毕业设计（论文）-7万吨年环氧乙烷精馏塔设计.doc

《毕业设计（论文）-7万吨年环氧乙烷精馏塔设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《毕业设计（论文）-7万吨年环氧乙烷精馏塔设计.doc（44页珍藏版）》请在三一文库上搜索。

1、1 7 万吨万吨/年环氧乙烷精馏塔设计年环氧乙烷精馏塔设计 摘摘 要要 根据北京化工大学毕业设计要求,并结合生产实际，选择浮阀塔精馏分离环氧乙 烷水溶液为设计课题。选用 F1 型单溢流浮阀塔为分离设备，以质量守恒定律、物料 衡算和热力学定律为依据，对精馏塔及其辅助设备进行了工艺和设备的设计参数计 算，得出精馏塔采用 F1 型单溢流浮阀塔，溢流管为弓形降液管，设计确定全塔高度 21m，塔板总数为 31 块，塔顶温度可设为 45，塔釜温度可设为 146，精馏段塔 径为 4m，塔板堰长 2.8m，板上液层高度 0.064m, 阀孔数为 1403 个，相邻的两排中 心孔距 0.08m；提馏段塔径为 3

2、.2m，塔板堰长 2.24m，板上液层高度 0.083m, 阀孔 数为 809 个，相邻的两排中心孔距 0.087m。并通过塔板校核验算，认为设计的精馏 塔符合要求；气液负荷性能图也说明该装置操作弹性合理。 关键词：关键词：环氧乙烷； 精馏； 回流比； 工艺设计； 校核 2 目目 录录 第第 1 1 章章 前前 言言 7 7 第第 1.11.1 节节 环氧乙烷概述环氧乙烷概述7 7 第第 1.21.2 节节 环氧乙烷生产方法环氧乙烷生产方法8 8 1.2.11.2.1 氯醇法氯醇法8 8 1.2.21.2.2 直接氧化法直接氧化法8 8 第第 1.31.3 节节 设计任务及目标设计任务及目标9

3、 9 第第 2 2 章章 设计内容框架设计内容框架 1010 第第 3 3 章章 设计简介设计简介 1111 第第 3.13.1 节节 精馏原理精馏原理1111 第第 3.23.2 节节 装置流程的确定装置流程的确定1111 第第 3.33.3 节节 操作压力的选择操作压力的选择1111 第第 3.43.4 节节 浮阀标准浮阀标准1212 第第 4 4 章章 精馏塔设计参数确定精馏塔设计参数确定 1313 第第 4.14.1 节节 物料衡算物料衡算1313 4.1.14.1.1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算1313 4.1.24.1.2 精馏塔塔顶、塔釜、进料板温度的计算精馏塔塔顶、塔釜、

4、进料板温度的计算1414 4.1.34.1.3 塔顶温度的求取塔顶温度的求取1515 4.1.44.1.4 塔釜温度的求取塔釜温度的求取1515 4.1.54.1.5 进料板温度的确定进料板温度的确定1616 第第 4.24.2 节节 回流比、操作线方程、实际板数的确定回流比、操作线方程、实际板数的确定1717 4.2.14.2.1 相对挥发度相对挥发度1717 4.2.24.2.2 最小回流比的求取最小回流比的求取1717 4.2.34.2.3 适宜回流比适宜回流比1717 4.2.44.2.4 操作线方程操作线方程1717 4.2.54.2.5 理论板的计算和实际塔板数的确定理论板的计算和

5、实际塔板数的确定1717 4.2.64.2.6 实际塔板数的确定实际塔板数的确定1919 第第 4.34.3 节节 塔径的计算塔径的计算1919 4.3.14.3.1 精馏段精馏段1919 4.3.24.3.2 提馏段提馏段2020 第第 4.44.4 节节 塔高的计算塔高的计算2222 第第 4.54.5 节节 塔板结构尺寸及溢流装置的确定塔板结构尺寸及溢流装置的确定2222 4.5.14.5.1 堰长堰长2222 4.5.24.5.2 溢流堰高溢流堰高2222 4.5.34.5.3 弓形降液管的宽度和面积：弓形降液管的宽度和面积：W Wd d和和 A Af f2323 4.5.44.5.4

