5萬(wàn)噸的脫丙烯塔設(shè)計(jì)

丙烯塔設(shè)計(jì)河南城建學(xué)院化學(xué)化工系?、八、一

-XJ￡1一RII5石油是發(fā)展國(guó)民經(jīng)濟(jì)和建設(shè)的主要物質(zhì)，產(chǎn)品種類繁多，用途極廣。精細(xì)化工的產(chǎn)生和發(fā)展與人們的生活和生產(chǎn)活動(dòng)緊密相關(guān)，近十幾年來(lái)，隨著生產(chǎn)和科學(xué)技術(shù)的不斷提高，發(fā)展精細(xì)化工已成為趨勢(shì)。我國(guó)的有機(jī)化工原料工業(yè)起步較晚，全國(guó)解放前除有少星煉焦苯和發(fā)酵酒精外，大量有機(jī)原料依靠進(jìn)口。在解放初期的有機(jī)化工原料工業(yè)，只能在煤炭和農(nóng)副產(chǎn)品基礎(chǔ)上起步，隨著新油田的相繼開(kāi)發(fā)和新煉油廠的陸續(xù)建設(shè)，與此同時(shí)，對(duì)天然氣資源的利用，也取得了長(zhǎng)足進(jìn)展。以石油為原料生產(chǎn)化工產(chǎn)品，并非起源于近代，在第二次世界大戰(zhàn)以后，石油化學(xué)工業(yè)發(fā)展非常迅速，以石油為原料可以得到三烯、一烘、一蔡及其他化工基礎(chǔ)有機(jī)原料，進(jìn)而制得醛、酮、酸、肝等基本有機(jī)產(chǎn)品和原料，再制得合成纖維、合成塑料、合成橡膠、合成洗滌劑、涂料、炸藥、農(nóng)藥、染料、化學(xué)肥料等重要的化工產(chǎn)品。目前，全世界每年生產(chǎn)的石油雖然僅有5%左右用于化學(xué)工業(yè)，但石油化工的總產(chǎn)值卻占化學(xué)工業(yè)總產(chǎn)值的60%左右，某些國(guó)家甚至達(dá)到80%，由此可見(jiàn)，石油在化工領(lǐng)域中占有重要的地位。丙烯是重要的化工原料,美國(guó)將生產(chǎn)量的二分之一用于制造化工產(chǎn)品，余下的大部分則與異丁烷反應(yīng)制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工產(chǎn)品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯月青、環(huán)氧丙烷、丙酮等。當(dāng)前各煉廠的氣體分離裝置大部分仍然采用精憾分離。化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)物和粗產(chǎn)品等幾乎都是由若干組分組成的混合物，蒸憾是分離液體混合物的典型單元操作。低沸點(diǎn)女至類混合物是利用精館方法使混合物得到分離的，其基本原理是利用被分離的各組分具有不同的揮發(fā)度，即各組分在同一壓力下具有不同的沸點(diǎn)將其分離的。其實(shí)質(zhì)是不平衡的汽液兩相在塔盤(pán)上多次逆向接觸，多次進(jìn)行部分汽化和部分冷凝，傳質(zhì)、傳熱，使氣相中輕組分濃度不斷提高，液相中重組分濃度不斷提高，從而使混合物得到分離。塔設(shè)備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餡的氣液傳質(zhì)設(shè)備，廣泛應(yīng)用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔用途較廣，它是逐級(jí)接觸式的氣液傳質(zhì)設(shè)備。浮閥塔于50年代初期在工業(yè)上開(kāi)始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為國(guó)內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)工業(yè)中使用最普遍，對(duì)其性能研究也較充分。浮閥塔板的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是在塔板上開(kāi)有若干大孔，每個(gè)孔上裝有一個(gè)可以上、下浮動(dòng)的閥片，浮閥的型式很多，目前國(guó)內(nèi)最常用型式的為只型和V-4型。R型浮閥的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛用于化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)(JB1118-68)。操作時(shí)，由閥孔上升的氣流，經(jīng)過(guò)閥片與塔板的間隙與塔板上橫流的液體接觸，浮閥開(kāi)度隨氣體負(fù)荷而變，當(dāng)氣星很小時(shí)，氣體仍能通過(guò)靜止開(kāi)度的縫隙而鼓泡。我國(guó)石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個(gè)發(fā)展中的國(guó)家擺在我們石油工作者面前的任務(wù)是繁重的。煉油工業(yè)要對(duì)現(xiàn)有的煉油廠進(jìn)行技術(shù)改造，繼續(xù)堅(jiān)持“自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進(jìn)水平”的發(fā)展方針。