常減壓蒸餾工藝計算

1、本科畢業(yè)設(shè)計工藝計算題目年處理24萬噸焦油常減壓蒸餾車間初步設(shè)計院（系環(huán)化學(xué)院班級：化工12-2姓名：柴昶學(xué)號：2012020836指導(dǎo)教師：張勁勇教師卩職稱：教授2016年3月第4章工藝計算4.1設(shè)備選擇要點4.1.1圓筒管式爐(1) 合理確定一段(對流段)和二段(輻射段)加熱面積比例，應(yīng)滿足正常條件下，二段焦油出口溫度 400410C時，一段焦油出口溫度在120130C 之間的要求。(2) 蒸汽過熱管可設(shè)置預(yù)一段或二段，要合理確定加熱面積。當(dāng)蒸氣量為 焦油量的4%時，應(yīng)滿足加熱至400450E的要求。(3) 輻射管熱強(qiáng)度實際生產(chǎn)波動在 1800026000千卡咪2時，設(shè)計宜采 用18000

2、22000千卡咪2時，對小型加熱爐，還可取低些。當(dāng)選用光管時，對 流段熱強(qiáng)度一般采用600010000千卡咪2時。(4) 保護(hù)層厚度宜大于200毫米，是散熱損失控制在3%以內(nèi)。(5) 火嘴能力應(yīng)大于管式爐能力的 1.251.3倍?；鹱炫c爐管凈距宜大于 900毫米，以免火焰添燒爐管。(6) 輻射管和遮蔽管宜采用耐熱鋼(如 Cr5Mo等)。4.1.2餾分塔(1) 根據(jù)不同塔徑確定塔板間距，見表4-1表4-1塔板間距塔徑(mm)80090010001200140016001800200022002400板距350350400400450450450450(mm)3503504004004504505

3、00500500500(2) 進(jìn)料層的閃蒸空間宜采用板距的 2倍。(3) 降液管截面宜按停留時間不低于 5秒考慮。(4) 塔板層數(shù)應(yīng)結(jié)合流程種類、產(chǎn)品方案、切取制度及其他技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo) 綜合確定。4.2物料衡算原始數(shù)據(jù)：330 日，24 萬 t/a4%年處理量原料煤焦油所含水分年工作日半年維修一次每小時處理能力w = 30303.03kg可按30303 kg計算餾分輕油酚油萘油洗油一蒽 油二恩油苊油瀝青產(chǎn)率0.51.5125175356表4-2煤焦油餾分產(chǎn)率%4.2.1整個流程的物料衡算表4-3整個流程的物料衡算輸入（kg/h）輸出（kg/h）煤焦油水分:1212.1無水煤焦油:29090.9共

4、計30303輕油： 29090.9 X 0.5% = 151.5酚油： 29090.9 X 1.5% = 454.5苊油： 29090.9 X 3% = 909.1萘油： 29090.9 X 12% = 3636.4洗油： 29090.9 X 5% = 1515.3 一蒽油： 29090.9 X 17% = 5151.6 二蒽油： 29090.9 X 5% = 1515.3瀝青： 29090.9 X 56% = 16969.7 從脫水塔蒸出的煤焦油的水分：30303 X 4% = 1212.130303輸入物料量等于輸出物料量，故滿足物料衡算的要求4.2.2主要設(shè)備的物料衡算1. 一段蒸發(fā)器無

5、水煤焦油 輸出物料量：30303X (1 4%)= 29090.9 kg/h輕油 焦油 共計29090.9X 0.25%= 72.7kg/h29090.9X 99.75%= 29018.2kg/h72.7+29018.2= 29090.9 kg/h輸入物料量：輸入物料量等于輸出物料量，故滿足物料衡算定律。2.二段蒸發(fā)器輸入物料量：從一段蒸發(fā)器來的焦油量29018.2 kg/h輸出物料量：輕油29090.9X 0.25% = 72.7kg/h餾分29090.9X (1- 0.25%-0.25%) = 28945.4kg/h共計72.7+28945.4= 29018.2 kg/h輸入物料量等于輸出

