二硫化碳-四氯化碳连续精馏塔设计

实用标准文案 精彩文档 东 北 石 油 大 学 石化装备设计综合实训 2014 年 3 月 21 日 题 目 二硫化碳-四氯化碳连续精馏塔设计 学 院 机械科学与工程学院 专业班级 过程装备与控制工程 11-2 学生姓名 学生学号 指导教师 实用标准文案 精彩文档 东北石油大学课程实训任务书 课程 石油装备设计综合实训 题目 二硫化碳-四氯化碳连续精馏塔设计 专业 过程装备与控制工程 姓名 学号 主要内容： 1 设计方案的确定及工艺流程的说明和绘制； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算、负荷性能图的绘制； 5.塔体的强度校核； 6.绘制塔体装配图。 设计条件 在连续精馏塔中分离二硫化碳和四氯化碳混合液，原料液在泡点下进入塔内， 其流量为 4000kg/h，组成为 0.3（质量分率） ，馏出液组成为 0.90，釜液组成 0.025，操作回流比取为最小回流比的 1.8 倍，操作压强为 1atm，全塔操作平均 温度为 61，空塔速度取 0.8m/s，板间距取 0.4m，全塔效率取 60%，试设计此 连续精馏塔。 主要参考资料： 1GB150-2011，压力容器 S . 2郑津洋，董其伍，桑芝富.过程设备设计 M .北京：化学工业出版社,2010. 3JB 47102005，钢制塔式容器 S . 4SH3098-2011，石油化工塔器设计规范S. 完成期限 2014 年 3 月 21 日 指导教师 专业负责人 实用标准文案 精彩文档 2014 年 2 月 24 日 实用标准文案 精彩文档 目 录 第第 1 1 章章 工艺综述工艺综述.1 1 1.1 流程的设计及说明 .1 1.2 工艺流程图 .1 第第 2 2 章章 塔设备的工艺设计塔设备的工艺设计.2 2 2.1 已知参数 .2 2.2 选塔依据 .2 2.3 精馏流程的确定 .3 2.4 塔的物料衡算 .3 2.5 塔板数的确定 .3 2.6 塔工艺条件及物性数据计算 .5 2.7 精馏塔气液负荷计算 .8 第第 3 3 章章 塔设备的结构设计塔设备的结构设计.9 9 3.1 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 .9 3.2 筛板的流体力学验算 .13 3.3 塔板负荷性能图 .17 3.4 接管设计 .21 3.5 塔总高度计算 .21 第第 4 4 章章 塔设备的强度校核塔设备的强度校核.2323 4.1 按设计压力初步确定塔体的厚度 .23 4.2 确定危险截面位置 .23 实用标准文案 精彩文档 4.3 塔的质量载荷计算 .23 4.4 塔的自振周期计算 .25 4.5 地震载荷计算 .25 4.6 风载荷计算 .26 4.7 截面的最大弯矩组合 .27 4.8 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核 .29 4.9 筒体和裙座水压试验应力校核 .30 4.10 基础环设计 .31 4.11 地脚螺栓计算 .32 第第 5 5 章章 设计结果汇总设计结果汇总.3434 参考文献参考文献.3636 实用标准文案 精彩文档 第 1 章 工艺综述 1.1 流程的设计及说明 自罐区来的渣油、自预处理装置的加氢尾油和自罐区来的加氢尾油经过速度、 温度、压力监测装置，经过自动流量控制、通过管道混合器混合，进入原料油缓 冲罐；自一段提升管近入返回线、二段提升管进料返回线、开工循环线、油浆返 塔线来的油和开工循环油经过截止阀之后分为两部分，第一部分经过 102-100-P- 2045-4.0A1-ST 进入原料油缓冲罐，第二部分经过 102-100-P-2045A-4.0A1-ST 进 入回炼油罐，在原料油缓冲罐中缓冲，其缓冲过程中产生的油气排至 102-7- 201，沉降后的油经过原料升压泵升压。经过流量自动控制之后作为原料油输送 至 102-E-205。 自 102-T-201 来的回炼油进入回炼油罐反应，回炼油罐中产生的油气经过截 止阀的控制，其中一部分经 102-100-P-2046-4.0A1-HI 流入 102-T-201，另一部 分经 102-100-P-2046A-4.0A1-PP 至管 P-2016 其中产生的回炼油通过温度和速度 的监测，一部分通过截止阀至管 P-2037，另一部分回炼油通过回炼油泵升压之后 分为两部分，其中一部分通过流量自动控制系统输送至 102-T-201，另一部分回 炼油通过截止阀控制与来自 FL0-5001 的冲洗油混合后经过换热器降温并通过温 度观测装置达到一定温度标准之后分两部分流出，第一部分经过流量自动控制系 统进入 102-T-201，第二部分经过流量控制装置之后流入管 P-2011，此时来自 102-E-205 的原料油进入换热装置作为冷凝液，被加热之后与来自 FL0-5001 的冲 洗油混合流入至 102-E-206。 