6、 降液管底隙高度降液管底隙高度:ho:ho2424 第第 4.64.6 节节 塔板的布置塔板的布置2424 3 4.6.14.6.1 塔板分布塔板分布2424 4.6.24.6.2 浮阀的数目与排列浮阀的数目与排列2525 4.6.34.6.3 鼓泡区面积鼓泡区面积2525 4.6.44.6.4 阀孔分布阀孔分布2626 4.6.54.6.5 孔速及动能因数：孔速及动能因数：和和2626 0 u 0 F 4.6.64.6.6 开孔面积和开孔率开孔面积和开孔率2626 第第 4.74.7 节节 塔板校核塔板校核2626 4.7.14.7.1 气体通过浮阀塔板的压降：气体通过浮阀塔板的压降：272

7、7hp 4.7.24.7.2 液泛液泛2727 4.7.34.7.3 雾沫夹带雾沫夹带2828 第第 4.84.8 节节 负荷性能图的计算负荷性能图的计算2929 4.8.14.8.1 雾沫夹带线雾沫夹带线2929 4.8.24.8.2 液泛线液泛线3030 4.8.34.8.3 液相负荷上限线液相负荷上限线3131 4.8.44.8.4 漏液线漏液线3131 4.8.54.8.5 液相负荷下限线液相负荷下限线3131 4.8.64.8.6 操作弹性操作弹性3131 第第 4.94.9 节节 热量衡算热量衡算3232 4.9.14.9.1 塔顶冷凝器换热面积的确定塔顶冷凝器换热面积的确定323

8、2 4.9.24.9.2 冷却水消耗量冷却水消耗量3232 4.9.34.9.3 冷凝器冷凝器3232 4.9.44.9.4 再沸器再沸器3333 第第 5 5 章章 辅助设备及选型与计算辅助设备及选型与计算 3434 第第 5.15.1 节节 管道尺寸的确定管道尺寸的确定3434 5.1.15.1.1 塔顶蒸汽馏出管线塔顶蒸汽馏出管线3434 5.1.25.1.2 塔顶冷凝液管线塔顶冷凝液管线3434 5.1.35.1.3 原料入口管尺寸原料入口管尺寸3434 5.1.45.1.4 再沸器升气管再沸器升气管3434 第第 5.25.2 节节 回流罐的确定回流罐的确定3535 第第 5.35.

9、3 节节 回流泵的选择回流泵的选择3535 第第 5.45.4 节节 安全附件安全附件3636 第第 6 6 章章 结结 论论 3838 重要符号一览表重要符号一览表 4040 参考文献参考文献 4242 致致 谢谢 4343 4 第第 1 1 章章 前前 言言 第第 1.11.1 节节 环氧乙烷概述环氧乙烷概述 环氧乙烷是重要的石油化工产品，是乙烯工业衍生物中仅次于聚乙烯和聚氯乙 烯的重要有机化工原料。2009年，全世界环氧乙烷产能已达到2200万吨，产量约为 2000万吨。由于近年来对环氧乙烷的需求旺盛，每年环氧乙烷产能的增长量都在100 万吨左右。 环氧乙烷常温常压下为无色气体，气味似醚

10、，在低于 10.7时是无色易流动的 液体，其蒸汽对眼和鼻粘膜有刺激性，与水、酒精、乙醚相互混溶，化学性质非常 活泼，能与许多化合物起加成反应。环氧乙烷为易燃、易爆、有毒液体，沸点在 10.5，闪点-17.8，易溶于水和有机溶剂，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 为 2.6%-100%（体积） ，爆炸危险性极大。环氧乙烷特殊的三元环结构决定了环氧乙 烷的特殊反应活性，能与许多物质发生开环反应，遇水则缓慢反应生成乙二醇，在 精馏过程中会发生聚合反应，异构化反应和水合反应，高温下发生分解反应。在生 产、储存、运输、使用过程中，防火防爆工作极为重要，必须进行全面危害识别、 风险评估，制定并落实可靠安全

11、措施，确保安全生产。 表表 1-1 环环氧氧乙乙烷烷的的物物性性数数据据 项项目目数数值值项项目目数数值值 沸点（101.325kPa）, K283.6燃烧热, (298K,101.3kPa), kJ/mol1.304 熔点, K160.65生成热,kJ/mol 密度(20), g/cm30.8711蒸汽71.13 折射率, nD71.3597液体97.49 临界压力, MPa7.23着火温度, K702 临界温度, K468.9自燃温度, K644 爆炸极限（空气中）, %（体积）2.6-100表面张力（293K), mN/m24.3 闪点，Tag 法,开杯，K255黏度，mPa.s 273

