6万吨年甲醇_水溶液浮阀精馏塔设计任务书

1、6 万吨 / 年甲醇 - 水溶液浮阀精馏塔设计任务书、，.前言化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一，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、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。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。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的特点：1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡

2、罩塔板大20%40%与筛板塔接近。2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动围比筛板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5.塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80%但是比筛板塔高20%- 30。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀

3、塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。以便本次设计就是针对甲醇水体系，而进行的常压浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，订正。. 专业.专注.第一章总体操作方案的确定1.1 操作压强的选择：精储可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技 术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压 力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压

4、，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下 降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸储。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利 于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔 直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费 用。本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸储。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采 用加压蒸镭。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸播。操作压强：P=1atm=0.1MPa=1.013 x i03

5、KPa。1.2 物料的进料热状态：进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的 气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采 用泡点进料。这样，塔精福段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计 和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因 素，决定采用泡点进料，即 q=1。1.3 回流比的确定：对于一定的分离任务，采用较大的回流比时， 操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平 衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大，每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论

6、塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流 比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作 费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6 倍。即： R=1.6 R min1.4 塔釜加热方式：塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。1.5 回流的方式方法:液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制

7、回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。. 专业.专注.第二章精微的工艺流程图的确定板小子4甲醇一水溶液经预热至泡点后，用泵送入精储塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经 冷却后送入贮槽。.专业.专注.第三章理论板数的确定3.1精储塔全塔物料衡算F：原料液流量（kmol/h） 382D:塔顶产品流量（kmol/h） 102.88W：塔底残夜流量（kmol/h） 279.12原料甲醇组成：Xf:原料组成（mol%） 27.27%X d：塔顶组

8、成（mol%） 98.24%Xw :塔底组成（mol%） 1.13%Xf40/3240/32 60/18=27.27%99/32塔顶组成：Xd = -99* =98.24%99/32 1/182/32塔底组成：Xw =1.13%2/32 98/1843原料进料量：F=6 万吨/年=6 10X10。4/32 0.6/18）=382 mol/h 7200物料衡算式：F=D+W FX f=DX+WX联立代入求解： D=102.88 kmol/h W=279.12 kmol/h3.2 物系相平衡数据1.常压下甲醇和水的气液平衡表（t-x-y）tXytxy1000077.829.0968.0192.95

9、.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.752.基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.015373.15K273.15K甲醇

10、CHOH32.040337.85K176.15K3.3 确定回流比根据甲醇一水气液平衡组成表和相对挥发度公式yx1 y1 xamn/a1*a2*a3.an求得：相对挥发度 =4.57，平衡线方程为： y= 0c X =4.57x/(1+3.57x) 1+( a -1)X因为泡点进料，所以 x e = Xf=0.2727代入上式得ye =0.0.6315Rmin =Xd- y e=(0.9824-0.6315)/(0.6315-0.2727)=0.9780R=1.6 R min =1.6*0.9780=1.56453.4 理论板数Nr的计算以及实际板数的确定3.4.1 塔的汽、液相负荷L=RD=

11、1.5645X 102.88=160.96 kmol/hV=(R+1)D=(1.5645+1) 义 102.88=263.84 kmol/hV' =V=263.84 kmol/hL' =L+F=160.96 kmol/h+382 kmol/h=542.96 kmol/h3.4.2 求操作线方程精播段操作线方程：y= R x +XD； =0.6101x+0.3831R+lR+lL'Wy X Xw 提福段操作线方程为： V' V' =2.0579x-0.01213.4.3 逐板计算法求理论板层数精福段理论板数：平衡线方程为：y=,=4.57x/(1+3.57