在换热过程中，被冷凝的回炼油的温度作为传送量通过温度检测控制系统影 响原料油的流量，当被冷凝的回炼油的温度高于标准温度，原料油经过换热器时 回炼油冷凝，若被冷凝的回炼油的温度低于标准温度，原料油不经过换热器直接 被排至 102-E-206. 1.2 工艺流程图 见分馏部分汽提塔及柴油冷却部分工艺管道及仪表流程图 实用标准文案 精彩文档 第 2 章 塔设备的工艺设计 2.1 已知参数 主要基础数据: 表 2-1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质 项目分子式分子量沸点 oC 密度 3 g/cm 二硫化碳 2 CS 7646.51.260 四氯化碳 4 CCl 15476.81.595 表 2-2 液体的表面压力 (单位:)mN/m 温度 oC 46.55876 二硫化碳 28.526.824.5 四氯化碳 23.622.220.2 表 2-3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化碳摩尔 分率x 气相中二硫化碳摩尔 分率y 液相中二硫化碳摩尔 分率x 气相中二硫化碳摩尔 分率y 000.39080.6340 0.02960.08230.53180.7470 0.06150.15550.66300.8290 0.11060.26600.75740.8790 0.14350.33250.86040.9320 0.25800.49501.01.0 2.2 选塔依据 工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。对于一个具体的分 离过程，通常按以下五项标准进行综合评价： (1) 通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高； (2) 塔板效率高； (3) 塔板压降低； (4) 操作弹性大； (5) 结构简单，制造成本低。 而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下： 实用标准文案 精彩文档 (1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉。 (2) 气体压降小、板上液面落差也较小。 (3) 塔板效率较高， 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞 塞孔。 2.3 精馏流程的确定 二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔 顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷 却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。 2.4 塔的物料衡算 (1) 料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分数 0.46 F x 0.95 D x 0.05 W x (2) 平均分子量 0.46 76(1 0.46) 154118.12kg/mol 0.95 76(1 0.95) 15479.9kg/mol 0.05 76(1 0.05) 154150.1kg/mol F F F M M M (3) 物料衡算 每小时处理摩尔量 4000 33.86kmol h 0.46 760.54 154 F 总物料衡算 DWF 易挥发组分物料衡算 0.950.050.46DWF 联立以上三式可得： 15.43kmol h 18.43kmol h 33.86kmol h D W F 2.5 塔板数的确定 (1) 根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出 x-y 图,如图 2-1 所示 实用标准文案 精彩文档 (2) 进料热状况参数 q =1 (3) q 线方程0.46 qF xx (4) 最小回流比及操作回流比 R min R 因为是泡点进料，对于二硫化碳与四氯化碳混合液，由相平衡数据可得到不 同的相对挥发度 1 1 1 2 2 2 12 q min 0.0296 =0.0823=2.93 1+10.0296 0.8604 =0.932=2.23 1-10.8604 11 =+=2.932.23 =2.58 22 2.580.46 0.69 1112.5810.46 0.950.690.26 1.13 0.690.460.23 Dq qq x y x xy R yx 取操作回流比 min 1.81.8 1.132.034RR 精馏段操作线方程 1 2.0341 0.950.670.313 112.034 12.034 1 D nnn XR yxxx RR R= 2.034 15.4331.385 F31.38533.8665.245 L D LRD LL 提馏段操作线方程 1 65.24518.43 0.051.3940.02 65.245 18.4365.245 18.43 mmm yxx 利用图解法求得理论板层数，理论 10 层，第 6 级为加料板，故精馏段理论 版层数为 5，因为再沸器相当于一层理论板，故提馏段理论板层数为 4。 