2019年第十三届全国大学生化工设计竞赛合肥工业大学作品临沂酷儿化工8万吨醋酸乙烯酯项目3-典型设备设计说明书.docx

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1、东华科技-恒通石化N 合肥工业大学VAc-Maker 团队麻沂箭儿化工年产VAC8万明頁目设备设计说明书目录第一章塔设备设计11.1 设计概述11.2 设计依据11.3 塔设备选择11.3.1 塔设备选择要求11.3.2 塔设备分类21.3.3 塔型选择一般原则21.3.4 塔型确定41.4 物料分析51.5 脱水塔理论塔板数及回流比51.5.1 最小回流比估算61.5.2 最小理论塔板数的估算61.5.3 实际塔板数计算61.5.4 迸料板位置71.6 脱水塔的水力学分析71.7 塔设备基础数据101.7.1 塔径的初步设计101.7.2 溢流装置设备计算111.7.3 筛孔设计121.7.

2、4 塔板结构设计131.1.2 雾沫夹带量141.1.3 液管内液面高度151.1.4 漏液的检验161.1.5 降液管液体停留时间161.1.6 塔板的负荷性能图171.9 cup-tower对塔的初步设计与校核181.9.1 设计条件的确定18192塔设计与校核191.9.4 液泛因子361.10 脱水塔的机械工程设计361.10.1 实际塔板数361.10.2 塔顶空间高HD361.10.3 塔板间距HT361.10.4 开设人孔的板间距HP371.10.5 人孔的设置371.10.6 进料段空间高度HF371.10.7 塔底空间高度HB371.10.8 塔筒体高度H381.10. 9裙

3、座高度HQ381.10. 10封头高度HZ381.1.1 1接管选型391.1.2 2接管的计算391.1.3 3接管设计结果411.12 筒体体和封头设计411.12.1 筒体、封头厚度411.12.2 封头选型421.13 裙座设计431.13.1 裙座选材431.13.2 裙座与筒体的连接431.13.3 排气管431.13.4 引出管通道431.13.5 人孔441.13.6 地脚螺栓441.13.7 机械工程设计结果441.14 脱水塔装配图预览471.15 塔设备强度校核471.16 基本风压和雪压确定471.17 塔设备抗震能力确定481.18 塔设备机械校核481.18.1 塔

4、设备基本校核情况48第二章反应器设计542.1 设计概述542.2 设计依据542.3 设计基础552.4 反应器选型552.4.1 按反应器工作原理分类:552.4.2 反应艺与反应器选择582.4.3 新型反应器的使用592.5 催化剂642.6 VAC合成反应器的设计642.6.1 VAC合成反应的动力学分析642.6.2 VAC合成反应的物性分析642.6.3 艺计算662.6.4 反应器计算结果732.6.5 反应器装配图预览762.7 MAL反应器校核762.7.1 反应器762.7.2 筒体782.7.3 上封头802.7.4 下封头82第三章换热器设计853.3 换热器选择86

5、3.3.1 换热器的类型863.3.2 换热管规格的选择883.3.3 换热器选型原则893.4 艺条件选择903.4.1 流体通道903.4.2 流速903.4.3 温度923.4.4 压降923.4.5 管程与壳程933.4.6 折流板933.4.7 流体空间的选择943.4.8 流体流速的选择943.5 换热器型号表示方法953.6 换热器选型软件963.7 换热器(E102 )的设计973.7.1 换热流体数据973.7.2 换热器结构数据983.7.3 计算结果表1023.7.4 接管设计1073.7.6 换热器机械校核说明书111第四章泵选型1184.1 泵选型原则1184.2 具

6、体泵的选型1194.3 泵扬程计算1204.4 P0202 选型1234.4.1 数据导入与分析1234.4.2 数据输入1234.4.3 泵的工作曲线1264.4.4 泵的尺寸图1274.4.5 泵的安装信息128第五章气液分离器的设计1305.1 设计依据1305.2 概述1305.3 设计步骤1305.3.1 气体流速的确定1305.3.2 计算方法1305.3.3 尺寸设计1315.3.4 高度1315.3.5 接管直径1315.3.6 丝网装配132第六章储罐的选型1336.2 概述1336.3 醋酸储罐的选型1331.1.1 醋酸的基本性质1331.1.2 艺要求1341.1.3