12、x)1+( a -1)x精播段操作方程：y= R x +XD- =0.6101x+0.3831R+1R+1由上而下逐板计算，自X0=0.9824开始到X首次超过Xq =0.2727时止操作线上的点平衡线上的点4块理论板。(Xo=0.9824，丫 1=0.9825 )(Xi=0.9247，丫 2=0.9473 )(X2=0.7973,Y 3=0.8695 )(X3=0.5932,Y 4=0.7450 )(X4=0.3900,Y 5=0.6210 )因为时首次出现Xi <Xq故第(X1=0.9247, Y 1=0.9825)(%=0.7973,Y 2=0.9473 )(X3=0.5932,Y

13、 1=0.8695 )(X4=0.3900,Y 4=0.7450 )(X5=0.2639,Y 5=0.6210 )5块理论版为加料版，精福段共有提镭段理论板数提福段操作线方程：y=2.0579x-0.0121已知X5=0.2639,由上而下计算，直到 X首次越过Xw=0.0113时为止操作线上的点(X5=0.2639,Y 6=0.5310 )(%=0.1986,Y 7=0.3966 )(X7=0.1257,Y 8=0.2466 )(X8=0.0668,Y 9=0.1254 )(X9=0.0304,Y 10=0.0505 )(Xo=O.O115,Y 11=0.0116 )平衡线上的点(X6=0.

14、1986,Y 6=0.5310 )(K=0.1257,Y 7=0.3966 )(X=0.0668,Y 8=0.2466 )(X)=0.0304,Y 9=0.1254 )(Xo=O.O115,Y 10=0.0505 )(Xh=0.0026,Y 11=0.0116 )由于到X11首次出现X < X w ,故总理论板数不足11块.总的理论板数 Nt=10+ (X10-Xw) / (X0-X11) =10.022( 包括再沸器)3.5实际板数的确定实际塔板数Np=NT/ E T3.5.1 总板效率日的计算根据汽液平衡表，由插法求得塔顶温度tD,塔釜温度tw,( 64.7-66.9)/(100-8

15、7.41)=(t>64.7)/(100-98.24).tD=64.39 C (100-92.9)/(0-5.31)=(t100)/(1.13-0) .tw=98.49 C(78.0-80.2)/(28.18-23.19)=(t f-78.0)/(27.27-28.18) .tf =78.39 C平均温度=(t D+t w)/2=(64.39+98.49)/2=81.44又由奥克梅尔公式：Et=0.49( a l l)-0.245其中a =6.36,心L=0.3565mPa - s,代入上式得：ET=0.40103.5.2 实际塔板层数,算得 Et=0.4010实际塔板数 NP=Nt/Et

16、=10.022/0.4010=24.99块=25 块其中：精福段：4/0.4010=9.98 弋10块提福段：6.022/0.4010=15.02 弋 15 块提馏段不算塔釜：15-1=14 块. 专业.专注.第四章 塔体主要工艺尺寸的确定4.1 列出各设计参数4.1.1 操作压力1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=101.33kPa,. p<0.64kPa取每层踏板压强 p=0.64进料板压力 =Pd+0.64 X 10=107.73kPa精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.65)/2=104.53kPa2)提福段：塔釜压力 Pw=Pb+14X 0.64=110.29kPa

17、提馏段平均操作压力Pm =(110.29+107.73)/2=109.01kPa4.1.2 温度 tm根据汽液平衡表, 由插法求得塔顶温度tD, 塔釜温度tw, 进料温度tf。( 64.7-66.9)/(100-87.41)=(t-64.7)/(100-98.24) .tD=64.39 C(100-92.9)/(0-5.31)=(tw-100)/(1.13-0) .tw=98.49 C(78.0-80.2)/(28.18-23.19)=(t f-78.0)/(27.27-28.18) .tf =78.39 C1)精福段：塔顶温度 tD=64.39 C, t f =78.39 C, . t 精=

18、(t D+t f )/2=71.39 C2)提馏段: t 提 =(t w+tf)/2 =(78.39+98.49)/2=88.443) 平均温度=(t D+t w)/2=(64.39+98.49)/2=81.444.1.3 平均摩尔质量计算1)精馏塔的汽、液相负荷:L=RD=1.5645X 102.88=160.96 kmol/hV=(R+1)D=(1.5645+1) 义 102.88=263.84 kmol/hV =V=263.84 kmol/hL =L+F=160.96 kmol/h+382 kmol/h=542.96kmol/h2)塔顶平均分子量: X 1=0.9824, Y 1=0.9