精馏段塔板数，即取为 9 层 5 =8.33 0.6 N 精 提馏段塔板数，即取为 7 层 4 =6.67 0.6 N 提 全塔实际板数，即取为 16 层 p 9 =15 0.6 N 实用标准文案 精彩文档 图 2-1 理论板层数的图解法 2.6 塔工艺条件及物性数据计算 (1) 操作压强的计算 Pm 塔顶压强：PD=101.3 取每层塔板压降P=0.9kPa 则： 进料板压强：PF=101.3+9 0.9=109.4kPa 塔釜压强：Pw=101.3+16 0.9=115.7kPa 精馏段平均操作压强：Pm=kPa 101.3 109.4 105.35 2 提馏段平均操作压强：kPa m 109.4 115.7 112.55 2 P (2) 操作温度的计算 近似取塔顶温度为 46.5，进料温度为 58，塔釜温度为 76 精馏段平均温度 () 46.558 52.25 22 DF m tt t 精 = 提馏段平均温度 () 5876 67 22 WF m tt t 提 (3) 平均摩尔质量计算 y D x D x W x 实用标准文案 精彩文档 塔顶摩尔质量的计算：由，查平衡曲线，得=0.897； D1 x =y =0.95 1 x VDm 0.95 76(1 0.95) 15479.9kg/kmolM ；0.897 76(1 0.897) 15484.03kg/kmol LDm M 进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得，=0.46，=0.693； F x F y ；0.693 76(1 0.693) 15499.95kg/kmol VFm M ；0.46 76(1 0.46) 154118.12kg/kmol LFm M 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查得，=0.05，=0.13； W x W y 0.13 76(1 0.13) 154143.86kg/kmol VWm M 0.05 76(1 0.05) 154150.1kg/kmol LWm M 精馏段平均摩尔质量： ； () 79.999.95 89.93kg/kmol 2 Vm M 精 ； ( 84.03 118.12 101.08kg/kmol 2 Lm M 精) 提馏段平均摩尔质量： ； () 99.95 143.86 121.91kg/kmol 2 Vm M 提 ； () 118.12 150.1 134.11kg/kmol 2 Lm M 提 (4) 平均密度计算： m 表 2-4 不同温度下的密度及质量分数列表 24 CS -CCl 位置温度 oC 2 3 CS kg/m 4 3 CCl kg/m 塔顶 46.5 12241543 进料口 58 12061508 塔釜 76 11771485 液相密度： 塔顶部分 依下式： （为质量分率） 1 AB LmLALB (2-1) 其中=0.9，=0.1； A B ； 33 10.90.1 1.25 10 kg/m 12241543 LDm LDm 进料板处 由加料板液相组成 其中=0.3 得=0.7； FA BF 实用标准文案 精彩文档 ； 33 10.30.7 1.4 10 kg/m 12601508 LFm LFm 塔釜处液相组成 其中=0.025，得=0.975； WA BW ； 33 10.0250.975 1.48 10 kg/m 11771485 LWm LWm 故精馏段平均液相密度： ； 33 3 () 1.25 101.4 10 1325kg/m 2 Lm 精 提馏段的平均液相密度： ； 33 3 () 1.4 101.48 10 1440kg/m 2 Lm 提 气相密度： Vm 精馏段的平均气相密度 ()3 () 105.35 89.93 3.502kg/m 8.314 (52.25273.15) mVm Vm p M RT 精 精 精 提馏段的平均气相密度 ()3 () 112.55 121.91 4.852kg/m 8.314 (67273.15) mVm Vm p M RT 提 提 提 液体平均表面张力的计算 m 表 2-5 不同温度下的表面张力 24 CS -CCl 位置温度 oC 2 CS mN/m B =0.64 mN/m 塔顶 46.5 28.41623.669 进料口 58 26.75922.286 塔釜 76 24.08920.067 液相平均表面张力依下式计算， (2-2) Lm 1 n ii i x 塔顶液相平均表面张力的计算 由=46.5查手册得： D t ；0.897 28.4161 