12、K0.31 比热容(298K), kJ/(kg.K)1.96283K0.28 5 环氧乙烷是一种重要的有机合成原料，主要用于生产乙二醇；其次也用于生产 非离子型表面活性剂、聚醚多元醇、乙醇胺类、环氧乙烷醚类、多胺类、羟乙基纤 维素、氯化胆碱和具有特殊功能的液体等，主要应用于洗涤、印染、电子、医药、 农药、纺织、造纸、汽车、石油开采与炼制等众多领域。近年来，在需求持续增加 的带动下，国内环氧乙烷新项目不断上马，环氧乙烷生产能力稳步增加。 第第 1.21.2 节节 环氧乙烷生产方法环氧乙烷生产方法 环氧乙烷的工业化生产已经有近1个世纪的历史，在其生产发展过程中，生产技 术和工艺过程都有不断的改进和

13、革新最早的工业化生产方法是氯醇法，由于其存在 产量低、质量差、腐蚀设备、污染环境和耗氯量大等一系列问题，现在己基本上被 淘汰了，取而代之的是直接氧化法。到目前为止，世界上几乎所有的环氧乙烷都是 用乙烯直接氧化法生产的。直接氧化法中，首先出现的是空气氧化法，而后氧气氧 化法问世，二者并行，其主要区别在于乙烯的氧化剂各不相同。 1.2.1 氯醇法氯醇法 环氧乙烷氯醇法生产分两步进行：首先氯气与水反应生成次氯酸，再与乙烯反 应生成氯乙醇；然后氯乙醇用石灰乳皂化生成环氧乙烷。氯醇法生产环氧乙烷，由 于装置小、产量少、质量差、消耗高，因而成本也高，与大装置氧化法生产的高质 量产品相比已失去了市场竞争能力

14、。 1.2.2 直接氧化法直接氧化法 乙烯直接氧化法，分为空气直接氧化法和氧气直接氧化法。这两种氧化方法均 采用列管式固定床反应器。反应器是关键性设备，与反应效果密切相关，其反应过 程基本相同，都包括反应、吸收、汽提和蒸馏精制等工序。 （1） 空气氧化法 此方法用空气为氧化剂，因此必须有空气净化装置，以防止空气中有害杂质带 入反应器而影响催化剂的活性。空气法的特点是有两台或多台反应器串联，即主反 应器和副反应器，为使主反应器催化剂的活性保持在较高水平(6375)，通常以低 转化率进行操作，保持在2050范围内。 （2） 氧气氧化法 氧气法不需要空气净化系统，而需要空气分离装置或有其它氧源。由于

15、用纯氧 作氧化剂，连续引入系统的惰性气体大为减少，未反应的乙烯基本上可完全循环使 6 用。从吸收塔顶出来的气体必须经过脱碳以除去二氧化碳，然后循环返回反应器， 二氧化碳的摩尔分数超过15，将严重影响催化剂的活性。 氧气氧化法无论是在生产工艺、生产设备、产品收率、反应条件上都具有明显 的优越性，因此目前世界上的环氧乙烷/乙二醇装置普遍采用氧气氧化法生产。但是 由于氧气氧化法采用纯氧作原料，因此在氧气价格上涨时，对氧气法生产环氧乙烷 的生产总费用会有一定的影响，而空气法就不存在氧气价格变动带来的总费用变动 问题，而且氧气法对原料的纯度要求很高，如氧气纯度低，就会显著增加含烃放空 气体的数量，造成乙

16、烯单耗提高。尽管如此，通常氧气氧化法的生产成本要比空气 氧化法低10%左右 近几十年来，许多厂家都采用氧气氧化法生产环氧乙烷，因为氧气氧化法不需 要空气净化系统，并且氧气氧化法的环氧乙烷收率高于空气氧化法，乙烯单耗较低。 由于用纯氧作氧化剂，连续引入系统的惰性气体大为减少，未反应的乙烯基本上可 完全循环使用。 国内环氧乙烷的生产始于20世纪60年代，采用以乙醇为原料的氯醇法工艺生产 环氧乙烷。20世纪70年代后期，随着北京燕山石油化工公司和辽阳石油化纤公司分 别引进了美国SD公司和美国UCC公司的两套环氧乙烷/乙二醇联产生产装置的建成投 产，国内环氧乙烷的生产改为以乙烯为原料进行生产。 第第