要立足現(xiàn)有基礎(chǔ)，搞好一、二次加工和系統(tǒng)工程的配套，擴(kuò)大綜合生產(chǎn)能力；要革新工藝，革新技術(shù)，革新設(shè)備，把老裝置開(kāi)出新水平；要發(fā)展加氫技術(shù)，發(fā)展新型催化劑和添加劑，全面提高產(chǎn)品質(zhì)量，增加品種；要開(kāi)展綜合利用，大搞三次加工，增產(chǎn)有機(jī)化工原料；要充分利用熱能，大力降低消耗，各項(xiàng)經(jīng)濟(jì)技術(shù)指標(biāo)要?jiǎng)?chuàng)出新水平；要治理“三廢”，保護(hù)環(huán)境，為實(shí)現(xiàn)趕超世界先進(jìn)水平而奮斗。設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介在工業(yè)生產(chǎn)中，為了加工和回收的需要，常常需對(duì)液體混合物進(jìn)行分離。利用其中各組分某種性質(zhì)的差異，蒸憾利用各液體組分揮發(fā)性質(zhì)的不同進(jìn)行液體分離。第一脫甲烷塔設(shè)計(jì)采用連續(xù)操作板式精館塔，原料液經(jīng)過(guò)蒸汽預(yù)熱至指定的溫度后，在塔中部的某一適合位置不斷加入塔內(nèi)。整個(gè)塔有若干層塔板按一定間距疊置而成，由塔板提供氣，液兩項(xiàng)接觸的場(chǎng)所，一層塔板就是一個(gè)接觸級(jí)。根據(jù)物料衡算算出各組分的星，由泡點(diǎn)方程及露點(diǎn)方程確定塔頂及塔底溫度。根據(jù)塔頂及塔底溫度及各組分相對(duì)揮發(fā)度求最小理論版及最小回流比。由公式算出理論板，再有總版效率求出實(shí)際塔板數(shù)，和進(jìn)料位置。塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算塔和塔板的主要工藝計(jì)算。塔高的初步確定。篩板的流體力學(xué)性質(zhì)。塔板的復(fù)合性能確定操作彈性？管子尺寸的確定?；A(chǔ)設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)計(jì)算完畢。進(jìn)行設(shè)備圖及工藝流程圖的設(shè)計(jì)，在設(shè)計(jì)過(guò)程中要根據(jù)實(shí)際情況進(jìn)行適當(dāng)?shù)恼{(diào)整i［錄一'設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一設(shè)計(jì)任務(wù)二、設(shè)計(jì)條件三、設(shè)計(jì)主要內(nèi)容二、設(shè)計(jì)計(jì)算丙烯塔物料設(shè)計(jì)計(jì)算全塔物料衡算確定塔的操作溫度確定汽化分率和進(jìn)料溫度確定最小回流比Rmin確定最小理論板數(shù)Nmin確定理論板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)-確定進(jìn)料位置塔工藝的計(jì)算結(jié)果二’塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算塔的工藝條件及物性計(jì)算塔和塔板主要工藝尺寸據(jù)算塔的水力學(xué)性能驗(yàn)算塔板負(fù)荷性能圖塔板的工藝計(jì)算結(jié)果三、塔的接管及換熱計(jì)算三、結(jié)束語(yǔ)四、參考書(shū)目設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)任務(wù)：處理星5萬(wàn)噸/年的脫丙烯塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件:進(jìn)料組成：組分iC2H6C3H6C3H8iC4H10EZi0.050.250.650.051.00分離要求:塔頂產(chǎn)品：丙烯的回收率98%塔底產(chǎn)品：丙烷的回收率97%操作壓力：0.3Mpa進(jìn)料壓力：0.817Mpa進(jìn)料溫度：80C工作日：每年8000h每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)作設(shè)計(jì)主要內(nèi)容（1）化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)2）物料衡算與熱星橫算1）方案設(shè)計(jì)3）主要設(shè)備工藝4）輔助設(shè)備的選擇⑵制圖工藝流程圖一張?jiān)O(shè)備圖一張二、設(shè)計(jì)計(jì)算一、丙烯塔物料設(shè)計(jì)計(jì)算1、全塔物料衡算選取丙烯為輕關(guān)鍵組分，丙烷為重關(guān)鍵組分。可以先按理想的切割情況確定各組分在塔頂、塔底的數(shù)量組成以及操作溫度。確定關(guān)鍵組分塔頂、塔底的量組分iC2H6C3H6C3H8■IC4H10EZi0.050.250.650.051.00fi/(kmol/h)7.168635.84393.19187.1686143.372Di/(kmol/h)7.168635.1262.7958045.0904

