分离工程脱乙烷塔课程设计报告书32493.pdf

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1、一 综述 1.1 塔设备简述 在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于 10

2、.5%，板效率提高产量 15%左右；而压降可降低 30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少 40%左右；安装容易，也便于清理检修。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合

3、物得到分离。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔于 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对其性能研究也较充分。浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干大孔，每个孔上装有一个可以上、下浮动的阀片，浮阀的型式很多，目前国最常用型式的为 F1型和 V-4型。F1型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）。操

4、作时，由阀孔上升的气流，经过阀片与塔板的间隙与塔板上横流的液体接触，浮阀开度随气体负荷而变，当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。1.2 我国化工工艺发展 我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改造，继续坚持“自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平”的发展方针。要立足现有基础，搞好一、二次加工和系统工程的配套，扩大综合生产能力;要革新工艺，革新技术，革新设备，把老装置开出新水平;要发展加氢技术，发展新型催化剂和添加剂，全面提高产品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次

5、加工，增产有机化工原料;要充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;要治理“三废”，保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。二 设计方案的选择 2.1 工艺设计的原则 工艺流程设计是工艺设计的核心，在整个设计中，设备选型、工艺计算、设备布置等工作都与工艺流程有直接关系。只有流程确定后，其他各项工作才能展开，工艺流程设计设计各个方面，而各个方面的变化又反过来影响 工艺流程设计，设置使流程发生较大的变化。因此，工艺流程设计是动手最早，而往往结束最晚。流程设计的主要任务包括两个方面：一是确定生产流程中各个生产过程的具体容、顺序和组合方式；二是绘制工艺流程图，要求以图解的形式表示生产过

6、程中，当原料经过各个单元操作过程得到产品时，物料和能量发生的变化及其流向，以及采用了哪些化工过程和设备，再进一步通过图解形式表示出化工管道流程和计量控制流程。选型和工艺设计的原则如下：合理性 即设备必须满足工艺一般要求，设备与工艺流程、生产规模、工艺操作条件、工艺控制水平相适应，又能充分发挥设备的能力。先进性 要求设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、转化率、收率、效率要尽可能的达到先进水平。安全性 要求安全可靠、操作稳定、弹性好、无事故隐患。对工艺和建筑，地基、厂房等无苛刻要求；工人在操作时，劳动强度小，尽量避免高温高压操作，尽量不用有毒有害的设备附件附料。经济性 设备投资省，易于加工、维修

7、、更新，没有特殊的维护要求，运行费用减少。引进先进设备，亦应反复对比报价，考察设备性能，考虑是否易于被国消化吸收和改进利用，避免盲目性。总之，在设备的设计及选型中，要综合考虑合理性、先进性、安全性、经济性的原则，审慎的研究，认真的设计。2.2 精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：()气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。()操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较

8、大围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。()流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。()结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。()耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。()塔的滞留量要小。2.2.1 板式塔类型：气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌

9、形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、筛板塔(1832 年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如 S 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。2.2.2 筛板塔：筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：()结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。()处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。()塔板效率高，比泡罩

10、塔高 15左右。()压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。筛板塔的缺点是：()塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。()操作弹性较小(约 23)。()小孔筛板容易堵塞。2.2.3 浮阀塔：浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到 6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，

11、大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：()处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。()操作弹性大，一般约为 59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。()塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。()压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为 400660N/m2。()液面梯度小。()使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。()结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的 6080,为筛板塔的120130 据此本课程设计选取浮阀塔。2.3 设计方案确定 2.3.1 操作条件的确定：确定设计方案是指确定整

12、个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。本设计的操作压力为 235.5kpa。塔顶设置冷凝器，塔底设置再沸器。2.3.2 进料状态：进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。本设计采用泡点进料。2.3.3 加热方式：蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大，便可采用直接蒸