0.89723.66927.927mN/m LDm 进料液相平均表面张力的计算 由=58查手册得： F t ；0.4626.759(10.46)22.28624.344mN/m LFm 塔釜液相平均表面张力的计算 由=76查手册得： W t ；0.05 24.089(1 0.05)20.06720.268mN/m LWm 实用标准文案 精彩文档 则精馏段液相平均表面张力为： () 27.92724.344 =26.136mN/m 2 m 精 提馏段液相平均表面张力为： () 24.34420.268 =22.306mN/m 2 m 提 液体平均粘度的计算 Lm 液相平均粘度依下式计算， (2-3) Lmii x 塔顶液相平均粘度的计算，由=46.5查手册得： D t ，；0.33mPa s A A0.71mPa s B A ；0.897 0.331 0.8970.710.369mPa s LDm A 进料板液相平均粘度的计算：由=58手册得： F t ，；0.28mPa s A A0.64mPa s B A ；0.46 0.2810.460.640.474mPa s LFm A 塔釜液相平均粘度的计算： 由=76查手册得： W t ，；0.25mPa s A A0.51mPa s B A 0.05 0.2510.050.510.497mPa s LWm A 2.7 精馏塔气液负荷计算 精馏段 (1)(2.034 1) 15.4346.815kmol/hVRD ()3 () 46.815 89.93 =0.334m /s 36003600 3.502 Vm s Vm VM V 精 精 2.034 15.4331.385kmol/hLRD 33 31.385 101.08 =0.665 10 m /s 36003600 1325 Lm s Lm LM L 精 精 -33 =36000.665 10 =2.394m /h h L 提馏段： 46.815kmol/hVV 3 46.815 121.91 0.327m /s 36003600 4.852 Vm s Vm V M V 提 提 提 L=L+F=31.385+33.86=65.245kmol/h 33 62.245 134.11 1.688 10 m /s 36003600 1400 Lm s Lm LM L 提 提 实用标准文案 精彩文档 33 3600 1.688 106.076m /h h L 第 3 章 塔设备的结构设计 3.1 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 塔径 D 板间距=0.4m,取板上液层高度=0.07m 故： T H L H 精馏段： 已知全塔空塔气速为 0.8m/s 按下式计算塔径 (3-1) S 4V D= u 所以塔径 D 11 22 s 4V4 0.334 D=0.729m 3.14 0.8u 将塔径圆整为 0.8m 则塔的横截面积 22 2 3.14 0.8 0.502m 44 T D A 提馏段： 已知全塔空塔气速为 0.8m/s 所以塔径 D 11 22 s 4V4 0.327 =0.722m 3.14 0.8 D u 将塔径圆整为 0.8m 则塔的横截面积为 2 2 =0.502m 4 T D A 溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计 算如下： 精馏段： 溢流堰长：取堰长=0.7D，即 w l w l 0.7 0.80.56m w l 实用标准文案 精彩文档 出口堰高 w h 由/D=0.7, ，查手册知：E 为 1.02lW 2.52.5 2.394 10.20m 0.56 h W L l 依下式得堰上液高度： (3-2) 23 2.84 () 1000 h OW w L hE l 则有 ； 22 33 2.842.842.394 ()1.02 ()0.0076m 100010000.56 h OW w L hE l 堰高依下式计算 W h (3-3) WLOW hhh 则有 ；0.070.00760.0624m WLOW hhh 降液管宽度与降液管面积 d W f A 由=0.7 查手册得/ w lD (3-4)0.15 d W D (3-5)0.091 f T A A 故 =0.15=0.15 0.8=0.12m； d WD ； 2 0.0910.091 0.5020.046m fT AA 降液管内液体的停留时间依下式计算 (3-6) fT S A H L ， 3 0.0460.4 27.67s 0.665 10 fT S A H L 停留时间，故降液管尺寸符合要求5s 降液管底隙高度 0 h 取液体通过降液管底隙的流速=0.08m/s， 0 u 降液管底隙高度依下式计算， 0 h (3-7) 0 0 S W L h l u 3 0 0 0.665 10 0.0148m 0.56 0.08 S W L h l u 实用标准文案 精彩文档 取 0 0.02hm 提馏段： 溢流堰长：取，即： W l =0.7 W lD ； 0.7 0.80.56m W l 出口堰高 w h 由 ，查手册知 E 为 1.037 . 