(1)化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)XDi0.5190.7790.06201Wi/(kmol/h)00.71790.3967.168698.2816Xwi/(kmol/h)00.00730.91980.072912、確定操作溫度估算塔頂、塔底溫度及各組分相對(duì)揮發(fā)度，按理想的組成計(jì)算設(shè)塔頂?shù)臏囟葹?28C,壓力為0.3Mpa,用露點(diǎn)方程計(jì)算，列表如下：組分iC2H6CsHeEDi7.168635.84343.0016Ydi0.1670.8331.000Ki3.40.8766Ydi/Ki0.0490.9500.999塔頂溫度為？28C正確設(shè)塔底溫度為-13C，壓力為0.3Mpa,列表計(jì)算如下:組分iCaHs■IC4H10EWi93.19187.1686100.3604Xwi0.92860.07141.0000Ki1.050.35KXwi0.9750.0251.000二塔底溫度為-13C求以重關(guān)鍵組分丙烷為對(duì)比組分，各組分的相對(duì)揮發(fā)度，用泡點(diǎn)方程計(jì)算，列表如下：組分iC2H6C3H6C3H8?IKdi3.40.87660.6610.18ihd5.1521.32810.273Kwi4.51.41.050.35ihW4.2861.33310.333ihVihdihW4.6991.3300.302dh2.7958kmol/hWh90.396kmol/hAhW0.031Wl°717kmol/hdl35126kmol/h48991g(d/h)i=lg(d/w)h+AA^1[ig(-)iig(d)h]igihWw=1.508625.831gih即lg(d)i1.508625.83lgih分別將除關(guān)鍵組分以外的各組分的平均相對(duì)揮發(fā)度巾代入上式，求得(一)i,進(jìn)一步求得di、Wi>Xdi、Xwi,列表如下:W組分iC2H6C3H6C3H8i—C4H1OEih4.6991.33010.302』廠W7.068149.03290.0311.1481fi7.168635.84393.19187.1686143.372di6.279635.1262.79583.831648.003w0.88090.71790.3963.33795.339XDi0.13070.73130.05820.07981.0000Xwi0.00930.00750.94820.0351.0000確定塔頂和塔底溫度設(shè)塔頂溫度為-28C,列表如下:組分iC2H6C3H6C3H8■IC4H10E丫,0.13070.73130.05820.07981.0000Ki3.551.050.780.320.9963丫di/0.03680.63590.07460.2490.9963Ki故所設(shè)溫度正確設(shè)塔底溫度為-13C,列表如下:組分iC2H6C3H6C3H8■IC4H10EXwi0.00930.00750.94820.0351.0000Ki4.51.40.990.35KXwi0.04190.01050.93870.012251.00335故所設(shè)溫度正確3、確定汽化分率禾口進(jìn)料溫度進(jìn)料壓力大于操作壓力故需要絕熱閃蒸求汽化分率和進(jìn)料溫度1求進(jìn)料時(shí)的泡點(diǎn)溫度和露點(diǎn)溫度：進(jìn)料時(shí)的泡點(diǎn)溫度為：-22C組分iC2H6C3H6C3H8iC4HIOEZi0.050.250.650.051.00Ki3.91.020.8210.24KiZi0.1950.2550.5340.0120.996進(jìn)料時(shí)的露點(diǎn)溫度:-14C組分iC2H6C3H6C3H8iC4HIOE乙0.050.250.650.051.00K,4.51.351.00260.341

乙Ki0.01110.18510.64830.14660.99112在進(jìn)料泡點(diǎn)溫度和露點(diǎn)溫度之間取三個(gè)值：「6C,T2=-18C,T3=-20CoCD在Tl=-16C時(shí)，各組分的（值如下表組分iC2H6C3H6C3H8iC4HIO乙0.050.250.650.051.00K.4.31.280.960.32f(e)=xi=乙1f(e)=zlKXi1(Ki1)e[1(Ki1)e]代入數(shù)據(jù)用牛頓試差法求得Ti=-16c時(shí)，e=0?531,r=-18C時(shí)，3=0.481,T3=-20C時(shí),3=0.176o②用熱量衡算求取汽化分率ee=hrhLVLhhhcMhZIIF=iFiii1h=Mbyni1在不同溫度T查組分的恰曾列表如下單年是（Kcal/Kg）溫度焙值C2H6CsHeCsHsi—C4H10