13、汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。本设计采用间接加热方式。下图是工艺装置原则流程图：三 脱烷烃精馏塔工艺计算 3.1 全塔物料平衡计算 3.1.1 原始数据获取：表 3-1 原料各组分数据汇总 200kmol/h 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC 进料组成（摩尔分数）0.25 0.4 0.2 0.15 分离要求 95%l 90%

14、h 处 理 量 项 目 进料条件 泡点进料，P=235.5kp 3.1.2 清晰分隔物料衡算：根据题意得：正戊烷为轻关键组分，正己烷为重关键组分。由清晰分割法计算:llldf lllWfd hhhWf hhhdfW 11llhiiDddf 1clhihWWWf 95%l 90%h 80 95%76ld 80764lW 40 90%36hW 40364hd 76450130D 4363070w 表 3-2 清晰分割物料衡算计算结果汇总 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC FiX 0.25 0.4 0.2 0.15 iF 50 80 40 30 iD 50 76 4 0 130 iW

15、 0 4 36 30 70 DiX 0.3846 0.5846 0.0308 0 DiX 0 0.0571 0.5143 0.4286 3.1.3 用泡点方程计算塔底温度：初设110wt，由 K-P-T 图查得各组分的ik值，计算得11.06581ciiik X，表明原假设温度偏高，按下表 3-3 计算结果可知汽相量最大的是正己烷，由公式得：66,1,2111.31.21.0658ccciiikkk X 由 K-P-T 图按 P=235.5KP,6c,2k1.2查得 t=107，再求得各组分相平衡常数值，计算结果如下表 3-3：表 3-3 泡点方程计算塔底温度结果 组分 i 04nC 05nC

16、 06nC 07nC WiX 0 0.0571 0.5143 0.4286 110 ik 6.4 2.6 1.3 0.58 iwik X 0 0.1486 0.6686 0.2486 1.0658 107 ik 6.2 2.5 1.2 0.54 iwik X 0 0.1429 0.6172 0.2314 0.9915 在所设的 107条件下，10.9915ciiik X，1|1|0.01ciiik X，符合要求。塔底温度为 107。3.1.4 用露点方程计算塔顶温度：因为本塔采用全凝气，所以塔顶温度就是塔顶产品的露点温度。初设56Dt，由K-P-T图查得各组分的ik值，计算得1/1.03041

17、cDiiiXk，表明原假设温度偏低，按下表 3-4 计算结果可知液相量最大的是正戊烷，由公式得：55,2,1110.78/0.81.0304cccDiiikkXk 由 K-P-T 图按 P=235.5KP,5c,2k0.8查得 t=57，再求得各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-4：表 3-4 露点方程计算塔顶温度结果 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC DiX 0.3846 0.5846 0.0308 0 56 ik 2.2 0.78 0.29 0.11 /DiiXk 0.1748 0.7495 0.1061 0 1.0304 57 ik 2.3 0.8 0.3 0.12 /

18、DiiXk 0.1672 0.7308 0.1026 0 1.0006 在所设的 57条件下，1/1.0006cDiiiXk，1|(/)1|0.01cDiiiXk，符合要求。塔顶温度为 57。3.1.5 不清晰分割验证：求以重关键组分06nC为对比组分的各组分的平均相对挥发度，用泡点方程计算列表如下：表 3-5 各组分平均相对挥发度 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC Dik 2.3 0.8 0.3 0.12 ihD 7.667 2.667 1 0.4 wik 6.2 2.5 1.2 0.54 ihW 5.167 2.083 1 0.45 ihihDihw 6.294 2.357

19、 1 0.4243 代入汉斯特别克公式，得到：lg4764lglglglg36lg2.357436ihidw =0.95426.0lgih 分别将各组分的平均相对挥发度ih代入上式求得()idw，进一步求得id，iw，DiX，wiX。列表如下：表 3-6 id，iw，DiX，wiX计算结果 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC ih 6.294 2.357 1 0.4243 idw 6.9103 19 19 6.510-4 iF 50 80 40 30 iD 49.9928 76 4 0.0195 130.0123 iW 7.210-3 4 36 29.9805 69.9877 D