17、1.31.3 节节 设计任务及目标设计任务及目标 本毕业设计是依据北京化工大学成人教育学院毕业设计大纲和设计任务书，选 择6.1万吨/年环氧乙烷精馏塔设计为课题，采用氧气直接氧化法生产环氧乙烷，以操 作简单、能耗低、操作弹性大的浮阀塔为分离设备，确定环氧乙烷提纯单元工艺流 程，并进行物料衡算、热量衡算及相关设备工艺计算，力求使精馏塔塔顶温度、塔 釜、进料板及泡点温度，塔顶、塔釜物料流量，塔板数、操作回流比等相关设计参 数达到最佳理想操作状态。 7 第第 2 2 章章 设计内容框架设计内容框架 本设计的年产6.1万吨环氧乙烷精馏塔设计内容框架如下： (1) 精馏塔的物料衡算； (2) 塔板数的确

18、定； (3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算； (4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (5) 塔板主要工艺尺寸的计算； (6) 塔板的流体力学验算； (7) 塔板负荷性能图； (8) 精馏塔接管尺寸计算； (9) 绘制生产工艺流程图； (10)总结。 8 第第 3 3 章章 设计简介设计简介 第第 3.1 节节 精馏原理精馏原理 精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离，关键在于回流的应用。回流包 括塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中。汽液回 流形成了逆流接触的汽液两相，从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。 塔顶回流入塔的液体量与塔顶产品量之比，称为回流

19、比，它是精馏操作的一个重要 控制参数，它的变化影响精馏操作的分离效果和能耗。 精馏装置包括精馏塔、原料预热器、釜液冷凝器、蒸馏釜（再沸器）和产品冷 凝器等设备，蒸馏过程按操作形式分为间歇蒸馏和连续蒸馏多种流程，间歇蒸馏具 有操作灵活，适应性强的优点，适用于小规模，多品种或多组分物系的初步分离； 连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定的特点，工业中以连续蒸馏为主。 精馏是通过物料在塔内多次部分汽化与多次部分冷凝实现的，热量自塔釜输入， 由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走，在此过程中，热能利用率很低，为此， 在确定装置过程时应考虑余热的利用。另外为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直 接送入塔原料，

20、塔顶 冷凝装置也可采用全凝器、分凝器全凝器两种不同的装置， 工业上以采用全凝器为主，以便于准确的控制回流比。 第第 3.2 节节 装置流程的确定装置流程的确定 本次设计是提纯环氧乙烷，分离环氧乙烷水混合物，对于二元混合物的分离， 应采用连续精馏流程。设计中原料气来的环氧乙烷水溶液进入精馏塔后，自精馏塔 中部进入塔内进行精馏。在塔内经过充分的热交换后精馏塔塔顶的饱和环氧乙烷蒸 汽经塔顶冷凝器冷凝后回收至精馏塔回流罐建立回流。经回流罐缓冲处理后经回流 泵一部分回塔本体，进行回流操作，使之纯度可调，另一部分与塔体外采混合直接 采出为产品。其中可通过塔体液位，回流罐液位，采出量对整个工艺流程进行定量

21、控制，达到完整精馏的目的，其工艺流程图见附图 3-1 第第 3.3 节节 操作压力的选择操作压力的选择 精馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏，一般除热敏性物质外， 凡通过常压蒸馏能够实现分离要求的，并能用江河水和循环水将馏出物冷却下来的 9 物系，都应采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减 压蒸馏；对于馏出物的冷凝温度过低的物系，需要提高塔压或用深井水、冷冻盐水 作为冷却剂，而常压下的物系必须采用加压蒸馏。本设计采用加压蒸馏，以节省操 作费用。塔顶压设计压力为表压 0.3Mpa，精馏塔塔顶压降 4kPa，冷却介质用自来水， 单板压降小于 0.74kPa。 第第

22、 3.4 节节 浮阀标准浮阀标准 塔板是精馏塔的主要物件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业上以错流 塔板为主，常用有泡罩塔板、筛孔塔板、浮阀塔板。本次设计采用浮阀塔，其吸收 了前两种塔的优点，具有生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点。目前在工 业应用中，因 F1 型浮阀已有系列化标准，故常普遍采用 F1 型浮阀。其结构特点是 在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔安装有一个可以上下浮动的阀片，气流从浮阀 周边水平地进入塔板上液层，浮阀可以根据气流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀的类型很多，国内常用的有 F1 型、V-4 型及 T 型，其中以 F1 型（相当于国外 V-1 型）浮阀应用最为