0/Dl W 2.5 6.076 25.89 0.56 h w L m l 堰上液高度： ； 22 33 2.842.846.076 ()1.03 ()0.0143m 100010000.56 h ow w L hE l ；0.070.01430.0557m W h 降液管宽度与降液管面积 d W f A 有=0.7 查手册得； / w lD 0.150.091 f d T A W DA ， 故： =0.15=0.15 0.8=0.12m; d W D 2 0.091 0.5020.046m f A 降液管底隙高度 0 h 3 0.046 0.4 10.9s 1.688 10 fT s A H L 停留时间，故降液管尺寸合理5s 取液体通过降液管底隙的流速=0.08m/s 0 u 降液管底隙高度 0 h 3 0 0 1.688 10 0.0377m 0.56 0.08 s w L h l u 塔板布置 取边缘区宽度=0.035m ,安定区宽度=0.065m c W s W 精馏段：依下式计算开孔区面积 (3-8) 2221 2sin 180 x Ax RxR R 其中 0.8 ()(0.120.065)0.215m 22 0.8 0.0350.365m 22 ds c D xWW D RW 实用标准文案 精彩文档 故: ; 2 222 0.3650.215 20.215 0.3650.215arcsin0.295m 1800.365 a A 提馏段：依下式计算开孔区面积 2221 2sin 180 x AxRxR R 其中 0.8 ()(0.120.065)0.215m 22 0.8 0.0350.365m 22 ds c D xWW D RW 2 222 0.3650.215 20.215 0.3650.215arcsin0.295m 1800.365 a A 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子,计算阀孔气速 0 10F 阀孔气速依下式计算 (3-9) 0 0 V F u 精馏段： 0 0 11 5.88m s 3.502 V F u 提馏段： 0 0 11 4.99m s 4.852 V F u 塔板上的筛孔数 N 筛孔数依下式计算 (3- 00 4 s V N d u 10)精馏段： 2 00 44 0.334 48 3.14 0.0395.88 s V N d u 个 提馏段： 22 00 44 0.327 55 3.14 0.0394.99 s V N d u 个 浮阀排列方式采用等边三角叉排 阀控中心距依下式计算 实用标准文案 精彩文档 (3-11) 0 0 0.907 a A td A 0 0 0.9070.907 0.295 0.0390.0846m 0.0568 a A td A 取 t 为 75mm，排得阀数为 57 个。 对精馏段，按 N=57 重新核算孔速及阀孔动能因数，依式(2-12) 和(2-13)计 算 00 2 4 0.334 4.908m s,4.9083.5029.18 0.03957 uF 阀孔动能因数扔在 912 范围内。 塔板开孔率= 0 0.8 100%16.30% 4.908 u u 对提馏段，按 N=57 重新核算孔速及阀孔动能因数，依式(2-12) 和(2-13)计 算 00 2 4 0.327 4.805m/s,4.8054.85210.58 0.03957 uF 阀孔动能因数变化不大，仍在 912 范围内。 塔板开孔率= 0 0.8 100%16.65% 4.805 u u 塔有效高度 精馏段 图 3-1 阀孔排布图 实用标准文案 精彩文档 ()= -=mZ 精 （91）0. 4 3. 2 提馏段有效高度 ()= -=mZ 提 （71）0. 4 2. 4 精馏塔的有效高度 ，=-= mZ（161）0. 4 6 3.2 筛板的流体力学验算 气体通过浮阀塔板的压力降： (3-12) pcl hhhh 干板阻力： 由下式计算干板阻力 (3-1.825 73.1 oc V u 13)精馏段： 1.825 73.1 5.29m/s 3.502 oc u 提馏段： 1.825 73.1 4.42m/s 4.852 oc u 精馏段：，用下式计算干板阻力 oco uu (3-14) 2 5.34 2 Vo c L u h g 则有 m 液柱。 