20、iX 0.3845 0.5846 0.0308 0.0001 WiX 0.0001 0.0571 0.5144 0.4284 由上表数据可知：7695%80l 3690%40h 符合要求。设塔底温度为 107，列表计算如下：表 3-7 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC WiX 0.0001 0.0571 0.5144 0.4284 1.0000 ik 1.2 2.5 1.2 0.54 iwik X 0.00012 0.1429 0.6172 0.2314 0.99162 塔底温度为107正确。设塔顶温度为57，列表计算如下：表 3-8 组分 i 04nC 05nC 06nC 0

21、7nC DiX 0.3845 0.5846 0.0308 0.0001 1.0000 ik 2.3 0.8 0.3 0.12 /DiXk 0.1672 0.7308 0.1026 0.0008 1.0014 塔顶温度为 57正确。3.1.6 用泡点方程计算进料温度：设进料温度为=60Ft，由 K-P-T 图查得各组分的ik值，计算得10.85951ciFiik X，表明原假设温度偏低，按下表 3-9 计算结果可知汽相量最大的是04nC，由公式得：44,1,2111.82.20.8595ccciFiikkk X 由 K-P-T 图按 P=235.5KP,6c,2k2.2查得 t=62，再求得各组

22、分相平衡常数值，计算结果如下表3-9：表 3-9 泡点方程计算进料温度结果 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC FiX 0.25 0.4 0.2 0.15 60 ik 1.8 0.82 0.31 0.13 iFik X 0.45 0.328 0.062 0.0195 0.8595 62 ik 2.2 0.88 0.34 0.14 iFik X 0.55 0.352 0.068 0.035 1.005 在所设的 62条件下，11.005ciFiik X，1|1|0.01ciiik X，符合要求。进料温度为 62.3.2 用芬克斯方程计算最少理论塔板数 2.236lh 0.58460

23、.5144lglg0.03080.0571lglg2.36lhhlDWmlhXXXXS =5.99 块 3.3 恩德伍德法求最小回流比 塔顶、塔底的平均温度是：2WDttt82210757 以06nC为对比组分求各组分在P=235.5KP,82t 时的相对挥发度i：表 3-10 各组分相对挥发度 82 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC FiX 0.25 0.4 0.2 0.15 ik 3.8 1.5 0.6 0.26 i 6.3 2.5 1 0.43 1ciFiiiXe 因为是泡点进料，所以e=0 16.3 0.252.5 0.41 0.20.43 0.151.57510.20

24、.06456.32.510.436.32.510.43ciFiiiX 通过试差法计算求：表 3-11 列表 3.6575.1 5.21 12.0 43.00645.0 =1.22 0.3041 0.7813-0.9091-0.0816 0.095=1.2 0.3088 0.7692-1 0.0838-0.0058=1.2 11ciDimiiXR 16.3 0.38452.5 0.58460.03080.43 0.00016.3 1.22.5 1.21 1.20.43 1.2ciDiiiX 0.47511.1230.1540.000061.444 最小回流比111.444 10.444ciDim

25、iiXR 3.4 吉利兰法计算求理论板数 操作回流比一般为最小回流比的1.22:倍。即：min1.22RR:本塔取 1.6 倍,1.60.4440.711R 156.01711.0444.0711.01RRRXm Y=2112.117114.541exp1xxxx=21156.01156.0156.02.11711156.04.541exp1 =)14.2(324.0exp1 =0.5 5.01SSSYm 解得：S=12.98 理论板数为 12.98 块。3.5 计算理论进料位置 0.58460.2lglg0.03080.40.40.5144lglg0.20.0571lhhlDWlhhlFWX