7、选型结果134第七章压缩机选型1357.!设计概述1357.2 设计依据1357.3 压缩机类型及特点1357.4 选型原则136第一章塔设备设计1.1 设计概述塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之。它可使气（或汽）液或液液 两相进行紧密接触,达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有:精徳、吸收、 解吸和萃取等。此外,业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥,以及兼有气液两相传质 和传热的増湿、减湿等。在化工厂中塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额,以及三 废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道,塔设备的投资费用占整个艺 设

8、备投资费用的较大比例,它所耗用的钢材重量在各类艺设备中也属较多。因此塔设备的设计 和研究受到化工、炼油等行业的极大重视。本章将对MMA制备段中的MAL脱水塔T0303进行设计。1.2 设计依据化工设备设计全书塔设备（2003-5）压容器（GB 150-2011）塔式容器（NB/T 47041-2014）压容器封头GB/T 25198-2010）化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列（HG20553-2011）钢制管法兰、垫片和紧固件（HG/T 20592-20635-2009）补强圈（JB4736-2002）1.3 塔设备选择1.3.1 塔设备选择要求生产能力大。在较大的气液流速下,仍不致发生大

9、量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正 常操作的现象;操作稳定、弹性大。当塔设备的气液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下 进行稳定的操作。并且塔设备应能保证长期连续操作;流体流动的阻小，即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动消耗, 以降低经常操作费用。对于减压蒸储操作，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度；结构简单、材料消耗小、制造安装容易。可以减少基建过程中的投资费用;耐腐蚀和不易堵塞,方便操作、调节和检修。工业上通常选用的塔型主要为填料塔和板式塔两种。它们都可以用作蒸徳和吸收等气液传 质过程,但两者各有优缺点,要根据具体情况选择。填料塔:塔内装有一定高度的填料，是气液

10、接触和传质的基本构件;属微分接触型气液 传质设备;液体在填料表面呈膜状自上而下流动:气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动,并 进行气液两相的传质和传热;两相的组分浓度或温度沿塔髙连续变化。板式塔:塔内装有一定数量的塔盘，是气液接触和传质的基本构件;属逐级（板）接触 的气液传质设备；气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气液相密切接触而 进行传质与传热；两相的组分浓度呈阶梯式变化。两种塔型的比较见下表;表1.1填料塔与板式塔的比较塔型项目填料塔板式塔压降较小,较适用于要求压降小的场合较大空塔气速 （生产能力）稍小,但新型填料也可比板式塔髙些较大塔效率1500mm以下效率高，塔径增加

11、,效 率常会下降效率较稳定,大塔板比 小塔板效率高液气比对液体喷淋量有一定要求。适用范围较大持液量较小较大材质可用非金属耐腐蚀材料一般用金属材料制作安装检修较困难较容易造价0800mm以下较便宜，直径增大，造 价显著增加大直径时造价较低质量较大较小1.3.3塔型选择一般原则选择时应考虑的因素有;物料性质、操作条件、塔设备性能及塔的制造、安装、运转、维 修等。下列情况优先选用填料塔;（1）在分离程度要求高的情况下,因某些新型填料具有很高的传质效率,故可采用新型填 料以降低塔的高度;（2）对于热敏性物料的蒸储分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空 操作下的填料塔；（3）具有腐蚀性的