溫度焙值C2H6CsHeCsHsi—C4H1080ChFi122190124333-16Chi676160.557-16Cvhi160157154143-18CChi66596056-18Cvh?.159156153142-20Ch\65585955-20vhi158155152140在T1=-16C時(shí)組分iC2H6C3H6C3H8i-C4HioEZi0.050.250.650.051.00Ki4.31.280.960.32XA=Zi0.01820.21760.66410.10091.000810.531(&1)調(diào)整后的XFi0.01820.21740.66360.10081.0000『日=心Xa0.078260.27830.63710.03231.02596調(diào)整后的yH0.07630.27130.62100.03141.0000

Ti=?16C時(shí)，P=0?3Mpa用已知的xFiyFi來(lái)計(jì)算IrhL組分iC2H6C3H6C3H8?IMi30.07042.08144.09758.124XH0.01820.21740.66360.10081.0000hi(KJ/Kg)280.06254.98251.009238.26Mih-Xn153.272332.667345.221395.9411227.090.07630.27130.62100.03141.0000hvi(KJ/Kg668.8656.26643.72597.74VMihiyFi1534.467492.2417627.781090.9327745.41代入公式求得:「46C時(shí)，巳二1.05,同理可得T2=-18C時(shí)，e=1.02T3=?20c時(shí)，8=0.9928兩種數(shù)據(jù)作圖，不難看出汽化分率e=1，故為露點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料溫度為露點(diǎn)時(shí)的溫度-14Co4、確正最小回流比RAn根據(jù)恩德伍德公式求取最小回流比Rm,恩德伍德公式如下力=e,Rmin=—1??i1，ji1ij其中耳為i組分對(duì)重關(guān)鍵組分的相對(duì)揮發(fā)度，為』=e的根，且其值介于輕重關(guān)鍵組分的相對(duì)揮發(fā)度i1ij之間，由于本設(shè)計(jì)所選取的輕重關(guān)鍵組分為兩個(gè)相鄰的組分，因此僅有一個(gè)值。下面就運(yùn)用試差法求取值

組分iC2H6C3H6C3H8i—C4H1OEZi0.050.250.650.051.00Ki4.01.10.860.26ih4.651.2810.3ihZiih0.23250.320.650.0154.651.2810.3=1.150.06642.46-4.333-0.0176-1.889=1.210.06764.571-3.095-0.01651.5271=1.20340.0674.177-3.196-0,01661.0314=1.2030.06744.156-3.202-0.01661.0048故=1.203時(shí)，i各組分塔頂含量妾近e=1。如下表所示：組分iC2H6C3H6C3H8iC4H10E0=njLA-ii1ijXDi0.13070.73130.05820.07981.0000代入數(shù)據(jù)求得Rriin=11,R一般取FL的1.2A2倍取R=1.2Rm故R=13.25、確定最少理論塔板數(shù)Nmin最少理論塔板數(shù)Nmin利用芬斯克方程求取，因?yàn)樗敳捎?/p>