6、物料量，故滿足物料衡算定律。3. 酚油塔輸入物料量：來自二段蒸發(fā)器頂部的餾分28945.4 kg/h輸出物料量：酚油29090.9X 1.5% = 436.4kg/h萘油29090.9X 12% = 3490.9kg/h餾分蒸汽29090.9X (1 0.5% 12% 1.5%)= 25018.2kg/h共計436.4+25018.2+3490.9= 28945.4kg/h輸入物料量等于輸出物料量，故滿足物料衡算定律。4. 餾分塔一蒽油 二蒽油 瀝青29090.9X 17% = 4945.5kg/h29090.9X 5%= 1454.5kg/h29090.9X 56%=16290.9kg/h輸

7、入物料量：來自蒽塔的餾分蒸汽輸出物料量：25018.2 kg/h洗油29090.9X 5% = 1454.5kg/h苊油29090.9X 3% = 872.7 kg/h共計4945.5+1454.5+16290.9+1454.5+872.= 25018.2kg/h輸入物料量等于輸出物料量，故滿足物料衡算定律。4.3主要設(shè)備計算4.3.1管式爐已知條件：焦油溫度一段入口85r一段出口125r二段入口110r二段出口405r過熱蒸汽出口450r焦油含水量30303X 3% = 909.1kg/h30303X 0.3%= 91kg/h30303 X 4%= 1212.1 kg/h一段，按焦油量的3%

8、計二段，按焦油量的0.3%計過熱蒸汽量，按焦油量的4%計經(jīng)管式爐一段后輕油蒸發(fā)量，按無水煤焦油的0.25%計72.8 kg/h一段焦油加熱加熱焦油耗熱量:Q1 = 30303 96% (i125 i85)= 29090.9 (197.4 121.8)=2199272kJ/h式中197.4原料煤焦油125C時的熱焓，kJ/kg；121.8原料煤焦油85C時的熱焓，kJ/kg0加熱及蒸發(fā)一段焦油水分耗熱量(按二段焦油含水量為零計)：Q2= 909.1 (qi25- q85)= 909.1 (2722.02- 357)= 2150039.7kJ/h 式中2722.02-水蒸氣125 C時的熱焓，kJ

9、/kg;357水85E時的熱焓，kJ/kgo蒸發(fā)輕油耗熱量：Q3= 72.8 396.9= 28894.3kJ/h式中57.6 輕油蒸發(fā)量，kg/h396.9-輕油汽化熱，kJ/kg一段焦油加熱總耗熱量：Q1 + Q2 + Q3 = 2199272+2150039+28894.3=4378205.3kJ/h過熱蒸汽加熱量加熱蒸汽耗熱量：Q4 = 1212.1(3385.6- 2771.6) = 744229.4 kJ/h式中3385.6 6kg/cm2 (表壓)飽和水蒸氣過熱至 450°C時熱焓：kJ/kg;2771.6- 6kg/cm2 (表壓)飽和水蒸氣熱焓：kJ/kgo二段洗油

10、加熱加熱焦油耗熱量：Q5 = (29090.0- 72.8) (966- 168)= 23156443.8kJ/h 式中966焦油380C(即一次蒸發(fā)溫度)時熱焓，kJ/kg;168焦油 110C，kJ/kg o加熱二段焦油中水分耗熱量：Q6= 913285 463.68 = 256740.1kJ/h式中3285 405 C水蒸氣熱焓，kJ/kg; 463.68 110C 水蒸氣熱焓，kJ/kg。二段焦油總耗熱量：Q5 + Q6 = 23413183.9kJ/h管式爐有效熱負(fù)荷Q = Q1+ Q2 + Q3 + Q4 + Q5+ Q6= 28535619.6kJ/h 加熱焦油單位耗熱量：285

11、35618.6 =941.7 kJ/kg 30303熱負(fù)荷比例：一段熱負(fù)荷Q1Q2 Q3=15.3%過熱蒸汽熱負(fù)荷Q=2.6%二段熱負(fù)荷 耗煤氣量設(shè)管式爐熱效率為75%，則耗煤氣量為:17640 0.75=2156m3/hQ式中17640-煤氣熱值，kJ/ m3每噸焦油耗煤氣量為：2156.933 =71.2 Nm30303 10 3選用有效負(fù)荷為6270MJ/h（350萬千卡/時）的標(biāo)準(zhǔn)圓筒式管式爐兩臺。350萬千卡時的管式爐規(guī)格性能見表 4-44.3.2 一段蒸發(fā)器塔頂壓力（絕對壓力）塔頂出來的物料輕油水分汽相負(fù)荷：1.01kg/cm3909.1-91 =72.7kg/h818.1kg/h

