塔徑一、精餾段塔徑計算（以塔頂?shù)谝粔K板的溫度、壓力和組成計算）1. 確定混合物氣液相密度在第一塊板上溫度為 66.

32、6 ，壓力 1.1 atm，氣液相各組分摩爾分率均為 x1,D 0.34 ， x2,D 0.62， x3,D 0.04， x4,D 0 ，求得平均摩爾質(zhì)量為 81.8 kg/kmol ，各組分質(zhì)量分率為：a10.299 , a2 0.652 , a3 0.049 ， a40 。查得在該溫度下各組分的密度分別為1585kg m 3 ， 2 615kg m3 ， 3643kg m 3 ， 4 671kg m 3 ，則液相混合物平均密度1la1a2a3a4123410.2990.6520.049585615643605.7kg m3氣相混合物可視作理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程M PvRT得氣相混合物

33、平均密度0v81.81.1 1.013 1053.227kg m38.31466.6273.152. 空塔氣速的確定（采用 Smith 法）最大允許氣速umaxClv5v由之前所得結(jié)果，求得精餾段液體流量僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 11精品資料LSLMRDM1.3413 57.07 81.8 10.3378m3 hll605.7氣體流量VSV MR1 DM2.341357.07 81.83386.88m3 hll3.227則：LSlVSv10.3378605.70.04183386.883.227根據(jù)經(jīng)驗，取板間距HT=0.45m，板上液層高度hl =0.06m，則 HT- h

34、l=0.39m，查化工原理課程設(shè)計（中國石油大學出版社）書66 頁圖 2-7 得 C20=0.1000。又查資料得， 66.6 下，各組分的表面張力分別為10.0106 N m ， 20.0133 N m ，30.0154 N m ， 4 0.0173 Nm ，混合液體表面張力：0.0106 0.340.0133 0.62 0.01540.04 0 0.012466 N m因此，求得0.20.0124660.2C C20 0.020.10.0910.02代入（ 5）式中得：umaxClv0.091605.7 3.2271.243m sv3.2273. 塔徑的計算取空塔氣速 u 為最大允許氣速的

35、70%，則u0.7umax0.7 1.2430.87 m s因此，塔徑4VS4 3386.883600D1.174mu3.14 0.87僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 12精品資料二、提餾段塔徑計算（以塔底第一塊板的溫度、壓力及組成計算）1確定混合物氣液相密度在塔底第一塊板上溫度為109.6 ，壓力 1.238 atm，液相各組分摩爾分率為x1,W0 ，x2,W0.04， x3,W0.69， x4,W0.27，求得平均摩爾質(zhì)量為103.22 kg/kmol ，各組分質(zhì)量分率為：a10 , a20.033 ,a30.669 ， a40.298 。查得在該溫度下各組分的密度分別為152

36、2kgm3，2570kgm3， 3600kgm3， 4630kg m3，則液相混合物平均密度l1a1a2a3a41234100.0330.6690.298570600630607.6kg m3對于氣相混合物，在該溫度下，已知相平衡常數(shù)K1P5.93 ， K 2 2.52 ， K3 1.12 ，PK 40.51 ，則氣相組成分別為： y10 ， y10.1 ， y10.77， y10.13 ，因此氣相平均摩爾質(zhì)量M vM i yi86 0.1 1000.771140.13100.42kg kmol氣相可視作理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程M vPvRT得氣相混合物平均密度v2. 空塔氣速的確定同樣采

37、用 Smith 法：5100.42 1.238 1.013 103.958kg m3僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 13精品資料先求得精餾段液體流量(L qF )M l(RD F)M(1.3413 57.07 128.07) 103.223LS34.76mhll607.6氣體流量VSV MR1 DM v2.341357.07 100.423390.08m 3 hvv3.958則：LSl34.76607.60.0916VSv3390.083.958同樣取板間距 HT=0.45m，板上液層高度hl =0.06m，HT - hl=0.39m，查得 C20=0.09 。又查資料得， 109

38、.6 下，各組分的表面張力分別為1 0.0067N m ， 20.0096N m ，30.0118N m ，40.0125N m ，求得混合液體表面張力：0.0119 N m因此，求得0.20.2C C200.090.01190.081260.020.02代入（ 5）式中得：umaxClv0.08126607.6 3.9581.0235m s3.958v3. 塔徑的計算取空塔氣速 u 為最大允許氣速的70%，則u0.7umax0.7 1.02350.71m s因此，塔徑4VS4 3390.08 3600D1.31mu3.14 0.71僅供學習與交流，如有侵權(quán)請聯(lián)系網(wǎng)站刪除謝謝 14精品資料算出提餾段塔徑大，設(shè)計時以提餾段塔徑為準，去標準塔徑1400mm。§1.9 全塔熱量衡算一、塔頂冷凝器熱負荷QC查文獻，得塔頂、塔底、進料和回流罐溫度下各組分在飽和狀態(tài)下的焓值，列下表：（焓值單位 kcal/kg ）組分塔頂氣塔頂液飽和回塔底氣塔底液相焓值相焓值流焓值相焓值相焓值正戊烷1729385100正己烷173.4928411799正庚烷170888011495正辛烷11093轉(zhuǎn)化成 kJ/mol 的單位，得下表：組分塔頂氣塔頂液回流罐溫度下飽塔底液