全凝器，芬斯克方程式表示如下:,XiXhiogNminihNminih=.Ihdlhf=1.3281.333=1.33logIhXhK|ihNmin=--log0.73130.94820.05820.0075=26塊IhK|ihNmin=--log0.73130.94820.05820.0075Ih-TIhdIhw,hw:塔底條件下輕關(guān)鍵組分對(duì)承關(guān)鍵組分的相對(duì)揮發(fā)度6、確定理論塔板數(shù)用吉利蘭圖確定NTA-Rmn=13211=0.155y=0.75-0.75x爵668=0.75075(0.155)05668=0.489R113.21NT=51.84NT17、確定實(shí)際板數(shù)求塔板效率該塔平均操作溫度t=-20.5C.=1.28組分iC2H6C3H6C3H8iC4HIOEXti0.050.250.650.051.00li0.080.13680.170.17Xfili0.0040.03420.11050.00850.1572X賃n=1?280.1572=0.2012有奧康奈爾圖查的總板效率T=0.74實(shí)際塔板數(shù)=1八占=H=70塊8、確定進(jìn)料板位置Ihd=1.328lhw=1.333=676=106Ihf'ihnQf=.1.3331.06=1.189Ihm、Ihdf=..1.3281.06=1.1860.73130.65log[]/log1.1890.05820.25088,r0.250.9482...?匚XIXh\zlog[(兇0.73130.65log[]/log1.1890.05820.25088,r0.250.9482...?log[(乞八($)w]/logXhXi即m=27?04n=51.84-27.04=24.8精憾段共24.8塊，提餡段將進(jìn)料板并入，扣除重沸器之后共27.04塊理論板。精鐳段實(shí)際塔板數(shù)：N二二』2佃=33?5、34塊提鐳段實(shí)際塔板數(shù):N提鐳段實(shí)際塔板數(shù):Na=70-34=36塊9、塔工藝的計(jì)算結(jié)果精憾塔工藝計(jì)算結(jié)果一覽表項(xiàng)目付三數(shù)值單位進(jìn)料流重F143.372Kmol/h進(jìn)料溫度-14。（操作壓力0.3MPaKmol/h塔頂溫度5-28塔底產(chǎn)品流量W98.2816塔底溫度t底-13最小回流比Rmin11實(shí)際回流比R13.2取少理論板數(shù)Nmin26全塔理論板數(shù)N51.84全塔平均板效率ET74%精憾段實(shí)際塔板數(shù)34提憾段實(shí)際塔板數(shù)36加料板位置第35塊板全塔實(shí)際板數(shù)70塔頂產(chǎn)品流景D45.0904CKmol/hC塊塊塊塊自上而下塊二、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算1、塔的工藝條件及物性計(jì)算浮閥塔的設(shè)計(jì)計(jì)算1選取設(shè)計(jì)塔板在精館塔的塔板設(shè)計(jì)計(jì)算時(shí)，嚴(yán)格來(lái)講應(yīng)分別對(duì)加料板、抽出板及氣、液相負(fù)荷較大或較小的塔板逐個(gè)進(jìn)行計(jì)算。但本設(shè)計(jì)因設(shè)計(jì)時(shí)間有限，只對(duì)進(jìn)料板進(jìn)行了設(shè)計(jì)計(jì)算，重在掌握設(shè)計(jì)計(jì)算方法。2氣體摩爾流星的計(jì)算M=30.0700.05+42.0810.25+44.0970.65+58.1240.05=43.593Kg/molF=5107/81o343.593=143.372Kmol/hn=V=(R+1)D=(13.2+1)45.0904=640.28Kmol/h=0.1779Kmol/So3求定氣體的壓縮因子Z根據(jù)式Pc=YiPci>Tc=YEC,求取Pc和TCoPic和Tie由《化學(xué)工程手冊(cè)》炷類的主要理化性質(zhì)表查得。Yi為進(jìn)料組成，具體計(jì)算結(jié)果列于下表。表-12假臨界參數(shù)計(jì)算數(shù)據(jù)表組分iC2H6C3H6C3H8?IEY0.050.250.650.051.00Fci4.8844.64.2843.64Tci305.4364.9369.83407.8YPci0.24421.152.78460.1824.3608YTci15.2791.225240.389520.39367.2745對(duì)比溫度Tr=T/TC/=G14+273.15)/367.2745=0.706對(duì)比壓力Pr=P/Pc=0.817/4.3608=0.817根據(jù)以上兩臨界參數(shù)，由《化工物性算圖手冊(cè)》氣體通用壓縮因數(shù)圖中查得Z=0.71o4求氣體體積流星VsnZRTa4779-卜餡刀3嚴(yán)0333,3/5p8175求氣體的密度應(yīng)用氣體狀態(tài)方程，密度為pV-AZRT81743.5930.718.314(273.1514)=23.28Kg/m6計(jì)算液體的密度及流量1液體密度的計(jì)算V-AZRT81743.5930.718.314(273.1514)=23.28Kg/mLi—一進(jìn)料條件下i組分液體密度。摩爾分率與質(zhì)星分率之間換算關(guān)系如下：m唱，由該式算出進(jìn)料液體的質(zhì)星分率，其結(jié)果列入下表。rrii與Xi換算結(jié)果匯總表組分iC2H6C3H6C3H8iC4H10Pu429.5550.1545.2595.76mi0.03450.24130.65750.06671.0000rrupLi1040.00334.38612.061.119617.5689組分iC2H6C3H6C3H8i—C4H10EXi0.050.250.650.051.00Mi30.07042.08144.09758.124