26、XXXnmXXXX =0.97731.2557=0.78 S=n+m+1 nm=0.78 解得：n=5.2 m=6.7 精馏段理论塔板数：n=5.2 块 提留段实际塔板数：m=6.7 块 3.6 计算实际板数和实际进料位置 查表得各组分在82t 时的黏度：3-12 各组分黏度 组分 i 04nC 04nC 04nC 04nC 1clfiliiX FiX 0.25 0.4 0.2 0.15 li 0.095 0.151 0.306 0.242 0.1817 又lh=2.5 0.2450.49Tlhl 0.2450.492.5 0.1817 =0.5944 =59.44%TTNNa 实际塔板数：1

27、12.98 120.15210.5944TaTNN块 精馏段实际塔板数：5.28.790.5944aTnn块 提留段实际塔板数：am=21-9=12 块 精馏塔工艺计算部分计算结果列于下表：表 3-13 精馏塔工艺计算结果 项目 符号 数值 单位 进料流量 F 200 Kmol/h 操作压力 P 235.5 KPa 进料温度 ft 62 塔顶温度 Dt 107 塔底温度 wt 57 塔底产品流量 130.0123 Kmol/h 塔顶产品流量 69.9877 Kmol/h 最小回流比 mR 0.444 实际回流比 R 0.711 最少理论板数 mS 5.99 块 全塔理论板数 S 12.98 块

28、 全塔总版效率 59.44%全塔实际板数 aN 21 块 精馏段实际板数 an 9 块 提馏段实际板数 am 12 块 加料板位置 第 10 块 四 浮阀塔的设计计算 4.1 选取设计塔板 4.1.1 板型选取：根据化学工业化工原理提供的液相流量参考表选取单流型塔板，单流型塔板是最常用的形式，结构简单，制作方便，且横贯全板的流道长，有利于达到较高的塔板效率。4.1.2 板间距的初选：板间距 NT的选定很重要，对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反

29、之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率。所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。如对易发泡的物系，板间距应取大一些，以保证塔的分离效果。板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合经济权衡，反复调整，已做出最佳选择。设计时通常根据塔径的大小，由塔板间距的经验数值选取.初选板间距为 0.45m.4.2 汽、液体体积流量计算 4.2.1 精馏段、提馏段的摩尔流量计算：精馏段气体摩尔流量：V=L+D=(R+1)D=(0.711+1)130.0123=224.45kmol/h=0.0624kmol/s 提馏段气体摩

30、尔流量：v=v=0.0624kmol/s 精馏段液体摩尔流量：L=RD=130.01230.711=92.4kmol/h=0.0257kmol/s 提馏段液体摩尔流量：L=L+F=92.44+200=292.44kmol/h=0.0812kmol/s 4.2.2 精馏段、提馏段的体积流量计算：表 4-1 气体体积流量计算表 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC M iM 58.124 72.151 86.178 100.205 DiX 0.3845 0.5846 0.0308 0.0001 wiX 0.0001 0.0571 0.5144 0.4284 DiXiM 22.3487

31、42.1795 2.6543 0.01 67.1925 wiXiM 0.0058 4.12 44.33 42.9278 91.3836/DiiXk 0.1672 0.7308 0.1026 0.0008 iwik X 0.00012 0.1429 0.6172 0.2314 iMiwik X 0.007 10.3104 53.1891 23.1874 86.6939 iM/DiiXk 9.1783 52.728 8.8419 0.0802 71.3684 塔顶气体密度：33311235.51067.19255702.56/5.7/273.15578.314VvpMgmkgmRT 塔底气体密度：

32、33322235.5 1086.69396459.73/6.46/273.151078.314VvpMg mkg mRT 气体平均密度：3125.76.466.08/22vvvkg m 塔顶气体体积流量：31110.062467.19250.7356/5.7vsvVMVms 塔底气体积流量：32220.0624 86.69390.7356/6.46vsvVMVms 全塔平均气体体积流量：3120.73560.83740.7865/22sssVVVms 表 4-2 液体体积流量计算表 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC wiX 0.0001 0.0571 0.5144 0.4284