19、961MVdm=0.9961 X 32+(1-0.9961) X 18=32.58g/molMDh=0.9824 X 32+(1-0.9824) X 18=31.75g/mol3）加料板上一块塔板平均摩尔质量:X5=0.3900, Y 5=0.7450MVf后0.7450 X 32+(1-0.7450) X 18=28.43 g/molMfm =0.3900 X 32+(1-0.3900) X 18=23.46 g/mol4）加料板平均分子量：X=0.2639 , y f=0.6210MVFh=0.6210 X 32+(1-0.6210) X 18=26.69 g/molMfm=0.2639

20、X 32+(1-0.2639) X 18=21.69 g/mol5)塔底平均分子量：xv=0.0113, y w=0.01127MVw=0.01127 X 32+(1-0.01127) X 18=18.16g/molMw=0.0113 X 32+(1-0.0113) X 18=18.13g/mol.精镭段平均摩尔质量:MVm=(MvDm+MVFm)/2=(32.58+28.43)/2=30.51kg/kmolMm=(MLDm+MFm)/2 =(31.75+23.46)/2= 27.61kg/kmol提福段平均摩尔质量:MVm=(MVDm+MVFm)/2=(26.69+18.16)/2=22.4

21、3kg/kmolMm=(MLDm+MFm)/2 =(21.69+18.13)/2=19.91kg/kmol4.1.4汽相密度：精播段:p v,m=PX MVm/RT 精=104.53 X 30.5/8.314 X (273.15+71.39)=1.1113kg/m，一 ,，一13提福段：P v,m' =P' X Mm' /RT 提=109.01 X 22.43/8.314 X (273.15+88.44)=0.8133kg/m4.1.5液相密度表1甲醇和水不同温度下的密度温度/ c60708090100p （甲醇）751743734725716p （水）983.2977

22、.8971.8965.3958.41aAaB已知：混合液密度： L A b甲醇与水在对应温度下的密度:温度C64.3978.3998.49kg 1甲醇E747.49735.45717.36kg -水/m3980.83972.77959.441.精福段塔顶：tD=64.39 C X d=0.9824- 1/ p ld,m=WA/ p la+W/ p lb其中 Wd=0.99, W bd=0.01, p LA=747.49kg/m 3, p LB=980.83kg/m 33 . p LD,M=749.27kg/m进料板上：tf=78.39 C ,Xf=0.2727,p LA=735.45kg/m

23、3, p LB=972.77kg/m 3WAf=0.4又 1/ p lf,m=0.4/735.45+(1-0.4)/ 972.773 . p LF,M=861.56kg/m精福段平均液相密度:_ . .一 一 一3p l,m 精=(749.27+861.56)/2=805.42kg/m2.提福段:塔底：tw=98.49 C, Xw=0.0113,1/ P LW,M=W/ p la+W/ P LB其中 WAW=0.02 ,W bw=0.98p LA=717.36kg/m 3 p LB=959.44kg/m 3,3p LW,M=953.01kg/m提福段平均液相密度 pl,m =(953.01+8

24、61.56)/2=907.29kg/m34.1.6液体表面力表2甲醇和水不同温度下的表面力温度/ C607080901006 （甲醇）18.7617.8216.9115.8214.896 （水）66.264.362.660.758.8m m=Exi 6 i,故甲醇与水在对应温度下的表面力:温度C64.3978.3998.49甲醇mN/m18.3517.0615.03水 mN/m65.3762.8759.091.精福段塔顶：tD=64.39 C x d=0.98246 水=65.37mN/m, 6 甲醇=18.35mN/m6 m,D=0.9824 X 65.37+(1-0.9824) X 18.