12、物料，可选用填料塔。因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷、塑料等；(4)容易发泡的物料,宜选用填料塔。下列情况优先选用板式塔:(1)塔内液体滞液量较大,操作负荷变化范围较宽,对进料浓度变化要求不敏感,操作易 于稳定;(2)液相负荷较小;(3)含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料,因为板式塔可选用液流通道较大的塔板,堵 塞的危险较小;(4)在操作过程中伴随有放热或需要加热的物料，需要在塔内设置内部换热组件，如加热 盘管,需要多个进料口或多个侧线出料口。这是因为方面板式塔的结构上容易实现，此外,塔 板上有较多的滞液以便与加热或冷却管进行有效地传热;(5)在较高压下操作的蒸储塔仍多采用板式塔。其他因素对

13、塔设备选择的影响(6)对于多数情况,塔径小于800mm时,不宜采用板式塔，宜用填料塔。对于大塔径， 对加压或常压操作过程,应优先选用板式塔；对减压操作过程,宜采用新型填料。(7) 一般填料塔比板式塔重。(8)大塔以板式塔造价较廉。因填料价格约与塔体的容积成正比,板式塔按单位面积计算 的价格,随塔径增大而减小。表1-2塔设备选型原则考虑因素选择顺序塔径800mm以下,填料塔大塔径,板式塔具有腐蚀性的物料填料塔穿流式塔筛板塔喷射型塔污浊液体大孔径筛板塔穿流式塔喷射型塔浮阀塔泡罩塔操作弹性浮阀塔泡罩塔筛板塔真空操作填料塔导向筛板网孔塔板筛板浮阀塔板大液气比多降液管筛板塔填料塔喷射型塔浮阀塔筛板塔存在

14、两液相的场合穿流式塔填料塔1.3.4塔型确定通过分析可知本项目具有大的液气比所以选择板式塔。板式塔主要有筛板塔、浮阀塔和泡罩塔。板式塔的设计主要是选择塔型、选择流体流动形 式、操作状态鼓泡或喷射态等。板式塔一般认为用于大型塔是经济合理的,比一般填料塔具 有效率髙和能力大的优点。工业上需分离的物料及其操作条件多种多样,为了适应各种不同的操 作要求,迄今已开发和使用的塔板类型繁多。这些塔板各有各的特点和使用体系,现将几种主要 塔板的性能比较。表1-3几种塔板性能比较表塔盘类型优点缺点适用场合泡單板成熟,操作稳定结构复杂，造 价高，塔板阻大特别易堵塞 的物系浮阀板效率髙,范围广浮阀易脱落分离要求高、

15、 负荷变化大筛板结构简单，造价低易堵塞,操作 弹性小分离要求高、 塔板数较多舌型板结构简单,阻 小操作弹性底, 效率低分离要求低 的闪蒸塔塔型的结构与选择筛板塔又称泡沫塔，该除尘器具有结构简单、维护工作量小、净化效率高、耗水量大、防 腐蚀性能好等特点。除了塔板结构之外，塔的其他附件也十分重要，塔设备的总体结构均包括:塔体、内件、 支座及附件。塔体是典型的高大直立容器，多由筒节、封头组成。当塔体直径大于800mm时, 各塔节焊接成一个整体;直径小的塔多分段制造，然后再用法兰连接起来。内件是物料进行艺 过程的地方,由塔盘或填料支承等件组成。支座常用裙式支座。附件包括人、手孔，各种接管、1.4 物料

16、分析由Aspen puls对塔的设计导出相关进料出料数据表1-4塔设计物料分析表物料进塔顶回流塔顶出塔底出摩尔流量 kmol/hr乙醛18.855332. 2618.855335.58624E-07H20107. 27850. 15631. 303121105. 9753总流量 kmol/hr127.903121. 743534621. 74353106.1596总流量 kg/hr2871. 75114.1651951. 37591920. 375总流量 cum/hr3.1556040. 13961. 1630592.104932温度匸28.45644-0.3700519-0.37005191

17、05. 0927压bar1.811.061.061. 21密度 kmol/cum40.5284218.694218.6933350.43121密度 kg/cum909. 966817.918876817.9158912.2755Average MW22.45222143.7525818.0895Liq Vol 60F L/Min52.504482.4531320. 4427832.06171.5 脱水塔理论塔板数及回流比萃取精微塔的简捷计算是进行流程设计和塔优化设计师必须进行的前序工作。简捷计算宝 库了计算最小回流比Rmin,最小理论塔板数Nm和计算实际情况下理论塔板数。由于萃取径流 属于多组