23、普遍，本次设计以 F1 型浮阀为标准浮阀。 10 第第 4 4 章章 精馏塔精馏塔设计参数确定设计参数确定 设计参数包括物料衡算和热量衡算两部分。物料衡算以质量守恒定律为基础， 主要计算所需物料量和产品量，还可以算出物料的组成，确定物料中各组分在化学 反应过程中的定量转化关系，并通过衡算求得原料的定额消耗。 热量衡算以能量守恒定律及热力学定律为基础，计算传入、传出的热量，从而 确定公用工程的能耗以及传热面积。其计算依据与物料衡算相同。 第第 4.14.1 节节 物料衡算物料衡算 4.1.14.1.1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 根据设计要求原料为环氧乙烷水溶液，其中环氧乙烷含量为 11%

24、（重量，下同） 。 要求塔顶产品环氧乙烷纯度为 98.5%，塔釜残液中环氧乙烷含量在 1.1%以下，泡点 进料方式，进料温度 91.5，年提纯环氧乙烷 6.1 万吨，年开工 8000 小时，操作方 式为连续操作。进行物料衡算如下： 每小时采出量： D=61000/8000=7625kg/h 原料中环氧乙烷摩尔分率： xf=af/MEO/(af/MEO+(1-af)/MH2O)=0.0481 馏出液环氧乙烷摩尔分率： xd=ad/MEO/(ad/MEO+(1-ad)/MH2O)=0.9642 釜液环氧乙烷摩尔分率： xw=aw/MEO/(aw/MEO+(1-aw)/MH2O)=0.00452 总

25、物料衡算：F=D+W 易挥发组分：F*xf=D*xd+W*xw 原料液质量流量： F=D*(xd-xw)/(xf-xw)= 167910.96kg/h 釜液质量流量： W=F-D=183631.22-7625160285.96kg/h 原料液平均分子量： Mf=xf*MEO+(1-xf)*MH2O=19.25 原料液摩尔流量： 11 F=质量流量/Mf=167910.96/19.258722.64kmol/h 馏出液平均分子量： Md=xd*MEO+(1-xd)*MH2O=43.0692 馏出液摩尔流量： D=质量流量/Md=8722.64/43.0692202.52kmol/h 釜液平均分子

26、量： Mw=xw*MEO+(1-xw)*MH2O=18.11 釜液摩尔流量： W=质量流量/Mw=167910.96/18.119271.72 kmol/h 表表 4-1 各股物料组成及流量各股物料组成及流量 4.1.24.1.2 精馏塔塔顶、塔釜、进料板温度的计算精馏塔塔顶、塔釜、进料板温度的计算 相平衡常数：*/Kii Pi p 已知：塔顶操作绝对压强： P顶 =2280mmHg304Kpa 塔釜操作绝对压强： P釜 =3830mmHg=510.5 Kpa 查表得常压下两组分的沸点：EO：10.5 ；H2O：100 设环氧乙烷，水分别以 B,T 表示。 根据 Antoine 方程, CT

27、B AmmHgPsLg )/( 摩尔流量 摩尔组成质量流量质量组成 平均分子量 项目 kmol/h%kg/h%g/mol F8722.64167910.96 环氧乙烷441.9564.8119446.06411原料 水8280.68495.19149052.31289 19.25 W9271.72176006.22 环氧乙烷43.06920.4521895.04481釜液 水9228.6599.548166115.799 18.11 D202.527625 环氧乙烷195.26996.428591.83698.5 馏出 液 水7.25023.58130.5031.5 43.0692 12 查化

28、工热力学附表 表表 4-2 Antoine 常数常数 组分ABC 环氧乙烷7.264178116.7003244.2552 水7.9524641660.67827.4433 4.1.34.1.3 塔顶温度的求取塔顶温度的求取 预设塔顶温度为 td=45 试差 代入公式求得：PBS=2571.758mmHg PTS=73.8125mmHg 查资料此浓度下：b=1,t=13 KB=PBS*b/P=2571.758*1/22801.1280 XB=XDB/KB=0.9525/1.12800.8444 KT=PTS*t/P=73.8125*13/22800.4209 XT=XDT/KT=0.0475/