33、 iM 58.124 72.151 86.178 100.205 iMwiX 0.0058 4.12 44.33 42.9278 91.3836 1wiiiwiiX MmX M 0.0006 0.0451 0.4851 0.4696 Li 0.579 0.815 0.659 0.684 1 iim 0.0001 0.0553 0.7361 0.6865 1.4783/DiiXk 22.3478 42.1795 2.6543 0.01 iM/DiiXk 9.7183 52.728 8.8419 0.0802 71.3684 2/idiiiidiiM XkmM Xk 0.1362 0.7388 0

34、.1239 0.0011 2iim 0.2352 0.9605 0.188 0.0016 1.3313 塔底液体密度：31110.6765/1.4783Liig cmm 塔顶液体密度：32110.7511/1.3313Liig cmm 液体平均密度：312676.5751.1713.8/22LLLkg m 塔底液体体积流量：3311310.025791.38363.47 10/0.6765 10sLLMLms 塔顶液体体积流量：3312320.081271.36847.716 10/0.7511 10sLLMLms 全塔平均液体体积流量：4.3 液体表面力计算 查表得各个组分的表面力：表 4-

35、3 各组分表面力 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC i(57)3.124 6.399 8.028 16.26 i(107)4.079 7.752 10.18 12.51 wiX 0.0001 0.0571 0.5144 0.4284 /DiiXk 0.1672 0.7308 0.1026 0.0008 iwiX 0.0004 0.4426 5.2366 5.3593 11.0389/iDiiXk 0.5223 4.6764 0.8237 0.013 6.0354 液体平均表面力：1211.03896.03548.537222mmm 4.4 塔径的计算 4.4.1 求上限空塔气速

36、：0.50.55.593713.80.07710.78656.08SLSvLV 取板间距0.45THm(参考化工原理，浮阀塔板间距参考数值)，由史密33123.477.7165.593 10/22sssLLLms斯关联图查得：200.083C 0.20.2208.53720.0830.072020mCC 则上限空塔气速：max713.86.080.070.76/6.08LvvuCm s 4.4.2 计算空塔气速：适宜的空塔气速是maxu乘以安全系数,安全系数取（0.60.8）之间，本设计取安全系数为 0.7,max0.70.8 0.760.61/uum s 4.4.3 选取塔径和实际空塔气速：

37、40.78651.283.14 0.61sVDmu，根据浮阀塔直径系列标准圆整取塔径为1.4m。实际空塔流速：2244 0.78650.51/3.14 1.4SVum sD 4.5 计算塔截面积 塔截面积：2223.14 1.41.538644TDAm 4.6 计算塔的有效高度 塔的有效高度：21 0.459.45TZNHm 4.7 塔板的设计 4.7.1 确定塔板溢流形式：根据有关文献介绍选取单溢流塔板操作。4.7.2 确定降液管的结构形式：根据有关资料降液管的结构形式采用弓形降液管。4.7.3 降液管的底隙高度：对于单溢流取堰长：0.70.7 1.40.98wLDm 取液体通过降液管底隙时

38、的流速00.2/um s 降液管的底隙高度：305.593 100.03030.98 0.2SoWLhmL u。ou取值根据经验一般可取 0.070.25 之间。oh确定的原则是保证流体流经此处时的阻力不太大，同时要有良好的液封。4.7.4 求降液管的宽度及截面：/0.98/1.40.7wLD，查化工原理图得：/0.14dWD 0.14 1.40.196dW /0.08fTAA 20.080.08 1.53860.123fTAAm 4.7.5 求液体在降液管的停留时间 0.123 0.45/9.950.005593fTsA HLss 能够满足要求。4.7.6 塔板四区尺寸的确定：边缘区宽度 W