2 3.502 5.88 5.340.025 2 1325 9.8 c h 提馏段：，用式(2-17)计算干板阻力，即有 oco uu m 液柱 2 4.852 4.99 5.340.023 2 1440 9.8 c h 板上充气液层阻力 由图查得充气系数为 0.57，由下式计算 o (3-15) loL hh 精馏段： 液柱0.57 0.070.0399m l h 提馏段： 液柱 0.57 0.070.0399m l h 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不计，由式(2-15)得到，与气体流经一层浮阀塔板的压力 实用标准文案 精彩文档 降所相当的液柱高度为 精馏段： 液柱0.0250.03990.0649m p h 提馏段： 液柱 0.0230.03990.0629m p h 则单板压降依下式计算P (3-16) pL Phg 精馏段： 0.0649 1325 9.8842.73PaP 提馏段： 0.0629 1440 9.8887.64Pa P 液泛 为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 (3-17) () dTw HHh 可用下式计算 d H (3-18) dpld Hhhh 与气体通过塔板的压力降所相当的液柱高度：前已算出。 p h 精馏段： 液柱0.0649m p h 提馏段： 液柱0.0629m p h 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，按下式计算 (3- 2 0.153() s d wo L hm l h 19)精馏段： 液柱 3 24 0.665 10 0.153()5.39 10 m 0.56 0.02 d h 提馏段： 液柱 3 24 1.688 10 0.153()9.78 10 m 0.56 0.0377 d h 板上液层高度：前已选定板上液层高度为，则由式(2-21)0.07m L h 精馏段： 0.06490.070.0005390.135m d H 提馏段： 4 0.06290.079.78 100.134m d H 实用标准文案 精彩文档 取又已选定由式(2-20)0.5 ()() 0.4m=0.0624m=0.0557m Tww Hhh 提精 ， 精馏段： ()0.5 (0.40.0624)0.231m Tw Hh ，符合防止液泛的要求。() dTw HHh 提馏段： ()0.5 (0.40.0557)0.228m Tw Hh ，符合防止液泛的要求。 () dTw HHh 雾沫夹带 按下式计算泛点率 泛点率= (3-20) 1.36 100% V ssL LV Fb VL Z KC A 及 泛点率= (3-21)100% 0.78 V s LV FT V KC A 精馏段： 板上液体流经长度 由下式计算 L Z (3-22)2 Ld ZDW 则有 20.82 0.120.56m Ld ZDW 板上液流面积由下式计算 b A (3-23)2 bTf AAA 则有 2 20.5022 0.0460.41m bTf AAA 取物性系数 K=0.85，查得泛点负荷系数,将以上数值代入两式。0.117 F C 泛点率= 3 3.502 0.3341.36 0.665 100.56 13253.502 100%43.41% 0.85 0.117 0.41 泛点率= 3.502 0.334 13253.502 100%44.15% 0.78 0.85 0.117 0.502 两式算出的泛点率均在 70%以下，故知雾沫夹带量能够满足 的要求。0.1()/() V ekgkg液气 提馏段：板上液体流经长度 20.82 0.120.56m Ld ZDW 板上液流面积 2 20.5022 0.0460.41m bTf AAA 实用标准文案 精彩文档 取物性系数 K=0.85，查得泛点负荷系数,将以上数值代入两式。0.116 F C 泛点率= 3 4.852 0.3271.36 1.688 100.56 14404.852 100%50.21% 0.85 0.116 0.41 泛点率= 4.852 0.327 14404.852 100%49.25% 0.78 0.85 0.116 0.502 两式算出的泛点率均在 70%以下，故知雾沫夹带量能够满足 的要求。0.1()/() V kgkg液气 3.3 塔板负荷性能图 雾沫夹带线 精馏段：由下式计算 1.36 100% V ssL LV Fb VL Z KC A 按泛点率为 70%计算如下， 3.502 1.360.56 13253.502 100%0.7 0.85 0.117 0.41 ss VL 整理得 0.0515+0.762=0.0285 (3- s V s L 24) 雾沫夹带线为直线则在操作范围内任取两个值，算出相应的，可作雾沫夹 s V 带线 表 3-1 精馏段雾沫夹带线数据 3 S Lm /s 0.0010.01 3 S Vm /s 0.5380.405 提馏段： 由式(2-27)，按泛点率为 70%计算如下， 4.852 1.360.56 14404.852 100%0.7 0.85 0.116 0.41 ss VL 整理得 0.0581+0.762=0.0283 (3- s V s L 实用标准文案 精彩文档 25) 