29、0.42090.1517 Xi=XB+XT =0.99611 塔顶温度:td=45 4.1.4 塔釜温度的求取塔釜温度的求取 （1）设塔釜温度为 120 代入公式求得： PTS=911.10 mmHg PBS=2100.51 mmHg KT=PTSt/P釜 =2.2472 KB=PBSb/P釜 =0.9792 yT=KTXwT =0.9837 yB=KBXwB =0.08957 则：yi= yT+ yB =1.07331 该温度不符合要求. （2）预设塔釜温度 tww=146 所以 PBS=25148.609mmHg 13 PTS=3176.531mmHg 查此浓度下：b=0.5 t=1.2

30、KB=PBS*b/P=3.2831 yB=KB* XwB =0.0135 KT=PTS*t/P=0.9953 yT=KT* XwT =0.9812 yi=yB+yT=0.99471 所以，塔釜温度 tww=146 4.1.5 进料板温度的确定进料板温度的确定 进料板压力PF=(P顶+P釜)/2 =（2280+3830）/23055mmHg (1)设进料板温度为 92代入公式求得： PTS=1160.42 mmHg PBS=471.14 mmHg KT=PTSt/P =0.3798 KB=PBSb/P =0.2313 yT=KTXFT=0.7406 yB=KBXFB=0.1549 则：yi=yT

31、+yB=0.89551000，设计中采用分块式塔板， 以便于检修时拆卸方便。塔板的面积分四 个区域。 AB=AT2Ad 式中：AB鼓泡区面积 Ad降液管面积（受液盘面 积） AT塔截面面积 22 其中： 鼓泡区：是汽液两相充分接触的区域，浮阀就设置在此区，又称开孔区面积； 溢流区：降液管及受液盘所在区域。 边缘区：靠近塔壁边缘部分留出一圈宽为 50mm 的边缘区域，以供支撑塔盘 的边梁用。以表示。取=50mmWcWc 破沫区： 是鼓泡区与降流区之间不开空的区域，也称安定区。此区不安浮阀， 在液体进入降液管之前设置安全区，以免液体将大量泡沫夹带进入 降液管。以表示安定区的宽度。因 D 1.5 米

32、，故取 F W =80mm。 F W 精馏塔塔板结构图见附图 4-1。 4.6.2 浮阀的数目与排列浮阀的数目与排列 浮阀刚刚全开时，阻力小且流量大，是浮阀塔理想的操作状况，浮阀的 开度与阀孔处的气相动压有关。因此采用气体速度和密度组成“动能因数”Fo 作为气体流动时动压的值。对于 F1重阀，此时的“动能因数”在 912 间，Fo 本设计中=10，阀孔直径=39mm， ，以此范围确定阀数及排列。Fodo 1) 精馏段阀孔气速； 0 0 10 4.51/ 4.916 g F um s 阀孔数为：个 22 00 7.55 1403 0.7850.785 0.0394.51 Vg N d u 2)

33、提馏段阀孔气速：=10，Fo 0 0 10 6.14/ 2.654 g F um s 阀孔数为：个 22 00 6.487 884 0.7850.785 0.0396.14 Vg N d u 4.6.3 鼓泡区面积鼓泡区面积 对于单溢流塔板的鼓泡区面积，用公式： 进行计算。sin 180 2 222 R X arRXRXAa 1) 精馏段： /2()4/2(0.80.05)1.15XDwdwsm 则 /220.051.95 C RDwm 23 2222 1.15 21.15 1.951.153.14/180 1.95arcsin8.42 1.95 Aam 2) 提馏段： /2()3.2/2(0

34、.640.05)0.91XDwdwsm 则/21.60.051.55 C RDwm 2222 0.91 20.91 1.550.913.14/180 1.55arcsin5.30 1.55 Aam 4.6.4 阀孔分布阀孔分布 本设计中采用分块塔盘，阀孔采用等腰三角形叉排，同排孔中心距 t 定 为 75mm。相邻的两排中心孔距取值为： t 精馏段： 8.42 0.080 1403 0.075 Aa tm Nt 提馏段： 5.30 0.087 809 0.075 Aa tm Nt 4.6.5 孔速及动能因数：孔速及动能因数：和和 0 u 0 F 因本设计采用分块塔盘，支撑与衔接处占一部分面积，按