XiMi1.503510.520328.66312.906243.5931mi0.03450.24130.65750.06671.0000根據(jù)t底=-14C,p口由〈〈化學(xué)化工物性手冊(cè)》查得數(shù)據(jù)列于下表。pu數(shù)值一覽表2計(jì)算液體體積流量LRDF13.245.0904143.372569.1883600=0.00036m3/sJi/R=10.17.5639=569.138Kg/m3組分iC2H6C3H6C3H8iC4HIOEXi0.050.250.650.051.00?I(mNFm)4.81211.414.5Xii0.2437.410.72511.375炷類混合物的表面張力圖查得m=11.375mN/m2塔和塔板主要工藝尺寸據(jù)算1初選塔徑1）求上限空塔氣速0.5因?yàn)長(zhǎng)sP:1）求上限空塔氣速0.5因?yàn)長(zhǎng)sP:LrIUmax..(V0.00036569.1880.5=0.0053,取板間距VsP0.33323.28HT=0.60m（參考〈〈化工原理》），取板上液層高度hL=0.07m（參考〈〈化工原理》下冊(cè)166頁(yè)選定hL范圍），貝H-hL…569.188貝ij…569.188貝ijUmax=0.067923.28C20為史密斯關(guān)聯(lián)圖在液體表面張力=0.60-0.07=0.53mo由〈〈化工原理》下冊(cè)0.3289ITl/S=20mN/m165頁(yè)，圖3-8史密斯的物系繪制。關(guān)聯(lián)圖查出C2O=O.O76,C二G。(/20)GO.076X(11.375/20)=0.0679計(jì)算空塔氣速適宜的空塔氣速是11冷乘以安全系數(shù)，安全系數(shù)取0.6?0.8之間。本設(shè)計(jì)取安全系數(shù)為0.7，所以u(píng)=0.7X0.3289=0.2302m/So初算塔徑DD匹403331.36m。\U.3.140.23022選取塔徑及實(shí)際空塔氣速選取塔徑根據(jù)浮閥塔直徑系列標(biāo)準(zhǔn)圓整為1.4m實(shí)際空塔氣速的求取4Vs40.333u號(hào)20.216m/soD3.141.43計(jì)算塔截面積ATAT=D)n/4=3.14X(1.4)2/4=1.5386m24計(jì)算塔的有效高度ZZ=NaxHT=70x0.6=42m。5塔板設(shè)計(jì)確定塔板溢流形式根據(jù)有關(guān)文獻(xiàn)介紹選取單溢流塔板操作。確定降液管的結(jié)構(gòu)形式①降液管的結(jié)構(gòu)形式采用弓形降液管◎計(jì)算降液管的底隙高度對(duì)于單溢流取堰長(zhǎng)Lw=0.8D=0.8X1.4=1.12mo取液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速Uo=0.25m/sh。亙0000361.286moLw1.120.25-U。取值根據(jù)經(jīng)驗(yàn)一般可取0.07?0.25之間。h。確定的原則是保證流體流經(jīng)此處時(shí)的阻力不太大，同時(shí)要有良好的液封?！蚯蠼狄汗艿膶挾燃敖孛娣eLw/D=1.12/1.4=0.8,由《化工原理》下冊(cè)，圖3-13查得Wd/D=0.20,所以Wd=0.20D=0.20X1.4=0.28moA"AT=0.145,所以At=0.145AT=0.145X1.5386=0.223m2④求液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間TT二AfHHLs=0.223X0.6/0.00036=371.66s,求得T大于5秒，能夠滿足要求。3）塔板四區(qū)尺寸的確定邊緣區(qū)寬度Wc取0.07mo破沫區(qū)寬度Ws取0.10mo溢流區(qū)寬度Wd=0.28mo根據(jù)公式Aa=2X,.FTX2R2sin1jX180鼓泡區(qū)面積AaO