25、35=64.54mN/m进料板上：tf=78.39 C ,Xf=0.2727,6 水=62.87mN/m, 6 甲醇=17.06mN/m6 m,F=0.2727 X 62.87+0.7673 X 17.06=30.23mN/m6 m精=(64.54+30.23)/2=47.385mN/m2.提福段塔底：t q98.49 C, X w=0.01136 水=59.09mN/m, 6 甲醺=15.03mN/m6 m,w=0.0113 X 59.09+0.9887 X 15.03=15.53mN/m6 m提=(30.23+15.53)/2=22.915mN/m4.1.7液体粘度aL,m表3 甲醇和水不

26、同温度下的粘度温度/ c60708090100科（甲醇）0.3500.3060.2770.2510.225科（水）0.4790.4140.3620.3210.288采用插值法，故甲醇与水在对应温度下的粘度为:温度C64.3978.3998.49甲醇mPa。s0.33070.27230.2289水 mPa- s0.45050.37040.29301.精福段 查表得：64.39 C 时,心 zk=0.4505mPa - s , 心甲醇=0.3307mPa - s.a l,d=0.9824 X 0.3307+0.0176 X 0.4505=0.3328mPa - s78.39 C 时，心 zk=0.

27、3704mPa - s , 心甲醇=0.2723mPa - s.a l,f=0.2727 X 0.2723+(1-0.2727) X 0.3704=0.3436mPa - s心 L,m精=(0.3328+0.3436)/2=0.3382mPa- s2.提福段塔底：Xw=0.011398.49 C 时，心，k=0.2930mPa - s , 心甲醇=0.2289mPa - s.a l,w=0.0113 X 0.2930+(1-0.0113) X 0.2289=0.2296mPa - s心 L,m提=(0.3436+0.2296)/2=0.2866mPa- s3.塔的汽、液相负荷L=RD=1.56

28、45X 102.88=160.96 kmol/hV=(R+1)D=(1.5645+1) 义 102.88=263.84 kmol/hV' =V=263.84 kmol/hL' =L+F=160.96 kmol/h+382 kmol/h=542.96kmol/hVs=VMM(3600 p v)=(263.84 X 30.51)/(3600 X 1.1113)=2.0121m 3/S Ls=LMLm/(3600 p l0=(160.96 X 27.61)/(3600 X 805.42)=0.001533m 3/SVS'=V'Mm'/(3600pV；)=(26

29、3.84X 22.43)/(3600X 0.8133)=2.0212m3/SLs'=L'Mm'/(3600plm')=(542.96X 19.91)/(3600X 907.29)=0.00331m 3/S4.2精储段塔径塔板的实际计算4.2.1 精福段汽、液相体积流率为:3 一Ls =0.001533 m/sVS=2.0121m3/s4.2.2 塔径塔板的计算4.2.2.1 塔径的计算欲求塔径应先求出U,而U=安全系数X Umax.专业.专注.umax 精L Lm 精VmflWVm精kg /m3;3 kg/m ;m/s;V式中： C液相密度, 气相密度, 负荷因

30、子，横坐标的数值为：(Ls/Vs)( p l/ p v) 0.5=0.0205参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系塔径/D, m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距/Ht, mm200-300250-350300-450350-600400三-600塔板间距与塔径的关系初选板间距 HT =0.4m,取板上液层高度h1=0.06m,故分离空间 HT-h 1=0.4-0.06=0.34m根据以上数值，由史密斯关联图查得，G°=0.07160.2由公式C=C20 20校正得C=0.0851Ukx=C=0.0851 X (805.42-1.1113)

31、/1.11130.5=2.2894m/s取安全系数 0.70 ,贝I u=0.70 umax=1.6026m/s4Vs故 D= ' u =(4 X 2.0121)/(3.14 X 1.6026) 0.5=1.2647m所以圆整取D=1.3m工17内2:塔截面积： A t= 4 U =1.3266 m空塔气速 u= Vs / A T= 1.5167 m/s4.2.2.2溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流