雾沫夹带线为直线则在操作范围内任取两个值，算出相应的，可作雾沫夹 s V 带线 表 3-2 提馏段雾沫夹带线数据 3 S Lm /s 0.0010.01 3 S Vm /s 0.4740.356 液泛线 () TwcLldo Hhhhhhh 由上式确定液泛线，忽略式中，可得 o h (3-26) 2 2 2 3 36002.84 ()5.340.153()(1)() 21000 Voss Twow Lwow uLL HhhE gl hl 因物系一定，塔板结构尺寸一定，则等均为定值， 0TwoVL Hhh、及 而与又有如下关系，即,式中阀孔数 N 与孔径亦为定值，因此 0 u s V 0 2 0 s V u d N 0 d 可将上式简化， 2 22 3 SSS aV =b-cL -dL 精馏段：整理得 2 2 3 SS 0.157V =0.133 1219.71L 或 (3- 2 22 3 SSS V =0.8477768.85LL 27) 在操作范围内取若干个值，算出相应的值： S V 表 3-3 精馏段液泛线数据 3 S Lm /s 0.0010.0040.007 3 S Vm /s 0.8600.6860.317 提馏段：整理得 2 22 3 SSS 0.2V =0.1406343.27L1.57L 或 (3-28) 2 22 3 SSS V =0.703 1716.35L7.85L 在操作范围内取若干值，算出相应的的值： S V 表 3-4 提馏段液泛线数据 实用标准文案 精彩文档 3 S Lm /s 0.0010.0040.007 3 S Vm /s 0.7890.6910.576 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留的时间不低于 35s，液体在降液管内 停留的时间为 h 3600 35s fT A H L 以=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则 精馏段： 3 max 0.046 0.4 0.00368m /s 5 s L 提馏段： 3 max 0.046 0.4 0.00368m /s 5 s L 求出上限液体流量值（常数） ，在图上液相负荷上限线为与气体流 S L- SS VL 量无关的竖直线。 S V 漏液线（气相负荷下限线） 对于型重阀，依计算，则 1 F 00 5 V Fu 0 5 V u 已知 2 00 4 S Vd Nu 则得 2 0 5 4 S V Vd N 以作为规定气体最小负荷的标准，则： 0 5F 精馏段： 2223 0 000 min 5 0.039570.182m /s 4443.502 S V F Vd Nud N 提馏段： 2223 0 000 min 5 0.039570.154m /s 4444.852 S V F Vd Nud N 据此作出与液体流量无关的水平漏液线 液相负荷下限线 取堰上液层高度=0.006m 作为液相负荷下线条件，依的计算式计算出 ow h ow h 的下限值，依次作出液相下限线，该线为与气相流量无关的竖直直线 S L 实用标准文案 精彩文档 23 min 3600 2.84 0.006 1000 S W L E l 取 E=1，则有 精馏段： 33 22 3 min 0.006 100060.56 0.00048m /s 2.84 136002.843600 W S l L 提馏段： 33 22 3 min 0.006 100060.56 0.00048m /s 2.84 136002.843600 W S l L 3 / s Vmh 33 10 / s Lmh 图 3-2 精馏段塔板负荷性能图 实用标准文案 精彩文档 3 / s Vmh 33 10 / s Lmh 图 3-3 提馏段塔板负荷性能图 3.4 接管设计 接管尺寸由管内蒸汽速度及体积、流量决定 1塔顶蒸汽出口管径取 u=15m/s 44 0.334 0.168m 3.14 15 S V D u 查表选取管径规格为194 5 回流管管径 取 u=0.4m/s, 3 44 0.665 10 0.046m 3.14 0.4 S L D u 选取管径规格为57 5 塔底进气管 取 u=15m/s， 440.327 0.167m 3.14 15 S V D u 选取管径规格为194 5 加料管管径 实用标准文案 精彩文档 4 33.86 109.035 7.33 10 36003600 1400 S F F LF FM L 取 u=1.5m/s 4 44 7.33 10 0.0249m 3.14 1.5 Fs L D u 选取管径规格为32 3 料液排出管管径 4 3 18.43 146.98 5.08 10 36003600 1.48 10 W Ws LW WM L 取 u=0.6m/s 4 44 5.08 10 0.0329m 3.14 0.6 Ws L D u 选取管径规格为38 3 其余仪表管径 其余仪表管径选