35、 t=75mm， =85mm，以等腰三角形叉排的阀孔数为： t 1）精馏段：个，现重新核算孔速及动能因数：1403N 0 2 7.55 4.5/ 0.785(0.039)1403 um s ，F0在 9-12 之内。 00 4.54.9169.98 g Fu 2） 提馏段：个，现重新核算孔速及动能因数：809N 0 2 5.924 6.13/ 0.785(0.039)809 um s ，在 9-12 之内。 00 6.262.65410.20 g Fu 4.6.6 开孔面积和开孔率开孔面积和开孔率 1) 精馏段： 2 0 0 0 7.551.68 1.68,19.95% 4.58.42 AVg

36、 Am uAa 24 2) 提馏段： 2 0 0 0 5.9240.97 0.97,18.31% 6.135.30 AVg Am uAa 第第 4.7 节节 塔板校核塔板校核 4.7.1 气体通过浮阀塔板的压降气体通过浮阀塔板的压降：hp hhlhchp 1) 干板阻力的求取hc 对于 F1 型重阀塔，由公式，求出临界 0 7.317.31 1.8251.8252.225 4.916 c g u 孔速： (1) 精馏段干板阻力： ，因，所以 0 2.225/ c um s c uu 00 2 2 0 4.916 4.5 5.345.340.032 22 848.9 9.81 g L u hcm

37、 g 板上充气层阻力，充气因数，因浮阀hl, 5 . 0 0 0 0.5 0.0640.032 L hlh 塔的很小，所以可以忽略不计。h 0.0320.0320.064hphchlhhchlm 848.9 9.81 0.064532.97 Lp Pghpa (2) 提馏段干板阻力： 0 7.317.31 1.8251.8253.03 2.654 c g u ，因：，所以： 0 3.03/ c um s c uu 00 ， 2 2 0 2.654 6.13 5.345.340.029 22 923.6 9.81 g L u hcm g 板上充气层阻力，充气因数，因浮阀hl, 5 . 0 0 0

38、 0.5 0.0840.042 L hlh 25 塔的很小，可以忽略不计。h 0.0290.0420.071hphchlhhchlm 923.6 9.81 0.071643.30 Lp Pghpa 4.7.2 液泛液泛 为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高 度的液柱，以此用来克服相邻两块塔板之间的压降阻力。Hd 1) 精馏段： Lr Hdhphh 1 ()0.5(0.450.03)0.288 2 T Hhwm 22 0 0.041 0.153()0.153()0.082 2.8 0.02 L w V hrm L h 0.0640.0640.0820.210.2880.

39、5() T HdmHhw 所以：精馏段符合防止淹塔的要求。 2) 提馏段： Lr Hdhphh 1 ()0.5(0.450.03)0.288 2 T Hhwm 22 0 0.068 0.153()0.153()0.035 2.24 0.02 L w V hrm L h 0.071 0.0830.0350.1890.2880.5() T HdmHhw 所以：提馏段符合防止淹塔的要求。 4.7.3 雾沫夹带雾沫夹带 1) 精馏段：板上液体流经长度：242 0.82.4 Ld ZDWm 板上液流面积：， 2 212.562 2.08.56 bTf AAAm 由公式：泛点率= %100 36 . 1

40、bF LL gL g g AKC ZVV 或泛点率=分别进行计算泛点率，取其中较大者为验算%100 78 . 0 TF gL g g AKC V 依据。查泛点负荷系数图得，K=1.014 . 0 F C 26 泛点率= 4.916 7.551.36 0.041 2.4 848.94.916 100% 0.14 1 8.56 59.25%80% 或泛点率 4.916 7.55 848.94.916 100%0.42% 0.78 1 0.14 12.56 经校核，所设的板间距和塔径合适，泛点率在 80%以下，能够符合雾沫夹带 量的要求。0.1/ v ekgkg液气 2) 提馏段：板上液体流经长度：

41、23.2 2 0.64 1.92 Ld ZDWm 板上液流面积： 2 28.7042 1.395.924 bTf AAAm 查泛点负荷系数图得，K=1.013 . 0 F C 泛点率= 2.654 5.9241.36 0.068 1.92 923.62.654 100% 0.13 1 5.924 64.35%80% 或泛点率 2.654 5.924 923.62.654 100%33.46% 0.78 1 0.14 8.704 经校核，所设的板间距和塔径合适，泛点率在 80%以下，不会发生雾沫夹带。 第第 4.8 节节 负荷性能图的计算负荷性能图的计算 4.8.1 雾沫夹带线雾沫夹带线 利用泛