12、72.7818.12731053 一V22.40.3936 m /s10518273 1O1 3600設(shè)空塔氣速為0.2 m/s,則蒸發(fā)器直徑為：V0.3936DJ J-1.58 m已知條件：塔頂溫度105 C Vr 0.3936 0.785 0.20.785 0.2故選用Dg1600mm的一段蒸發(fā)器一臺。表4-4 350萬千卡/時焦油蒸餾圓筒管式爐規(guī)格性能項目公稱能力項目公稱能力熱負(fù)荷分布，萬千卡/ 時輻射段280.3對流段59.7過熱蒸汽段12.2加熱面積，米2輻射段18200對流段8270過熱蒸汽段8820熱強(qiáng)度，千卡/米 2時設(shè)備重量，噸輻射段154.3金屬49對流段72保溫材料40過

13、熱蒸汽段14433二段蒸發(fā)器303.03 kg/h91kg/h394.03kg/h1.35 kg/cm3370 C已知條件：直接汽量，按焦油量的1%計算 焦油含水量，按焦油量的0.3%計算 小計塔頂壓力（絕對壓力）塔頂溫度氣相負(fù)荷3V 22.472.7454.53636.4 1515.3909.15151.6 1515.3394.03TOT12013317018920918273 370 1= 1.14m3/s273 1.35 3600式中72.7、454.5、3636.4 1515.3 909.1、51516 1515.3、394.03分別是輕 油、酚油、萘油、苊油、一蒽油、 二蒽油等餾分產(chǎn)

14、量及水氣量， kg/h;105、120、133、170、189、209、18分別是輕油、酚油餾分、萘油混合 餾分、苊油餾分、一蒽油餾分、二 蒽油餾分及水氣的分子量。采用空塔氣速為0.2 m/s,則蒸發(fā)器直徑為：D=V0.785 0.21.14】0.785 0.2=2.69mQ=4545.5X 393.9 257 1.93285 1.512 =3463234.63 kJ/h故選用Dg2800mm的二段蒸發(fā)器一臺4.3.4酚油塔酚油塔采用酚油進(jìn)行回流。 已知條件：從二段蒸發(fā)器來的直接蒸汽量塔頂壓力（絕對壓力）塔頂溫度回流量回流溫度酚油餾分汽化熱酚油餾分平均比熱085C0257C蒸發(fā)回流所需要的熱量

15、：377.2kg/h1.25 kg/cm3257C30303 0.15=4545.5kg/h85 C321.3 kJ/kg1.512 kJ/kg C1.932 kJ/kg -C內(nèi)回流量:Q321.3346323463321.3=10778.8kg/h塔頂汽相負(fù)荷:Vs454.53636.4 1515.3909.1 * 10778.8 空叱醫(yī) 22.412013317018189201W max273 257112731.25 3600=1.62m L 1.08 0.0008 257 200.89=890 kg/m3式中0.00008-計算系數(shù)； 1.08苊油餾分20r時的比重。 液相負(fù)荷： 1

16、077813 Ls=0.00336m3/s/s=5834.9m3/h汽相重度：72.7454.5 3636.4 1515.3 909.110778.8 377.25151.6 1515.3= 0.05、890 4.18 =0.728m/sV 4.18式中Co系數(shù)，根據(jù)不同板間距求得（當(dāng)板間距是400mm時，求得Co =0.0521）。適宜空塔氣速按0.7WmaxW空 0.7 0.728 0.509 m/s計算塔徑：?。篤s'162D= =卞=2.01m片 0.785 W空V 0.785 0.509表4-5 Dg2200伽酚油塔的規(guī)格與技術(shù)特性項目規(guī)格項目規(guī)格高度，伽16000板距，毫米

17、450重量，t42.336餾分側(cè)線的踏板編號（由下往塔板層數(shù)24上）精餾段19提餾段5萘油16、18泡罩形式條形泡罩個數(shù)10酚油塔頂泡罩齒縫高度，mm25每層塔板齒縫面積0.275操作重量，t580.022降液官截面積，m435餾分塔已知條件：直接蒸汽量從二段蒸發(fā)器來的進(jìn)入餾分塔的，按焦油量的1.7%計 小計塔頂壓力（絕對壓力）塔頂溫度冷回流量回流溫度洗油餾分汽化熱 洗油餾分平均比熱oiio°c o3or蒸發(fā)回流所需要的熱量：377.2kg/h494.5kg/h871.7 kg/h<26.6KPa105C30303 40%12121.2kg/h30 r395.2 kJ/kg1.

