年处理14万吨混合芳烃精馏系统模拟及工艺设计

1、年处理14.2万吨混合芳烃精馏系统模拟及工艺设计47第 1 章 物料衡算41.1 设计计算说明41.1.1 主要设计条件及技术参数41.1.2 设计基础数据41.2 物料衡算71.2.1 苯塔物料衡算81.2.2 甲苯塔物料衡算81.2.3 对二甲苯塔物料衡算91.2.4 各塔物料衡算汇总101.3 核实清晰分割111.3.1 求解相对挥发度111.3.2 核实清晰分割14第 2 章 热量衡算182.1 苯塔热量衡算182.1.1 塔进料液代入热量182.1.2 塔顶出料带出液192.1.3 塔底馏出液中带出的热量192.1.4 塔顶冷凝器带出的热量202.1.5 塔釜蒸汽带入的热212.2

2、甲苯塔热量衡算212.2.1 塔顶出料带出的热量212.2.2 塔底馏出液带出的热量222.2.3 塔顶冷凝器带出的热量222.2.4 塔釜再沸器加入的热量23第 3 章 甲苯塔设备计算243.1 苯塔设计的主要依据和条件243.1.1 苯塔塔顶条件下的流量及物性参数243.1.2 塔釜条件下的流量及物性参数253.1.3 进料条件下的流量及物性参数273.1.4 精馏段的流量及物性参数283.1.5 提馏段流量及物性参数293.2 甲苯塔塔体工艺尺寸的计算303.2.1 塔径的计算30安全系数：313.2.2 塔高的计算313.3 塔板主要工艺尺寸的计算323.3.1 溢流堰装置的计算323

3、.3.2 塔板布置333.3.3 筛板的流体力学验算353.4 塔板负荷性能图373.4.1 雾沫夹带线373.4.2 液泛线383.4.3 液相负荷上限383.4.4 漏液线383.4.5 液相负荷下限39第 4 章 甲苯塔附属设备计算414.1 苯塔冷凝器设计及选型414.1.1 确定流体流动的空间414.1.2 热负荷414.1.3 有效平均温差414.1.4 初选冷凝器414.1.5 核算总传热系数414.1.6 换热器内流体的流动阻力434.1.7 甲苯冷凝器的有关参数444.2 再沸器444.3 回流罐的选择454.4 泵的选型454.5 主要接管尺寸的选取464.5.1 进料管4

4、64.5.2 回流管464.5.3 釜液出口管474.5.4 塔顶蒸汽管474.5.5 加热蒸汽管47第 1 章 物料衡算1.1 设计计算说明1.1.1 主要设计条件及技术参数1.年处理量:14.2万吨混合芳烃2.生产方法：精馏3.生产时间：8000小时/年4.原料规格 表1-1 原料规格组分精馏原料组成 %（wt）苯53.000甲苯26.000二甲苯19.500C91.500合计100.05.各塔产品回收率T0201（苯塔）：99.9%（苯）T0202（甲苯塔）：99.5%(甲苯)T0203(二甲苯塔)：98.0%(二甲苯)6.操作压力 表1-2 操作压力项目T0201T0202T0203塔

5、顶（kPa）101.3101.3101.3塔底（kPa）140.3145.3180.31.1.2 设计基础数据 表1-3 各组分的相对分子质量组分苯甲苯二甲苯异丙苯相对分子质量（kg/kmol）78.1292.13106.16120.19表1-4 各组分的安托因常数组分ABCTmax（）Tmin（）苯20.79362788.51220.79103.856.85甲苯20.90653096.52219.48136.856.85对二甲苯20.98913346.65215.31166.8526.85正丙苯20.89903433.84207.14180.8537.85注：lnPs=A-B/(T+C) （

6、Ps：Pa；T：）表1-5 苯的物性常数表（101.325kPa）2温度蒸汽压毫米汞柱汽化热卡/克分子密度克/厘米3热容卡/克分子·表面张力达因/厘米黏度厘泊导热系数×10-5卡/厘米·秒·1045.52981400.887331.64930.090.74235.82075.19880440.877432.02228.800.63834.930119.3379420.867532.44027.520.55434.040182.7778360.857332.96326.250.48533.150271.2777230.847033.48514.990.42

7、932.360391.4576060.836634.00823.740.38131.570550.8074820.825934.53022.500.34230.780757.6273530.815035.09821.270.30830.0904020.972180.803935.76920.060.27929.21001350.470770.792536.44118.850.25528.51102.31369300.780837.29217.660.23327.71202.96467760.768938.18816.490.21527.01303.74666140.756739.08415.3

8、20.19826.31404.67464460.744139.97914.170.18425.71505.76562690.731140.87513.040.17125.01607.03560830.717641.83111.920.16124.31708.50158880.703742.80110.820.15023.7表1-6 甲苯物性常数表2温度蒸汽压毫米汞柱汽化热卡/克分子密度克/厘米3热容卡/克分子·表面张力达因/厘米黏度厘泊导热系数×10-5卡/厘米·秒·1012.42991950.876336.31929.710.66035.02021.8

9、3590820.867036.98928.510.58034.1续表1-6 甲苯物性常数表温度蒸汽压毫米汞柱汽化热卡/克分子密度克/厘米3热容卡/克分子·表面张力达因/厘米黏度厘泊导热系数×10-5卡/厘米·秒·3036.66489670.857637.71327.370.51433.24059.15488490.848238.66726.220.45932.35092.10987290.838839.62125.070.41231.560138.9586050.829340.36923.940.37330.770203.7484790.819741.1