32、、弓形降液管溢流堰长l w=0.7D=0.91m出口堰高 hwLs/l w2.5 =0.001533 X 3600/0.91 2.5 = 6.986l w/D=0.7查流体收缩系数图得：E=1.025,选用平直堰，堰上液层高度h。的下式计算h ow2.84E1000Lsl W贝ij how=9.681mm,又 = h1 =0.06m . h w = h i-how=0.06-0.009681=0.05032m=50.32mm降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Afl w / D=0.7 , 查得 必=0.14, A =0.088 DAt W=0.14 X 1.3=0.182m,_ _ 2A f=

33、0.088 义 1.3266=0.1167m降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以h。表示。降液管底隙高度应低于出口弓形蟀液管的整数堰高度hw, (hw-ho)不应低于6mmt能保证降液管底端有良好的液封.工程上ho一般取20-25mm,本次设计中取 22mmhw-h o=50.32- 22 =28.328 mm> 6 mm故降液管底隙高度设计合理。4.2.2.3 安定区与边缘区的确定取安定区宽度 W=0.07m,边缘区宽度取 W=0.04m弓形降液管宽度 Wd=0.182m4.2.2.4鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用Fi型重阀，孔径为 39mm取阀孔动能因子F

34、o=11孔速u o=_F0=11/(1.1113)个R, M0.5=10.4346m/s浮阀数:Vsd2u n= 4=2.0121/( 1/4 X 3.14159 X 0.039 2X 10.4346 ) =162(个)有效传质区:根据公式:Aa ”胃一X2 180R2sin1其中：R= 2=0.61mD一(Wd Ws) x= 2=0.398mR2 sin 180 2=0.8967m塔板的布置因D>800mm故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列琼楼S/ raifi才5|包阊UWf幽45阀孔的排列:采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心

35、距t=75mm则排间距：t' = -a =0,8967 =0.0738 m=74.8 mm Nt162X0.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距不宜采用74.8 mm而应小些，故取 t ' =65mm=0.065mm按t=75mm, t ' =65mm以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数151个。按N=151重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速 uo= Vs/ （n x 1/4 Xd2x N ） =11.15 m/sFo=u°x（pv,M）0.5 =11,76阀孔动能因数变化不大，仍在 912围。.开孔

36、率4;空塔气速 u= Vs / A t= 1.5167 m/s.（）=u/ u o =1.5167/ 11.15=13.60 %5%<13.60 %<15%,符合要求故：t=75mm , t ' =65mm,阀孔数 N实际=151个.则每层板上的开孔面积_ 2A =A a X 4 = 0.8967 X 13.60 %=0.122m4.2.3塔板流体力学的验算4.2.3.1 塔板压降气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)hPhch1h干板阻力：浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为Uo,cU0,c= (73.1/ P v,m) (1/1.825)=9.913m/s<11

37、.15m/s22 Lg =5.34 X 1.1113 X 11.15 2/ ( 2X 805.42 X9.8 )=0.0467m 液柱液层阻力充气系数=0.5,有：" = X h1=0.5 X 0.06=0.03m 液柱液体表面力所造成阻力，此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp=0.03+0.0467=0.0767m常板压降PDhD LgC Cp p LD =0.0767 X 805.42 X 9.81=606.02P a <640Pa,符合设计要求。4.2.3.2 液泛的校核为了防止塔发生液泛，降液管高度应大于管泡沫层高度。即：Hd<。(

38、 Hr+hW/) , Hd=hw+how+hd+hp+Ah d=0.2(L s/(1甫。)2甲醇-水属于一般物系，。取 0.5对于浮阀塔y0则 Hd=hw+how+hd+hp+A =0.05032+0.009681+0.2(0.001533/(0.91X 0.022) 2+0.0767=0.1379m小(HT+hw) =0.5(0.4+0.05032)=0.2252m因0.1379m<0.226m , 故本设计中不会出现液泛4.2.3.3 降液管停留时间为使液体夹带的气泡得以分离，液体在降液管应有足够的停留时间。由实际经验可知，液体在降液管停留的时间不应小于3 5s oWdAl W /

