精馏塔

tF  时，查《化学化工物性数据手册》得 333/ /,/mkgmkgmkgLFLFLBLA Tw= 时，查《化学化工物性数据手册》得 333/ 8 8 0 0 3 8 00 3 / 8 0,/ 8 0mkgmkgmkgLWLWLBLA 故精馏段平均液相密度为 3/ 0 52/ 9 1 3 mkg ）（精 提馏段平均液相密度为 3/ 8

D ，再由平衡曲线得 1x = )9 8 ( 8 V D mM kg/kmol )( L D mM kg/kmol 进料板的平均摩尔质量计算 Fy 查平衡曲线得 Fx )5 1 ( 1 V F mM kg/kmol )( L F mM kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 )( VmM kg/kmol )( LmM kg/kmol

8 9 . 3 6 0 . 0 0 2 0 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 8 1 . 9 3LmLmLML s m s    0 .0 0 2 0 4 3 6 0 0 7 .3 6 /hL m h   四、 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 1. 塔径计算 初选板间距  ，取板上液层高度 mhL  ， 故 0 .4 0 0 .0 6 0 .3 4TLH h m  

mPa  6 1 )9 6 ( 6 mD smPmD   在进料板温度下查粘度表： smP  smPa  36 )09 ( mf smPmw  43  在塔底温度下查粘度表： smP   sm P a  )00 6 ( 6 mw 化工原理课程设计 13 smPmw   精馏段液相平均粘度 sm P

低了主精馏塔的负荷，并目常压塔利用加压塔塔顶的蒸汽冷凝热作为加热源， 所以三塔精馏既节约蒸汽，又节省冷却水。 （ 2）蒸汽消耗。 在消耗方面，由于常压塔加压塔的蒸汽冷凝热作为加热源，所以三塔精馏的蒸汽消耗相比双塔精馏要低。 （ 3）产品质量。 三塔精馏制取的精乙醇纯度较高，含有的有机杂质相对较少。 （ 4）设备投资。 三塔精馏的流程较双塔精馏流程要复杂，所以在投资方面，同等规模三塔精 馏

因此，氮肥的供应还得继续依靠合成氨的生产。 5 第 2章 合成氨尾气处理氨回收工艺 产品及原料性能 氨 (1)生产规模 本装置以 稀氨水 为原料，通过 蒸氨精馏塔提炼出纯度较高的液氨。 生产规模：年产 990吨 氨 的氨回收精馏塔。 (2)氨 产品 化学名称： 氨气 分子式： NH3 分子量 ： (3)物理性质 [18]： 氨气在标准状况下的 密度 为 ： 临界点 133℃ ， 蒸汽压 (℃ )

沫层高度Hd/216。 (mm) 筛孔个数 3557 降液管液体停留时间 ι（ s） 筛孔直径（ mm） 7 底隙流速 ub（ m/s） 开孔率（ %） 气相负荷上限（ m3/h） 气相负荷下限（ m3/h） 操作弹性 第四章 再沸 器的设计 设计任务与设计条件 1．选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力： 压力降： Nphf=18010－ 3= 塔底压力 =+= 2．再沸器壳程与管程的设计 22

30410 879 8 1 7 . 61 ( ) 1 1 2 . 4 1 0 ( 8 0 . 6 2 0 )L D A k g mt t C         30410 867 8 0 6 . 41 ( ) 1 1 0 . 9 1 0 ( 8 0 . 6 2 0 )L D B k g mt t C         38 1 7 . 6 0 .

液相体积流量 /h8 . 2 4 m/sm0 0 2 2 33 hL 冷凝器的热负荷    kW1 5 9 33 6 0 0/3 1 3 5  VrQ 14 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 （一）塔径 mm450TH 及板上液层高度 mm60Lh ，则：  LT hH Smith 法求取允许的空塔气速 maxu （即泛点气速 Fu ） 0 2 1 5 08 0

umax=VVLC    = 错误 !未找到引用源。 =取安全系数为 ，则 u= = =故 D= s4uV= = 按标准塔径圆整后为 [2] 2171 页 D= 塔截面积为 AT= 24D  2  m2 实际空塔气速为 u=错误 !未找到引用源。 = 溢流装置 采用但溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 各项计算如下。 lw 区堰长 lw 为 ，即