18、882kJ/kgC1.673kJ/kg C6577205.54kJ/h內(nèi)回流量：塔頂汽相負(fù)荷:6577205.54395.216642.73kg/h909.11701515.31455151 .61891515.3201871.718273 105273 1.02 3600Q 12121.2395.2105 1.882 30 1.6731.75m3/s 6313.22m3/h汽相重度：72.716642.73871.76312.3液相重度:L 0.88 0.0008 105 200.812=812 kg/m3式中0.00008-計算系數(shù)；0.88輕油餾分20E時的比重 液相負(fù)荷：空塔氣速:16

19、642.731=0.00569m3/s8123600,812 2 79 小 “a ,= 0.05.=0.852m/s2.79式中Co 系數(shù)，根據(jù)不同板間距求得（當(dāng)板間距是 450mm時，求得C0 =0.05）。適宜空塔氣速按0.7WmaxW空 0.7 0.852 0.596D=0.785 W空計算塔徑:1.75=2.12m=2120mm,0.785 0.596按設(shè)備系列，故選用Dg=2200mm的餾分塔，表4-6 D g2200毫米餾分塔規(guī)格項目規(guī)格項目高度，毫米29000板距，毫米450重量，噸49.065一恩油34塔板層數(shù)47苊油7精餾段42洗油塔頂提餾段一蒽油2578.12 652.3l

20、g7812436 段輕油冷凝冷卻器已知條件：物料量輕油72.7kg/h水蒸氣（按一段蒸發(fā)器底焦油含水量為零計）909.1kg/h物料溫度入口105C出口30 E輕油平均比熱1.974kJ/kgC冷凝階段放出的熱量：Qa 72.7 396.9 909.1 2250.362074656.91 kJ/h式中2250.36-水蒸氣汽化熱；396.9-輕油汽化熱。冷卻階段放出的熱量：Qb 72.7 1.974 (105 30) 909.1 4.2105 30 =297129.73kJ/h熱量小計：Q=Qa+Qb=2371786.64kJ/h冷卻水（入口 25C，出口 40C）用量37.6 t/h2371

21、786.644.240 251000冷卻段水溫升高至:26.88 C297129.73254.2 37600對數(shù)平均溫度差t :油汽， C 10510530冷卻水，C 4026.88256578.12冷凝段：t171.4 C冷卻段:t278.12 526.6 C需要換熱面積 F： Ki=150kcal/m2 hC,即 630kJ/m2 hC； K2= 100 kcal/m2 - hC, 即 420 kJ/m2 - h -C冷凝段：46.12 m226.59m2F 2074656.911 630 71.4 冷卻段：F297129.732 420 26.6F F1 F272.71m2故選用的1X

22、75m2冷凝冷卻器4.3.7二段輕油冷凝冷卻器已知條件：物料量輕油72.7+11632=11704.7kg/h水蒸氣（按一段蒸發(fā)器底焦油含水量為零計）909.1kg/h物料溫度入口105C出口30 C輕油平均比熱30110C1.974kJ/kg-C冷凝階段放出的熱量：Qa 11704.7 396.9 909.1 2250.366691397.71kJ/h式中2250.36-水蒸氣汽化熱；396.9-輕油汽化熱。冷卻階段放出的熱量：Qb 11704.7 1.974105 30909.1 4.2105 302019247.34 kJ/h熱量小計：Q=Qa+Qb=8710645.05 kJ/h冷卻水

23、（入口 25C，出口 40C）用量4.28710645.0540 251000138.26 t/h28.5 C6576.55冷卻段水溫升高至:25 2019247.34138260 4.2對數(shù)平均溫度差t :油汽， C 10510530冷卻水，C 4028.525需要換熱面積 F:kcal/m2 h °C, 冷凝段：F 6691397.71630 70.8150.1 m2冷卻段：2019247.34F2420 26.2183.5m2F F1 F2150.1+183.5=333.6 m24.3.8萘油冷凝冷卻器已知條件： 物料量 物料溫度 入口 出口 物料比熱 物料放出熱量3636.4

24、kg/h185C70 C2.1kJ/kgC3636.4X 2.1 X (185-70)=878190.6kg/h對數(shù)平均溫度差t =78.3C換熱面積(取 K=420 kJ/ m2 h C)878190.6420 78.3267 m2冷卻水（入口 32C，出口 45C）用量878190.64.245 32100016.08 t/h冷凝段:76.5 65t170.8 C176.52.3lg65冷卻段:t 評 26.2 C23咕K1=150kcal/m2 h C, 即卩 630kJ/ m2 h C； K2=100 即 420 kJ/ m2 h C選用換熱面積為1 30m2冷卻器一臺4.3.9洗油冷