18、分系统,通常的结算方法无法计算萃取剂存在下的多组分系统。根据实际情况的要求将 组分相对挥发度数据作为捷算法的基础,将萃取精储简化成只有轻,中关键组分的双精徳,采用 Fenske方程计算最小理论塔板数，用Underwood的最小回流比，利用Gilliland关联式求解世界 操作回流比下的理论塔板数。1.5.1 最小回流比估算Underwood方程假设各主分相对挥发度式常数 塔内气液流率为恒摩尔流 方程形式可知见)“=1-q其中ai表示i组分的相对挥发度(XiD)m为最小回流比下储出液中组分i的摩尔分数 Xif为进料组分中i的摩尔分数q为进料热状态参数9为最小回流比的计算的常数1.5.2 最小理论

19、塔板数的估算Fenske方程的推导假设塔顶采用全凝器分凝器为第一块塔板所有的板均为理论板根据公式其中al2:塔顶及塔底相关猪粪的相对挥发度Xd:组分i在塔顶的含量Xw:组分i在塔底的含量1.5.3 实际塔板数计算由上面两个公式的估算取值取实际回流比为R=(1.6-1.8) Rm带入到Gilliland关系式中N NR-R迪=0.75 - 0.75 皿().5668根据Aspen Plus模拟即可得到萃取精储塔的参数操作压:1.06bar回流比:0.12再沸比:0.35进料状态：乙醛物料塔板9理论塔板数：131.5.4 进料板位置进料状态:乙醛物料塔板9精徳段：1-9 提储段;10-14L6脱水

20、塔的水力学分析Aspen pius模拟的结果得到个塔板数据导入数据可得表!-5 根据表格进行两相的平均值计算L=l. 264082807cum/hrV=649. 83980627143cum/hrPl=918. 049004857143kg/cumPv=l.35985891692308kg/cumL为平均液体体积流量V为平均气体体积流量P1为平均液体密度Pv为平均气体密度表1-5脱水塔水力学分析模拟结果表塔板数温度液体摩尔流量气体摩尔流 量液体摩尔体 积气体摩尔体 积液体密度气体密度液体粘度气体粘度Ckg/hrkg/hrcum/hrcum/hrkg/cumkg/cumcPcP119.43160

21、5191065. 442381065.442381. 302625986590. 2432176817.9188761.805090430.3042427120.00920919245.3347476533.232529984.520350.036152759581.3167806919.2252461.693603870.5938358040.00964693351.8516123530.7287087982.0164890.032848178576.5365482935.4768151.70330310.5148681580.009677085452.370530830.583906798

22、1.8717020.032690924570.7841754935.5473321.720215350. 5088528150.009683349552.5690079530.503952981. 7917180.032616228565.0951086935.2384921.737391990. 5070434950. 009688672652.7538763530.4269341981. 7145720.032545061559.5182526934.9170971.754571130. 5054112030.009693912752.9365596530.3505634981. 6381

23、730.032474496554.052039934.5968971.771743630. 5038068220.0096991853.11747830.2747214981.5624550.032404377548.6932218934.2787571.788909390.5022248260.009704237974.40327072564.10818643.8301772.745406998679.17756933.9628610.9479556110. 5006646290.0119793841099.74721242563.78463643. 5067052.78626482933.