39、D=0.7 ,查得 D =0.14, AT =0.088- _ _ 2W=0.14 义 1.3=0.182m, A f=0.088 义 1.3266=0.1167m停留时间 0 =AHt/Ls=0.1167 X 0.4/0.001533=30.45s>5s:符合要求4.2.3.4雾沫夹带泛点率=Vs1.36 Ls1LKC f Ab100%l l=D-2W=1.3-20.182=0.936A=AT-2Af=1.3266-20.1167=1.0932式中：l l板上液体流经长度，m;ab板上液流面积，m ；Cf泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.09K特性系数，查下表，取 1.0.物性系

40、数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如B电氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙一醇冉生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30由上代入数据得：泛点率=78.0%.对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%计算出的泛点率在 80%U下，故可知雾沫夹带量能够满足ev<0.1kg液/kg（干气）的要求。4.2.3.5漏液验算对于浮阀塔，阀孔动能因数F0 5F0 u0,min V 5u0,min55v.1.11134.743m/sVs ,m inU 0, m in d04_

41、_2 3 .n 4.743 0.039 2 1510.855 m3 /s40.855 m 3/s<Vs=2.0121 m3/s,可见不会产生过量漏液4.2.4 塔板负荷性能图及操作弹性4.2.4.1 液相下限线因堰上液层厚度 how为最小值时，对应的液相流量为最小设 how,小=0.006m2h 2.84 h ow - E 1000Ls 3 l WLw=0.91,推出Ls=0.0009166 m 3/s4.2.4.2液相上限线当停留时间取最小时，限线为与气体流量 Vs无关的竖直线Ls为最大，求出上限液体流量Ls值（常数），在Vs Ls图上，液相负荷上作为液体在降液管中停留时间的下限,因

42、A=0.1167m2 , HT=0.4又因 0 =AHt/Ls,贝ij Ls,大=0.1167 X 0.4 / 5=0.009336m3/s4.2.4.3 漏液线对于浮阀塔，阀孔动能因数F0 5F0u 0,min',1.1113u 0 ,min 3 .0.855 m3 /s4.743 m / s22vsmnu0,min 7 d0 n 4.743 4 o.039151据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。4.2.4.4雾沫夹带线Vs, -V 1.36Ls1lKCfA根据经验值，因该塔径1.3m控制其泛点率为 80%代入上式. l l=D-2W=1.3-20.182=0.936A b=AT

43、-2Af=1.3266-20.1167=1.0932K物性系数查表得 K=1, Cf泛点负荷因素，查表得。=0.09代入计算式，整理可得：0.03717Vs+1.2730Ls=0.07674由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作围任取两个Ls值，依式算出相应的VS值列于下表中LS'0.00010.00050.0010.0020.0030.0050.00550.006VS'2.06112.04742.03031.96011.98581.89331.87621.87284.2.4.5 液泛线为了防止塔发生液泛，降液管高度应大于管泡沫层高度,联立以下三式：hp hc hi h0Hd hp

44、 hL hdHd (Ht hw)(Ht hw) hp hL hd hc hi hff hL hd由上式确定液泛线。忽略式中式代入上式，项，将以下五hc5.342 vUo2 Lghi EohLhL hw how2Ls 30.153(u0)22.84h OW E -1000 lLs hd 0.153lwho(Ht hW)5.342VU 02 Lg0.1532L slwho(10)hw2 843600LE 1000因物系一定，塔板结构尺寸一定，则Ht、 hwh0、0及()等均为定值，而U0与Vs又有如下关系，即：u0Vs7d2N_2+ 381.74Ls + 1.5X20.05032 0.7281L