25、凝冷卻器已知條件:物料量物料溫度入口出口物料比熱 物料放出熱量1515.3kg/h185C70 C2.1kJ/kgC1515.3X 2.1 X (185-70)=365944.95kg/h對數(shù)平均溫度差t=783C換熱面積(取 K=420 kJ/ m2 h C)365944.95420 78.3h.%冷卻水（入口 32C，出口 45C）用量365944.954.245 3210006.71t/h選用換熱面積為1 15m2浸沒式冷卻器一臺第5章 主要設(shè)備的計算及選型5.1塔板數(shù)的計算將全塔分為三段，每段取三個組分 HK , MK, LK為計算方便，同時考慮到萘在焦油中的特殊地位，餾分塔的三段分配

26、組成及 平均相對分子質(zhì)量分別如下表：表5-1餾分塔三段分配組成LKMKHK段分布組分相對分子質(zhì)量組分相對分子質(zhì)量組分相對分子質(zhì)量上段洗油餾分135厄油餾170蒽油192厄油餾分側(cè)線以中段分上部分洗油+厄146蒽油192甲基本的201兩側(cè)線之間油餾分同分異構(gòu)體下段洗+蒽+厄177蒽油192瀝青212蒽油餾分側(cè)線至油餾分加料板之間表5-2質(zhì)量流量流入 / (kg/h)組分流出質(zhì)量流量/ (kg/h)萘含量占無水焦油百分?jǐn)?shù)洗油餾分1454.55.5% X 5%厄油餾分872.73% X 11%25018.2蒽油餾分640022% X 20%瀝青餾分16290.95.5% X 5%表5-3摩爾流量組分

27、相對分子質(zhì)量kmol/L摩爾分?jǐn)?shù)/%洗油餾分1351454.5/135=10.828.58厄油餾分170872.7/170=5.134.07蒽油餾分1926400/192=33.3326.43瀝青餾分21216290.9/212=76.8460.92總計126.12100洗油餾分+厄油10.82-170 一5.13-146.2M 135 -10.82 5.1310.82 5.13輕油+酚油+萘油餾分13510.8210.82 5.13 33.331705.1310.82 5.13 33.3319233.3310.82 5.13 33.33177.15.1.1下段的計算表5-4下段物料衡算流入流

28、出質(zhì)量流率,(kg/h)25018.2塔頂8727.3塔底16290.9摩爾流率（kmol/h)126.12塔頂49.28塔底76.84瀝青中，萘的含量取為瀝青質(zhì)量10%,萘為輕組分（LK ），記為組分A。根據(jù)瀝 青的主要成分，取苊為重組分（HK），記為組分B,含量為洗油量的10%。進(jìn)料 中萘的含量取為進(jìn)料的23%，苊的含量取為無水焦油的3%。則質(zhì)量守恒：萘：25018.2X 23%=10%X 16290.9+ xDL X 8727.3解得 Xd,l=47.2%苊：3%X 29090.9=16290.9X 10%+X 8727.3D,H解得 Xd,h =8.66%表5-5關(guān)鍵組分萘（LK）A

29、M=128苊(HK)BM=154進(jìn)料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%4119.2832.1823%27.89%806.45.243%6.88%出塔頂3463.6827.0655.23%54.40%120.960.783.25%2.64%料塔底655.365.1210%11.34%685.444.4610%9.43%進(jìn)料板溫度220 C,塔頂溫度199C，塔底溫度230 r根據(jù)飽和蒸汽壓計算萘：lgP=7.12681828.04212.53 t苊：lgP=8.0332834.99T(K)sPAsPb完全理想體系A(chǔ)BAB9AB1AB2AB3計算結(jié)果如下1.97由于假

30、設(shè)誤差太大則理論板數(shù)取為3塊，塔板效率取0.3,則實際板數(shù)為Np140.313.3進(jìn)料板位置的確定表5-6相對揮發(fā)度s 萘Pas 苊PbABAB塔頂483.89106.334.55進(jìn)料板795.06191.654.154.22塔底990.64249.373.971.11x x 10 解得 x=5.2 取為 6故進(jìn)料板為從下向上數(shù)第6塊板5.1.2中段的計算相當(dāng)于在塔底進(jìn)料，只有精餾段表5-7中段物料衡算流入流出質(zhì)量流率（kg/h）8727.3塔頂2327.3塔底6400摩爾流率（kmol/h）49.27塔頂15.94塔底33.33選取甲酚為LK記為C,萘為HK記為D。進(jìn)料中：甲酚的含量為無水焦