24、752886920.1510960.6891616760. 2930708130.01269975611104.20820952592. 61331672.3353862.838023628984. 600924913.5277390.6828506540.2681735790.01274261612104. 6669622595. 25463674.9767082.842734726980.289624912.9429510.6885482520. 2664317170.0127542713104.95278252596.82285676.544932.845439082973.696959

25、12.626410.6948208370. 2656200820.01276461914105.0926751920. 2779202.1049320360912.27549900.26486697101.7塔设备基础数据1.7.!塔径的初步设计由于带有降液管,所以溢流式的塔板的塔截面实际分为了两个部分,即气体流通截面和降 液管所占截面。若T为塔板截面积,A为气体流通截面积,为降液管截面积,则:AfpArp若设气体流通截面上的适宜气速为，当塔内处理的气体体积流量为%, A = vs/u 塔板的计算中，通常是以泛点气速作为U的上限。一般取:從=(0.6 0.85)/根据索德尔斯和布朗公式:/ 式

26、中C为气体负荷因子，由C = C20(滿)计算,其中的C20由史密斯关联图查出图1-2史密斯关联图关联图横坐标即气液两相流动参数的确定:=0.0501-26 918 0.5649.83 1.35塔板间距Ht的选取与塔高、塔径、物性性质、分离效率、操作弹性以及塔的安装、检修等 因素有关。通过Aspen Plus估算可以塔径为1.02米左右，取板间距?y=275，加。一般常压塔取=6080mm.减压塔取=2030mm,故取板上液层高度=60mm,则液滴沉降高度为“=275 60 = 215姉。查出史密斯关联图:得到C2。为0.043泛点气速:M1 =0.7w = 0.7xl.10 = 0.77 w

27、/5则可求得塔径为:4VD= = 1.02 加N叫按照标准塔径圆整后,最终确定塔径为1.2m。 所以根据公式塔截面积A.=-D2=-xl.22 = 1.1304w27 44实际空塔气速u = = 0.1783 ml sAr1.7.2溢流装置设备计算（1）板上流液形式T0303塔径为1200mm,塔内最大液相流量为2.84m3/ho则可确定选择塔板流型为单溢流 型。表1-6塔板流型表塔径（mm）液体流量（nrVh）U形流单流型双流型阶梯流型10007以下45以下14009以下70以下20001I以下90以下90760300011以下110以下110-200200-300400011以下110以下

28、110-230230-350500011以下110以下110-250250-400600011以下110以下110-250250-450（2）溢流堰主要尺寸溢流堰主要作用是维持塔板上有一定的液层厚度,并使液体能较均匀地横过塔板流动,其 主要尺寸是堰高和堰长。根据经验数据,单流式塔板的堰长一般为塔径的60%80%,此处取为 60%,可得堰长lw = 1200 x 0.60 = 120mm此时对应堰上的最大液流量（液流强度）59.72m3/（m堰长h）,不超过经验值7087.5 m3/（m 堰长h）,检验合格。对于本例中的加压萃取精储塔，经验值选取堰高为4060mm,此处选取堰高Z!, = 50m

29、m, 溢流堰选用平口堰。（3）降液管本精储塔中采用弓形降液管，根据之前所选的塔径D和堰长，由化工原理（陈敏恒 编制）查弓形降液管的参数，得到 演=0.5I卷=0.1AtD降液管叱/ =0. lxl2(X) =120面积=0.051 x ? x 0 = 0.05765，（4）受液盘为了避免塔板上出现死角,同时可以缓冲液体流向,更好地使气泡分离，在这里选用凹形 受液盘，深度为50mm。此外，为了停工时能够排尽板上的废液，在受液盘上开有两个010的泪孔,关于受液盘中 心线对称,位置在受液盘中间。（5）进口堰本精储塔中液相流量相对较小，同时选用了凹形受液盘，故不设进堰。（6）降液管底隙高度对凹形受液盘

30、，选取底隙高度等于盘深，即=50 mm.为降低气泡夹带,液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出，一般要 求不应小于4s,而对于高压下操作的塔以及易起泡的物系，停留时间应更长些，为此,必须 进行校核。则液体在降液管的停留时间为:0,05765 x 0.50.00595=4.845 4s由于停留时间 4s,故降液管尺寸设合理。1.7.3筛孔设计（1）筛孔孔径由Cup-Tower校核数据知,筛孔孔径为4mm(2)筛孔孔间距由Cup-Tower校核数据知,筛孔孔间距为25mm1.7.4塔板结构设计(1)a.受液区和降液区:一般这两个区域的面积相等,均可按降液管截面积Ad计算;b.边缘区