39、C取 0.05m。破沫区宽度 WS取 0.06m。溢流区宽度 Wd=0.196m。鼓泡区面积 Aa:22212sin180axAx RxRR 1.4()(0.1960.06)0.44422dSDxWWm 0.70.050.652cDRW 22213.140.44420.4440.650.4440.65sin1800.65aA =1.585 4.7.7 初算浮阀个数：浮阀塔的操作性能以板上所有浮阀处于刚刚全开时的情况为最好，此时塔板的压强降及板上液体的泄露都比较小，且操作弹性较大，根据工业生产装置的数据对 F1型重浮阀而言，当板上所有浮阀刚刚全开时,F0动能因数常在 912 之间。本设计取 F0

40、=10，因为00VFu,VFu00,设0u为气体通过阀孔时的速度，F0为气体通过阀孔时的动能因数，V为 气体密度，则00104.06/6.08VFum s。d0为浮阀孔直径取 d0=0.039m，则22000.7865162.21630.0394.0644SfVNd u,4.7.8 核算阀孔动能因数及孔速：因为2200.78654.0412/0.7850.758 0.039163skFVum sd N 04.04126.089.9647kVFu 阀孔动能因数变化不大仍在 912 围之，所以选取合理。4.7.9 计算塔板开孔率：开孔率=0.510.1264.0412kuu 在（5%15%），符合

41、要求。4.8 塔板的水力学计算 塔板的流体力学验算，目的在于核算上述各项工艺尺寸已经确定的塔板，在设计任务规定的气液负荷下能否正常操作。其容包括对塔板压强、液泛、雾沫夹带、泄漏等项的验算。4.8.1 气体通过浮阀塔板的压强降：1、干板阻力 hC：临界孔速：1.8251.82573.173.16.328/6.08ocVum s kocuu 故用下式计算：0.1750.1754.041219.919.90.0356713.8kcLuhm 2、板上充气液层阻 hR：因为分离的混合物为碳氢化合物的混合物，故取板上充气程度因数0=0.45，取板上液层高度 hL=0.06m。则00.450.060.027

42、Rchh 3、液体表面力造成的阻力 hP：浮阀塔的 h值通常很小，计算时可以忽略，所以气体通过浮阀板的压降为hP=hC+hR=0.0356+0.027=0.0626m 液柱，单板压降PP=hPLg=0.0626713.89.81=438.35KPa 4.8.2 液泛：该 塔 板 不 设 进 口 堰，故 液 体 通 过 降 液 管 的 压 降：2220.1530.1530.153 0.250.00956SdOWoLhumL h 降液管降液管中当量清液层高度为：0.009560.06260.060.13216dpLHhhh实际降液管中液体和泡沫的总高度大于 0.13216 这个值，为了防止液泛，应

43、保证降液管中泡沫液体的总高度不超过上层塔板的出口堰，所以在设计中令TwHHh,是参数考虑到降液管液体充气及操作安全两种因素的校正系数。一般物系取=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，HT=0.45m 0.50.050.450.25dH 符合要求不会淹塔。4.8.3 雾沫夹带：式中：VS、VL分别为气、液负荷 m3/s；V、L分别为塔气、液密度 kg/m3；ZL为板上液体流经长度 m，对单溢流塔板 ZL=D-2WS=1.4-20.196=1.008m；Ab为板上液体流经面积 m2，对单溢流塔板 Ab=AT-2Af=1.5386-20.123=1.2926m2；CF为泛点负荷系数，可根据气相密度

44、V及板距 HT查得，CF=0.128，泛点率=1.36100%VSLLLVFbVV ZKC A =6.080.73561.36 0.0059 1.008713.86.080.128 1.2926 =45.84%80%或泛点率=6.080.7356713.8100%0.780.78 1 0.128 1.5386VSLFTVKC A =44.2%80%对于 D0.9m 的大塔，泛点率都应小于 80%，实际求得的泛点率均小于 80%，符合要求，所以雾沫夹带量能满足 eV0.1kg（液）/kg（气）。4.9 塔板负荷性能图 4.9.1 泄漏线 以 F0=5 作为规定气体取小负荷的标准，则 2230mi