31、油的 0.6%,萘的含量為進(jìn)料的25% 出料中：塔頂甲酚的含量占出料的 20%，塔底萘的含量占出料的7% 質(zhì)量守恒：解得 Xw，l=4.54%萘：25% 8727.37% 6400 xD,H 2327.3解得 Xd,h =2.37%表5-8關(guān)鍵組分甲酚(LK) C M=108萘 (HK)M=128進(jìn)料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%645.125.974.33%5.11%1954.5115.2752.5%51.73%出塔頂505.214.6720%21.83%7.010.0541.11%1.01%料塔底139.911.31.13%1.34%1947.515.22

32、63%62.98%塔頂溫度165 C，塔底溫度200 C，假設(shè)進(jìn)料板190 C所以n20.58間位甲酚：1603.811 lgP=7.15904t 172.646萘：1828.04lgP=7.1268 -212.53 t計算結(jié)果如下:表5-9相對揮發(fā)度s 甲酚Pcs萘PdCDCD塔頂256.5192.61.33進(jìn)料板545.1374.61.421.40塔底716.54961.44取理論板數(shù)9,實際板數(shù)為8/0.3=26,取為26 （包括下一段的第一塊塔板）圓整為21塊，塔板效率取為0.3,則實際塔板數(shù)為2! 700.3假設(shè)的進(jìn)料處N精餾段Xd,l（Xd，h）Xf，h8.15CD2由于中段無提留

33、段，所以實際中段的塔板為26塊即 NP2 265.1.3上段的計算表5-10上段物料流入流出質(zhì)量流率（kg/h）2327.3塔頂1454.5塔底872.8摩爾流率（kmol/h）15.94塔頂10.77塔底5.17選取苯為LK,記為E,甲酚為HK，記為F進(jìn)料中：苯的含量占無水焦油的 0.15%;甲酚的含量為進(jìn)料的20% 出料中：塔頂甲酚的含量V 5%,取為2%;塔底苯的含量占出料的2% 質(zhì)量守恒：苯:0.15% 29090.92% 1454.5 xD丄 872.8解得 Xd,l=41.7%甲酚：20%X 2327.3=2%X 1454.5+Xw,H X 872.8解得 Xw,h =23.15%

34、表5-11關(guān)鍵組分苯（LK）E M=98甲酚（HK ） F M=108進(jìn)料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%43.630.456.38%7.66%1163.610.7720%21.76%出塔31.980.3231.36%33.71%17.90.172%2.01%料頂塔11.650.132%2.46%1145.710.623.15%25.71%底塔頂溫度105 C，塔底溫度165 C，假設(shè)進(jìn)料板140 C 苯的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)可以直接查取塔頂進(jìn)料板s苯Pe207.1474.3塔底782s甲酚pF23.8107.0256.5EF8.74.433.05EF5.0間位甲酚：

35、1603.811 lgP=7.15904t 172.646計算結(jié)果如下:表5-12相對揮發(fā)度Ig(33.71)2.46 嚴(yán)) 25713.21lg5.O理論板數(shù)取為4,塔板效率設(shè)為O.3,則實際塔板數(shù)為4/0.3=13.3,取為14 進(jìn)料位置的確定：Xd丄N進(jìn)料板lgXf丄/（糾Xf,h2.12lg . EF1 EF 2實際板數(shù)為2.12/0.3=6.87,取為 7, 即卩 n P3 75.1.4總塔板數(shù)的計算所以餾分塔的總塔板數(shù)N p N P1 N P2Np3 14 26 7 47 塊5.2塔的工藝參數(shù)5.2.1塔徑D=2.2m則塔板面積At=0.785X D2=0.785X 2.22=3.