31、:在塔壁边缘留出一定宽度的环形区域供固定塔板用;c.入口安定区和出口安定区,通常宽度相等;d.有效传质区:余下的塔板上有筛孔的区域。图1-3塔板结构示意图(2)于此处考虑，由经验可知：a.塔径D900mm,采用分块组装式;b.塔径在2.5m以下，边缘宽度取WC=0.05m；c.分布区宽度WF取0.05m;d.降液管宽度为Wd=0.14mo取筛孔动能因子F=17,则孔速17,一= 12.36 向 s71.892开孔率:2I =14x0.0391.2= 0.0144=1.44%开孔率符合要求1.8水力学计算1.8.!塔板压力降塔板压降AP由三部分组成,分别为气体流过干塔板的压降APc、通过液层的压

32、降APl 及克服液相表面张的压降,一般来说克服液相表面张的压降很小,可以忽略不计, 于是塔板压降可简化为:P = APC 4- LPl(1)干板压降筛孔动能因数约为17。hc = 0.0226 m(2)液层压降忽略塔板上的液面落差，则气体通过液层的压降为:hl = 8Sw + flow)其中取充气系数s = 0.6,出口堰高w= 005 m.对于平口堰,堰上液头高为:=0.00284 x 1.08 x0.0305 m图L4液流收缩系数图owh = (i(hw + %)=。.5 X (0.05+0.0305)=0.04 m 总的塔板压力降为:h = % + 4 = 0.014 + 0.04 7n

33、液柱=422.7Pap c I符合36mmHg的单板压降要求。1.8.2雾沫夹带量(1)雾沫夹带量分别采用阿列克山德罗夫经验式和泛点率来估计雾沫夹带量。阿列克山德罗夫经验式根据塔板间距、塔系数、空塔气速、板上液层高度、气相粘度等来 估计雾沫夹带量,采用下式估算:A(0.052hi 1.72) u _7e =-fi5x (尸/Ht x(p2 x m对于% 400mm的塔板,其 A=0.159, n=0.95。对于本塔,取塔系数屮=0.7t可以得到此塔的雾沫夹带量:e =0.0129 kg雾沫/kg气体 0.1kg雾沫/kg气体可以看出,雾沫夹带量远小于0.1kg雾沫/kg气体,满足要求。(2)泛

34、点率泛点率可由以下两式得出，取两者中的较大值。_ 100仇 4- 136LSZAbKsCfioocv- 0.78AtKsCf浮阀塔板泛点负荷因数图1-5如下:图浮阀塔板泛点负荷因数图最终求出T0303塔的泛点率Fl=67.2%,根据Glitsch公司建议，当直径大于900mm的塔， 泛点率F!控制在:Fl80%82%时，雾沫夹带量eFoa=8.93,可知此时塔设备不 发生泄露。1.8.5 降液管液体停留时间液体在降液管内的平均停留时间为: _冃解出:0.05765 xQ,50.00595=4.845 4s其停留时间大于最小降液管停留时间4S,可以认为符合要求。液体在降液管中的允许流速为:(d)

35、max = 0.17 Ks要求液体在降液管中的实际流速小于或等于允许流速的0.70.9倍,即:ud (0.70.9)(ud)max = 0.1治解出0.7(%=0113 m/so液体在降液管中的实际流速:厶SUa =解出“d = S0933 m/s 0.113 m/s,符合设计要求。1.8.6 塔板的负荷性能图1.8.6.1 过量雾沫夹带线令F尸82%,可以得到过量雾沫夹带线方程:匕=-(2.95 x 103KsAbCF - 1.36ZL九)J 为代入数据,解出过量雾沫夹带线为:Vh = 5278.2 - 15.37厶1.8.6.2 淹塔线经过整理,降液管内泡沫层高度达到最大允许值时的Vh-L