式中X=D(WdWs)1.4(0.280.1)0.32mR=(D/2)-Wc=(1.4/2)-0.07=0.63moQ14nAa=20.320.6320..3220.632sin11800.63=1.91m2浮閥個(gè)數(shù)浮閥塔的操作性能以板上所有浮閥處于剛剛?cè)_(kāi)時(shí)的情況為最好，此時(shí)塔板的壓強(qiáng)降及板上液體的泄露都比較小，且操作彈性較大，根據(jù)工業(yè)生產(chǎn)裝置的數(shù)據(jù)對(duì)只型重浮閥而言，當(dāng)板上所有浮閥剛剛?cè)_(kāi)時(shí),Fo動(dòng)能因數(shù)常在9-12之間。本設(shè)計(jì)取Fo=10,因?yàn)镕。二U。？？V,所以U0&,工業(yè)生產(chǎn)裝置的數(shù)據(jù)對(duì)只型重浮閥而言，當(dāng)板上所有浮閥剛剛?cè)_(kāi)時(shí),Fo動(dòng)能因數(shù)常在9-12之間。本設(shè)計(jì)取速度，F(xiàn)。為氣體通過(guò)閥孔時(shí)的動(dòng)能因數(shù)，v為氣體密度，貝UUoF。=10=2.07m/SoJv<23.28那么浮閥個(gè)數(shù)Nf二」"，do為浮閥孔直徑d=0.039mcd2oU04Nt=0333=1363140.03922.07確定浮閥排列方式數(shù)3.9.5.1因?yàn)镈=2.2m>0.9m所以采用分塊式塔板，排列方式取等腰三角形叉排，同一橫排的閥孔中心距t為0.075m,而相鄰兩排孔心距tNat九皿曲因塔直徑較大’故采用分塊式安裝'而各塊塔板的支撐梁及塔板銜接部位等需焊接或打孔占去一部分鼓泡區(qū)面積，所以相鄰兩排孔心距要適當(dāng)減小，以保證浮閥的安裝數(shù)量，本設(shè)計(jì)取t=0.15mo6）計(jì)算塔板開(kāi)孔率開(kāi)孔率=u/uo=0.216/2.07=10.4%3塔的水力學(xué)性能驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算，目的在于核算上述各項(xiàng)工藝尺寸已經(jīng)確定的塔板，在設(shè)計(jì)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下能否正常操作。其內(nèi)容包括對(duì)塔板壓強(qiáng)、液泛、霧沫夾帶、泄漏等項(xiàng)的驗(yàn)算。1氣體通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降干板阻力he臨界孔速Uoc1825?3J1325囂九872m/s23.282.072Uo>Uoc故應(yīng)用下式計(jì)算，心5-342569.1889.81。？°伽板上充氣液層阻hR因?yàn)榉蛛x的混合物為碳?xì)浠衔锏幕旌衔?，故取板上充氣程度因?shù)￡o=O.45,取板上液層高度hL=0.07mo根據(jù)公式hR=￡ohL=O.45X0.07=0.0315m

液體表面張力造成的阻力ha浮閥塔的m值通常很小，計(jì)算時(shí)可以忽略，所以氣體通過(guò)浮閥液柱，單板壓降板的壓降為hp二hc+hR=0.048+0.0315=0.0795m△P=hppLg=0.0795X569.188X9.81=443.91Pa2淹塔（液泛）該塔板不設(shè)進(jìn)口堰,故液體通過(guò)降液管的壓降hd=0.1530.153UoL-wh0.00036nhd=0.1530m1.121.286Hd液柱，單板壓降該塔板不設(shè)進(jìn)口堰,故液體通過(guò)降液管的壓降hd=0.1530.153UoL-wh0.00036nhd=0.1530m1.121.286Hdhd+hP+hL=0+0.07+0.0795=0.1495m3實(shí)際降液管中液體和泡沫的總高度大于0.1787這個(gè)值，為了防止液泛，應(yīng)保證降液管中泡沫液體的總高度不超過(guò)上層塔板的出口堰,所以在設(shè)計(jì)中令HdHi+hw）,?是參數(shù)考慮到降液管內(nèi)液體充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。一般物系取?=0.5,取出口堰高度數(shù)。一般物系取?hw=0.05m,即？=0.5,hw=0.05m,HT=0.60iti。貝PHcK0.5X(0.05+0.60)=0.325m,符合要求不會(huì)淹塔。3霧沫夾帶