36、8m2空塔氣速w VSAt O.51m/s5.2.2塔高根據(jù)經(jīng)驗頂部空間一般取1.21.5m,故取hi=1.5m,底部空間h2=1.5m。 有效塔咼人孔所在板間距增至800mm,塔板間取5個人孔，裙座取3.3m, 所以有效塔高Ho=O.45X 46+(0.8-0.45)X 5=22.45m塔高：H=22.45+1.5+1.5+3.3=28.75m故塔高取29m。5.2.3圓泡罩塔盤的設(shè)計泡罩尺寸的選擇泡罩尺寸選取100mm需要泡罩個數(shù)m1.69m F4L VV選擇圓形泡罩，齒縫為矩形型，根據(jù)下式得出泡罩個數(shù):Vm = Vm式中Vm 滿負(fù)荷所取Vm=2.13Vs m每層塔板上泡罩的個數(shù);F4每個

37、泡罩的齒縫總面積; h齒縫的高度。根據(jù)經(jīng)驗得出一下數(shù)據(jù)：F4=5 32 320.00512 m2h=0.032m所以：1.69FJ, h( v l)91個需要的鼓泡面積 鼓泡中的中心距滿足:根據(jù)本課題取t=(1.251.5)D ；t=1.4D=140mmt-D=2575mmt-D=40mm符合條件按正三角形排列，每個泡罩所占的正六角行鼓泡面積ab(mm2)為:ab=0.866t2=0.866140 216973.6 mm2整個塔盤鼓泡面積Aa(m2)為：6 2Aa=mab 10 =1.477m5.2.4板面布置選定流行由液相負(fù)荷Ls=0.00569 m3/s=20.5m3/h估采用單流型。取堰

38、長Lw為塔徑的0.66倍，即堰長為：Lw=0.66X 2.2=1.45mWd塔截面積為：AT=3.8m2單型塔板系列選定降液管面積 Af與塔截面積At之比以及弓形降液管寬度 與塔徑D之比分別為：AfWd-0.0721-0.124AtD故可以知：Af=0.0721X 3.8=0.274m2Wd=0.124X 2.2=0.273m降液管內(nèi)停留時間應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時間大于35s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出。AfHLS0.274 0.450.0056921.67s故所夾帶氣體可以釋出。降液管尺寸可用。泡罩排列泡罩按正三角形排列，在鼓泡區(qū)工排列 91個:鼓泡區(qū)面積占的百分比為：1.63.8

39、100%63%降液管面積占的百分比為:2 0.0721 100%14.4 %（規(guī)定在50%80%之間）（規(guī)定在10%20%之間）邊緣面積占的百分比為:1-63%-14.4%=22.6%故滿足塔盤分配要求。 齒縫開度hs根據(jù)經(jīng)驗可知：當(dāng)最低氣體負(fù)荷時，最小齒縫開度（規(guī)定在20%50%之間）h0 12 mm2當(dāng)正常氣體負(fù)荷時，hs -h3當(dāng)最大氣體負(fù)荷時，hs=h=0.032 本設(shè)計是在正常負(fù)荷下操作即2hsh 0.02133mm3堰上液溢流高度how 采用平流堰，可用下式計算：2How=2.841000E3式中E液體收縮系數(shù)；一般取1 Lw堰長，m。當(dāng)9.361.22.55.9h所以:How=2

40、.84100020.5 飛1790.02堰高h(yuǎn)w及降液管底距下層塔板的距離h0 根據(jù)常壓操作壓力，初步選定動液圭寸：hds=40mm=0.04m靜液封：hss=hds-how=0.04-0.02=0.02m 堰高h(yuǎn)w可按下式計算：hw=hT+hss+hr+h式中hT泡罩下縫至塔板的間距，m hr 泡罩帽緣圈高度，m h齒縫的高度，mhss靜液圭寸，m對于直徑是100mm的泡罩，查得經(jīng)驗數(shù)據(jù)，hT=15mm, hr=3mm。則hw=15+20+3+32=70mm 故選定堰高h(yuǎn)w=70mm降液管底部液封為20mm，則降液管底與下層塔板的距離應(yīng)為:h0=0.07-0.02=0.05m液面梯度液面流過

41、板面梯度與液流量（以Lsd表示）堰高h(yuǎn)w及泡罩底緣塔板的距離hT有關(guān)，也可按Ls D查得L% = 20%2 932 由于此值較小，可忽略不計。動液封hdshds=how+hss+ 2 0.01+0.03=0.04mm5.2.5塔板壓降蒸汽通過塔板時可按下式計算壓降：hp=hL+hc+hs式中hp塔板壓降，m液柱；hs齒縫局部阻力，m液柱；hc泡罩局部阻力（包括升氣管回轉(zhuǎn)通道及環(huán)形間隙），m液柱; hL有效液層阻力，m液柱。泡罩局部阻力hchc= Kc 丄LVsmF4= 0.252.611.92812 91 0.00380.025 m式中Kc 阻力系數(shù)，直徑為100mm的泡罩取0.25F4 每個