42、点率=作出负荷性能图中的雾沫夹带线。%100 36 . 1 bF LL gL g g AKC ZVV 1) 精馏段： 27 整理得： 4.916 1.362.4 848.94.916 100%80% 0.14 1 8.56 gL VV 即 0.06372.7240.8 gL VV12.5642.76 gL VV 2) 提馏段：同理 整理得： 2.654 1.36 1.92 923.62.654 100%80% 0.13 1 5.924 gL VV 即 0.070 3.390.8 gL VV11.4348.43 gL VV 由、得知雾沫夹带线是直线，在操作区内任意取值 VL，算出 Vg 的值：

43、VL(m/s) 0.0010.0019 精馏段 Vg(m/s) 12.5212.480 VL(m/s) 0.0100.0060 提馏段 Vg(m/s) 10.9511.14 根据上表中的数值分别作出精馏段、提馏段的负荷性能图中的雾沫夹带线。 见附图 4-2 和附图 4-3。 4.8.2 液泛线液泛线 液泛线由公式而定。0.5() TWpLrLr Hhhhhhchlhhh 因很小，可忽略。 h h 2 2 02 3 0 0 36001 ()5.340.153()(1)0.00284 () 22 g LL TWw Lww u VV HhhE gL hL 而，式中孔数 N 与孔径已定，因此将上式化简

44、为与的 Nd V u g 2 0 0 785 . 0 0 d g V L V 关系。则：3 2 22 LLg dVcVbaV 1) 精馏段： 2 2 0 2 3 4.9161 ()5.340.153() 22 848.9 9.812.8 0.02 (1 0.5)0.030.00284 1.02() 2.8 L TW L uV Hh V 28 2 22 3 0.03248.80.047 gLL VVV 2) 提馏段：同理 2 2 0 2 3 2.6541 ()5.340.153() 22 923.6 9.812.240.02 (10.5)0.030.00284 1.02() 2.24 L TW

45、L uV Hh V 2 22 3 0.031 81.20.048 gLL VVV 在操作范围内取值，依公式算出对应的值列于下表: L V g V VL(m/s) 0.100.150 精馏段 Vg(m/s)13.013.40 VL(m/s)0.010.016 提馏段 Vg(m/s) 9.509.600 4.8.3 液相负荷上限线液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3-5 秒，以作为液体再5s 降液管内的停留时间下限。则： 精馏段： 3 2.0 0.21 ()max0.084/ 55 fdfd L A HA H Vms 提馏段： 3 1.39 0.189 ()max0.0

46、53/ 55 fdfd L A HA H Vms 4.8.4 漏液线漏液线 对于浮阀塔以为最小气体负荷标准。5 0 F 1) 精馏段： 22 0 000 23 ()min0.7850.785 5 0.785 0.03914033.78/ 4.916 g g F Vd Nud N ms 2) 提馏段： 29 22 0 000 23 ()min0.7850.785 5 0.785 0.0398092.97/ 2.654 g g F Vd Nud N ms 4.8.5 液相负荷下限线液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限的条件。0.024how 由公式：，取，则 2 3 0.00284 ()

47、0.024 L w V howE L 1E 精馏段： 3 3 2 0.025 ()min()0.02/ 0.00284 13600 L Lw Vms 提馏段： 3 3 2 0.041 ()min()0.03/ 0.00284 13600 L Lw Vms 4.8.6 操作弹性操作弹性 附图 4-2、附图 4-3 分别为精馏段和提馏段性能负荷图。 由图得知操作点位于负荷性能图的流体力学上下限线所围区域的中部，在稳定 操作区内，操作弹性比较大。即其操作范围较大，允许的气液负荷变化范围就大， 说明此塔适应能力较强。 由附图 4-2、附图 4-3 分别查得： 1) 精馏段 33 min ()13.5/ ,()3.7/ gmang Vms Vms () 13.5 3.7 ()min3.7 g g V man V 2) 提馏段： 33 min ()9.5/ ,()2.5/ gmang Vms Vms () 9.5 3.8 ()min2.5 g g V man V 第第 4.9 节节 热量衡算热量衡算 4.9.1 塔顶冷凝器换热面积的确定塔顶冷凝器换热面积的确定 以单位时间为基准，并忽略热损失