泛點(diǎn)率一-—100%0.78KCFA式中：Vs為氣負(fù)荷m3/s;v、G為泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，可根據(jù)氣相密度L分別為塔內(nèi)氣、液密度kg/m3;v及板距HL分別為塔內(nèi)氣、液密度kg/m3;v及板距HT查得，AT（塔截面由〈〈化工原理》下冊(cè)表3?4取K=1.0,在根據(jù)v=23.28>HT=0.63由〈〈化工原理》下冊(cè)176頁(yè)，圖3-16查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)Ct=0.1380.333■23.28泛點(diǎn)率=-569*188100%-40.66%0.7810.1381.5386對(duì)于D>0.9m的大塔，泛點(diǎn)率都應(yīng)小于80%實(shí)際求得的泛點(diǎn)率均小于80%符合要求，所以霧沫夾帶量能滿足eVv0.1kg（液）/kg（氣）4塔板負(fù)荷性能1泄漏線(VS)min_;d%N—0.03921365=0.1683mp/s4以Fo=5作為規(guī)定氣體取小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，貝，.23.282液相負(fù)荷上限線以T=5秒作為液體在降液管中停留時(shí)間下限值，即(Ls)max一A(HT/5=0.223X0.60/5=0.0268m7So3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平堰，一般取堰上液層高度hw=0.006m作為液相負(fù)荷下限

由〈〈化工原理》下冊(cè)表3?4取K=1.0,在根據(jù)v=23.28>HT=0.63條件，低于此限時(shí)便不能保證板上液流的均勻分布降低氣液接觸效果'根據(jù)公式人簫3600LsLyy1000(Ls)min10001.123600.006條件，低于此限時(shí)便不能保證板上液流的均勻分布降低氣液接觸效果'根據(jù)公式人簫3600LsLyy1000(Ls)min10001.123600.006360=0.00096m3/s?4液泛線Ht+hw)=h+hi_+hdHt+hw)=h+hi_+hd可導(dǎo)出%與Ls的關(guān)系式，即222aVsbcLsdLs3o式中：a1.911051.9110式中：a1.911051.9110523.280.422569.188136120.153cI2ho2°.1530.0738b=0HT^1，-1-曲)hw=0.5X0.6+(0.5-1-0.45)X0.05=0.2525'八、l0.667(1'八、l0.667(10.45)0.8971.123d(1o)E1.123則：0.422Vs20.25255霧沫夾帶上限線霧沫夾帶上限線表現(xiàn)了霧沫夾帶景e霧沫夾帶上限線表現(xiàn)了霧沫夾帶景ev=0.1kg(液)/kg(汽)眨的Ls?Vs的關(guān)系。按泛點(diǎn)率=80%時(shí)找出Ls與Vs的關(guān)系,Zs—D-2Ws=1.4-20.1=1.2?Ab-AT-2At=1.5386-2

0.223=1.0926即泛點(diǎn)率=80%=KCF代1.36LsZsVs23,281.36Vs23,281.361.2Ls569.18823.28則Vs=0.576-7?77Ls5塔板的工藝計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目1.40.6F1重浮閥單溢流弓形降液管0.05浮閥塔板設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果及符號(hào)一覽表數(shù)據(jù)及說(shuō)明備注塔徑Dm塔板間距HTm塔板型式溢流堰高h(yuǎn)w,m溢流堰長(zhǎng)1.120.071.2860.280.2231.91Lw,rn板上液層周度1.5386hi_,m降液管底隙高度ho,m降液管寬度Wd,m降液管截面積AF,m2鼓泡區(qū)面積代，rn?塔截面積AT,rn?浮閥個(gè)數(shù)N,個(gè)浮閥排列方式等腰三角形叉排TOC\o"1-5"\h\z排間距t,m0.187閥孔直徑d°,m0.039閥孔氣速Uo,m/s1.872空塔氣速u,m/s0.2302開(kāi)孔率0,%10.4液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間T,s371.66泛點(diǎn)率％40.66氣相負(fù)荷上限（Vs）min,m3/s0.1683氣相負(fù)荷下限（Vs）maxm3/s0.576液相負(fù)荷上限（Ls）min,m3/s0.00096液相負(fù)荷下限（Ls）max,m3/s0.0268三塔的接管及換熱計(jì)算1換熱計(jì)算1）全凝器的熱負(fù)荷Qc=（R+1）Dm二Vm心為汽化潛熱

塔頂?shù)钠瘽摕峤M分iC2H6C3H6C3H8iC4HIOX.0.13070.73130.05820.0798m(kcal/kg)2600210044005300代入數(shù)據(jù)得Q=Vm=1633892.115(kcal/h)再