45、n53.14500391630.3956/446.08sfvVdNms 根据(VS)min在纵坐标轴上定出一点作水平线AA，即为泄漏线。4.9.2 液相负荷上限线：以=5 秒作为液体在降液管中停留时间下限值，即(LS)max=AfHT/5=0.1230.45/5=0.0111m3/s。根据(LS)max在横坐标轴上定出一点 C 并作垂线CC，即为液相负荷上限线。4.9.3 液相负荷下限线：对于平堰，一般取堰上液层高度 h0W=0.006m 作为液相负荷下限条件，低于此限时便不能保证板上液流的均匀分布，降低气液接触效果，根据公式:2336002.841000sowWLEhL,一般 how取0.0

46、06wh 作为下限条件。333min10001000 0.0060.980.00084/36002.8436002.84 13600wOWWssLhLLLmsE 根据 minsL在横坐标轴取定一点 B 作垂线BB，即为液相负荷下限线。4.9.4 液泛线：根 据TwpLdhhhhh可 导 出VS与VS的 关 系 式，即2223SSSaVbcLdL。式中：55226.081.91 101.91 109.981713.8 163vLfaN 010.5 0.450.5 1 0.450.050.1775TowbHh 22220.1530.153173.520.980.0303WOcLh 22330.66

47、70.667(1)(10.45)0.6760.98OWdEL 则：22239.9810.1775 173.520.676SSSVLL 22230.0178 17.3850.0677SSSVLL 表 4-4 sL 0.001 0.005 0.008 0.01 0.011 sV 0.1308 0.1240 0.1182 0.1137 0.1114 根据表的数据，再绘制出液泛线DD。4.9.5 雾沫夹带上限线：雾沫夹带上限线表现了雾沫夹带量 eV=0.1kg（液）/kg（汽）时的 LSVS的关系。按泛点率=80%时找出 LS与 VS的关系，即 泛点率=bFSSLVVSAKCZLV36.1 =6.08

48、1.36 1.008713.86.081 0.128 1.296SSVL=80%0.092691.3710.1327ssVL 1.431714.79ssVL 绘图即雾沫夹带上限线EE。根据以上五条线绘出塔板负荷性能图：塔板负荷性能曲线图00.20.40.60.811.21.41.600.0050.010.015LV泄露线液相负荷上限线液相负荷下限线液泛线雾沫夹带上限线 图 4-1 塔板负荷性能曲线图 4.9.6 技术分析：(1)由塔板负荷性能图可以看出，在规定的气液负荷下的操作点在适宜操作区的适宜位置，这说明本设计比较合理。(2)因操作上限受雾沫夹带线控制，因此，若处理量提高较大时，适当将雾沫

49、夹带线上移，即提高板间距或加大开孔区面积。表 4-5 浮阀塔板设计计算结果及符号一览表 项目 符号 单位 数据及说明 备注 塔径 D m 1.4 板间距 TH m 0.45 塔板形式 重浮阀，单溢流降液管 溢流堰高 wh m 0.05 溢流堰长 WL m 0.98 板上液层高度 H m 0.13216 降液管底隙高度 0h m 0.0303 降液管宽度 dw m 0.196 降液管截面积 fA 2m 0.123 鼓泡区面积 aA 2m 1.585 塔截面积 TA 2m 1.5386 浮阀个数 fN 个 163 阀孔直径 0d m 0.0309 阀孔气速 u孔 m/s 4.0412 空塔气速 u

50、 m/s 0.51 阀孔动能因数 0F 9.9647 开孔率 12.6%液体在降液管停留时间 s 9.9 泛点率 45.84%液相负荷上限 maxsL 3/ms 0.0111 液相负荷下限 minsL 3/ms 0.00084 五接管尺寸计算 5.1 进料管尺寸计算：表 5-1 进料液体密度计算 组分 i 04nC 05nC 06nC 07nC FiX 0.25 0.4 0.2 0.15 iM 58.124 72.151 86.178 100.205 i 579 815 659 684 iiM X 14.531 28.8604 17.2356 15.0308 75.6578 im 0.1921