36、h关系,即淹塔线 为:_ b-cxLh2 -dx Lh2/3q q其中,a = 0.0148-No2PLb =屮冃 + (屮 1 %1.18 x 10A(-8)c =d = 0.00284(1 + 夕)代入数值，解出淹塔线为:Vh = J2.88 x 107 - 1599厶 - 690000L/31.863过量泄漏线过量泄漏线又称气相负荷下限线，可取%=5作为泄漏点，可得过量泄露线 为:代入数值，解出过量泄露线为:Vh = 1106.71.8.6.4 降液管超负荷线降液管超负荷线也称为液相负荷上限线,此线反映了液体在降液管中停留时 间的最低限,公式为:_ 3600AdHT厶二-一代入数值,解出

37、降液管超负荷线为:Lh = 35.331.8.6.5 液相负荷下限线为了保证塔板上液体的均匀分布,对平口堰,要求堰上液头高度不小于 6mm,现以w = 6mm作为液相负荷下限,可得:Lfi = 3.07 lw代入数值，解出液相负荷下限线为:Lh = 2.581.9 cup-tower对塔的初步设计与校核1.9.1 设计条件的确定根据Aspen模拟的数据对用cup-tower对塔进行初步设计 设计数据如下图箍孔I板间距:10.275堰径比:|. 72661板上清液层高度：10.05 m图1-6设计数据输出图1.9.2 塔设计与校核表1-7设计表塔板编号（实际）1-14塔板层数1塔内径,m1. 0

38、2板间距,mm500液流程数1A d/A t,%5. 2开孔率,1.44堰长,mm675堰高,mm49底隙/侧隙,mm43降液管宽,mm99受液盘宽,mm160受液盘深,mm43堰型平堰塔板形式筛孔塔板编号1-13溢流强度,m3/mh3.48停留时间,s31.41降液管液泛，%67. 24孔动能因子,(m/s) (kg/m3)0. 516. 86塔板压降,Pa735降液管内线速度,m/s0. 0088降液管底隙速度,m/s0. 0276塔板结构参数!塔板宜设计!塔盘信息塔径:板间距:塔能面积:开孔区面积:开孔率: 普通算孔數 普通筛孔密度1 02溢流区尺寸n降液管顶辍度*2弯折距离2降液管底部

39、寛度受液盘深度#受液盘宽度/*2堰高两例0 280 16030 82440.06080.47210.09961 440.0439470 16032004 910.049降掠底隙 降液管顶部面积 降液管底部面积 n顶部堰长 底部填长 进堰高度 进堰寛度 0.0430 08240.04110 7444 0.60690.0.锦孔设计I空塔气速0. 1783a/s堰上液层高度0.0065m孔气速12 3608a/s总板压降0.0751液柱溢漏S度3. 4894a3/ (h. a)降液管停留时间31 4184S板上、液层高度0.0555m降液管液泛67 2438%干板压降0.0226潘柱降液管底隙速度0

40、 0276a/s雾沫夹帯量0.0003k(L) Ag(V)稳定系数1 8876降港管内液体髙度0 1307n降液管内线速度0.0088a/s流量麥数0 1087液面梯度0.IK空塔动能因子0.2433/s(kc/m3)*0. 5孔动能因子16 8657/s(kg/i3)a0.5漏点、气速6 5485a/s图!-?塔板结构参数图基本信息1项目名称T0303乙醛精制塔设 计7校核人2装置名称筛板式精佈塔8日期2019/7/113塔的名称乙醛精制塔9说明4塔板编号（实际）#一#10计算选用的 理论版5塔板层数111塔板编号（理论）# 一#6塔板形式普通筛孔12分段说明艺设计条件液相气相1质量流量kg/h2370. 337质量流量kg/h985. 392密度kg/m3912. 508密度kg/m31.863体积流量m3/h2. 609体积流量m3/h529. 284粘度cp0. 2710粘度cp0.015表面张dyn/cm57.