42、泡罩的升氣管截面積，（升氣管直徑取70mm ,A= D0.0038mm2）4有效液層阻力hLhL= hds式中沖氣系數(shù)；hds動液圭寸，m液柱。沖氣系數(shù)為氣相動能因數(shù)Fb=Vb'：j v式中Wb 按液流面積Ab計算的氣速，m/s由 Ab=A2Af, Wb=-可得:AbFbVs -V2.54 2 0.183 2& 皿查得 0.6所以有效液層阻力hL=0.6 0.040.024 m液柱所以塔板壓降為：hp=hL+hc+hs=0.02133+0.024+0.025=0.07033m 液柱全塔壓降為：P 47 0.07033 3.30551m 液柱5.2.6液冷情況按下式求出降液管內(nèi)的

43、液面高度：Hd=hw+hd+hp+ how式中hd：液相流出降液管的阻力，m液柱hdLs0.153Lwh00.1530.005691.45 0.050.00094 m因液面梯度 很小?？梢圆豢紤]，則降液管內(nèi)液面高度：Hd =0.07+0.02+0.00094+0.07033=0.16127m為了防止液泛現(xiàn)象，需滿足以下條件：HT+hw式中泡沫層的相對比重，對于一般物系取 0.5; Ht塔板板間距，m則有Ht 2 Hd- hw即0.452 0.16127 0.07 =0.25254所以不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。5.2.7鼓泡層高度hf用下式可以求得：2hf=0.0432Fb 1.89hw 0.0406h

44、f=0.0432X 1.496+1.89X 0.07-0.0406=0.156m 鼓泡層頂部到上層塔板的距離S為：S=HT-hf=0.45-0.156=0.294m5.2.8排空時間T采用排液孔直徑do=10mm排液孔面積A, 般可按每平方米塔截面積有 13平方厘米的開孔面積計Aa=2.54 2.56.35 crnm2需要的排液孔數(shù)：b=6.35 2.5420.5取21個全塔積液總排空時間可按下式計算:1.547.0.076.352.94h5.2.9塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線依公式：泛點率=Vs ( p v/( pLp v) 1/2+1.36LsZL /KCFAd 按泛點率為80%計算如下：V

45、s 5.4/ (637.5-5.4) 0.5+1.36LS 2.2心.0 0.X58 X1.34)=0.80整理得：Vs= 15.4-32.26Ls 液泛線由 aVs2= b-cLs2-dLs2/3式中a= 1.91 X 105p v/ p cN2=1.91X 105X 5.4/637.5 X 25322=0.00025b= 巾 HT+(0.5-1-0.35) X0.031=0.65 X.70+ (0.5-1-0.35) >0.031= 0.44c= 0.153/Lw2ho=0.153/2.722 0.0X2=3.25d=(H & o) X EX 0.667/Lw2/3=(1+0

46、.35) 1X).667/2.722/3=0.122把a(bǔ).b.c.d代入式中得0.00025Vs2=0.44-3.25Ls2-0.122Ls2/3 液相負(fù)荷上限線：液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于35,以？ = 5s作為液體在降管中停留時間的下限(Ls) max= AfHT/5 = 0.99 X7/5=0.139m2/s求出上限液體流量Ls值(常數(shù))。在VsLs圖上液相負(fù)荷上限為與氣體流量 Vs 無關(guān)的豎直線 漏液線：以Fo=卩0 p v0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則得：(Vs) min = n do2Ny 0/4= n /4do2NX 5/Pv0.5=3.14/4 (0.0

47、39)2 2X80 X5/5.40.5=5.87m3/s據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線(4) 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how= 0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依how的計算式算出Ls 的下限值，即 how= 2.84/1000E3600(Ls)mi n/lw2/3=0.006取E= 1得Lsmin 0.006 1000 2.84 11 lw36000.0023m3/s據(jù)此可作出與氣相流量無關(guān)的豎直線Ls圖5-1塔板負(fù)荷性能圖1為霧沫夾帶線，2為液泛線，3為漏液線4為液相負(fù)荷下限線5為液相負(fù)荷上限線由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： 任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點播 P （設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi) 塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下