45、S3 . 21.1113 XVS0.2252 = 5.34 X2240.785 X151 X0.039 X805.42 X2 X9.81整理得:22V2 12.96-33051Ls294.6L3SLs0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007VS3.461353.365433.270293.169773.060652.940502.806924.2.4.6 操作负荷线由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.001533 , 2.0121)在正常的操作围。过圆点连接OP作出操作线.由塔板负荷性能图可以看出：(1)在

46、任务规定的气液负荷下的操作点P (设计点)，处在适宜操作区的适中位置。(2)塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。(3)操作弹性 Vmax=3.46135, V min = 0.855操作弹性=Vmax/ V min =3.46135/0.855=4.048>3此设计符合要求。精慵段负荷性能图一液相下限线雾沫夹带线 一漏液线 液泛缆操作线-液相上限线4.3提储段塔径塔板的实际计算4.3.1 提福段汽、液相体积流率为:Ls' = 0.00331m 3/sVS' =2.0212m3/s4.3.2 塔径塔板的计算4.3.2.1 塔径的计算 取塔板间距Ht =

47、0.4 ,板上液层高度 hi=0.06m,那么分离空间:HTh 1 =0.4 - 0.06= 0.34m功能参数:=0.0547从史密斯关联图查得：C20 =0.07210.2由公式C=C20 20 校正得C=0.0741(一 )0.2UmaxC20 (20)=2.4738m/s取安全系数0.70，则u'为了防止精储段塔径大于提留段,造成塔的稳定性下降，所以圆整取D'=1.4m:塔截面积At1=4兀 D =1.5386m2空塔气速：u/ At' =1.3137m/si.30 3.4Ja mob： i ii4.3.2.2溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔

48、板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管堰长lw'塔径 D' =1.4m ,.堰长 lw' =0.7D' =0.98m出口堰高hw' =hJ -how',L' / l W' 2.5 =0.00331 X 3600/0.98 2.5= 12.5333l W' / D ' = 0.7查流体收缩系数图得：E=1.025,(22h'ow 2.84 10 3 E (s-)32.

49、84 10 3 1.025 (0.00331 3600 )30.01539mlw0.98.h w' = hl' - how' =0.06-0.01539=0.04461 m降液管的宽度Wd '与降液管的面积 AfW由lW' /D=0.7 查图得查得 D ' =0.14,AfAT ' =0.088W =0.14 X 1.4=0.196m, A f' =0.088 X1.5386=0.1354m 2液体在降液管中停留时间e = Af' H/Ls' =0.1354 X0.4/0.00331=16.362s>5s故降

50、液管设计合适降液管底隙高度 K'降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以ho表示。Ho的大小应在2025mm之间。降液管底隙高度应低于出口堰高度hW , (hw-ho)>6mm才能保证降液管底端有良好的液封。工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取 22mmhw' - h °' =0.04461-0.022=22.61mm>6mm故降液管底隙高度设计合理。4.3.2.3 安定区与边缘区的确定取安定区宽度 W =0.07m边缘区宽度W =0.04m弓形降液管宽度 W =0.196m4.3.2.4 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用Fi型重阀，

51、孔径为 39mm取阀孔动能因子F 0=10F孔速 u。' = V,m =10/(0.8133) 0.5=11.09m/s浮阀数：Vs-d2un= 4=2.0212/ ( 1/4 X 3.14159 X 0.039 2 X 11.09 ) =152.6=153(个)有效传质区面积 ：A 2 x . R2 x2R2 sin 1 根据公式：180RDWc其中：R= 2=0.66mD (WdWs)x= 2=0.49m： . A =1.16186m2塔板的布置因 D>800mm故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块-22002400崎喳分坡打3141S«采用等腰三角形叉排。浮阀塔阀孔直径取d=39mm,阀孔按等腰三角形排列，如下图阀孔的排列：采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm A.1 05645则排间距：t =0.0962 m=96.2 mmNt 161X0.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距不宜采用 96.2 mm而应小些，故取 t ' =85mm=0.085mm按t=75mm, t ' =85mrm以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数135个。按N=135重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速