10、1822.810.34029.980291.2183490.810041.86621.690.31129.190406.7382160.800242.61520.590.28628.4100556.3180800.790343.36319.490.26427.7110746.5879390.780344.49718.410.24527.0120984.7077940.770045.63217.340.22826.31301278.476440.759546.46116.270.21325.61401635.774900.748847.30415.230.20025.01502.72773300

11、.737848.16414.190.18824.31603.40571640.726549.04813.170.17723.71704.20369910.715049.96012.610.16723.0表1-7 二甲苯物性常数表2温度蒸汽压毫米汞柱汽化热卡/克分子密度克/厘米3热容卡/克分子·表面张力达因/厘米黏度厘泊导热系数×10-5卡/厘米·秒·10104280.877542.5130.220.70033.120103230.869043.0929.120.61532.630102130.860344.3028.020.54732.14018.931

12、100970.851645.5126.940.49131.55031.14599760.842746.4025.860.44430.96049.41798500.833747.2924.780.40430.47075.91197190.824548.1823.720.36929.880113.2695820.815249.0722.670.33929.290164.6294390.805849.9621.620.31328.6100233.6692910.796250.8520.580.28928.0110324.5891380.786551.7419.560.26827.4120442.12

13、89780.776652.6418.540.24926.8130591.5388130.766553.5417.530.23226.2140778.5786410.756154.4416.540.21725.61501009.484630.745655.3515.550.20424.91601290.882780.734856.2714.570.19224.31702.14880860.723857.2113.610.18123.6表1-8 异丙苯物性常数表2温度蒸汽压毫米汞柱汽化热卡/克分子密度克/厘米3热容卡/克分子·表面张力达因/厘米黏度厘泊导热系数×10-5卡/厘米

14、·秒·101.70109840.870229.270.90032.7203.34108780.862128.260.78032.0306.22107670.853951.6327.260.68231.24011.00106510.845652.6626.270.60130.55018.62105290.837253.7025.280.53529.76030.31104030.828654.8424.300.47929.07047.63102700.820055.9923.320.43128.38072.54101330.811256.9122.350.39127.79010

15、7.4099900.802357.6021.390.35627.0100155.0298410.793258.2920.430.32626.4110218.9896870.784059.3919.490.30025.7120301.9895280.774760.4818.550.27725.1130404.1993620.765161.5317.620.25724.5140544.8691910.755462.5816.690.24023.9150714.0090130.745563.6315.780.22423.31601.212988290.735464.6814.870.21022.71

16、701.545186390.7225165.7313.970.19722.2表1-9 水的物性数据物质分子式相对分子量比热容（kJ·kg-1·K-1）2535水H2O18.024.1784.174 表1-10 蒸汽的物性数据物质绝对压强温度汽化热饱和水蒸气8.08×103kPa1802049.4kJ/kg1.2 物料衡算本设计中的物系，二甲苯取对二甲苯，C9选取异丙苯。在以下的计算的过程中：1代表苯，2代表甲苯，3代表对二甲苯，3代表异丙苯。由表1-1和表1-3计算原料组分的摩尔分数为:XF1 =0.5913XF2=0.2435XF3=0.1565XF4=0.00

17、87原料的平均摩尔质量M=0.5913×78.12+0.2435×92.13+0.1565×106.16+0.0087×120.19=86.29kg/kmol单位处理量Q=14.2×104×103/8000=17800kg/h=206.28kmol/h进料质量流率：F1=17800×0.53=9434kg/h F2=17800×0.26=4628kg/h F3=17800×0.195=3471kg/h F3=17800×0.015=267kg/h摩尔流率：F1=206.281×0.59

18、13=121.974kmol/h F2=206.281×0.2435=50.229kmol/hF3=206.281×0.1565=32.283kmol/h F4=206.281×0.0087=1.795kmol/h1.2.1 苯塔物料衡算 F1=D1+W1 D1=9435.07kg/h F1XF=D1XD+W1XW 求得 W1=8364.93kg/h塔顶：质量流率 d1=9435.07×0.999=9425.63kg/h d2=9435.07-9425.63=9.44kg/h d3=0 d4=0摩尔流率 d1=9425.63/78.12=120.66km

19、ol/h d2=9.44/92.13=0.1025kmol/h d3=0 d4=0 摩尔分数yD1=99.91% yD2=1-99.91%=0.09%塔底：质量流率 w1=8364.93×0.001=8.36kg/h w2=8364.93-8.36-3471-267=4618.57kg/h w3=3471kg/h w4=267kg/h 摩尔流率 w1=8.36/78.12=0.1071kmol/h w2=4618.57/92.13=50.1310kmol/h w3=3471/106.16=32.6959kmol/h w4=267/120.19=2.2215kmol/h质量分数：wW1

20、=0.1% wW2=4618.57/8364.93×100%=55.21% wW3=3471/8364.93×100%=41.49% wW4=267/8364.93×100%=3.19%摩尔分数：xW1=0.13% xW2=58.88% xW3=38.39% xW4=2.60%1.2.2 甲苯塔物料衡算进料F2=8364.93F2=D2+W2 D2=4637.74F2xF=D2xD+W2xW 求得 W2=3727.19塔顶：质量流率 d1=8.36kg/h d2=4637.74×0.995=4614.55kg/h d3=4637.74-8.36-4614

21、.55=14.83kg/h 摩尔流率 d1=0.1071kmol/h d2=4614.55/92.13=50.0874kmol/h d3=14.83/106.16=0.1397kmol/h 质量分数 wD1=8.36/4637.74×100%=0.18% wD2=99.5%wD3=14.83/4637.74×100%=0.32% 摩尔分数 yD1=0.21% yD2=99.51% yD3=0.28%塔底：质量流率 w2=3727.19×0.001=3.73kg/h w3=3727.19-3.73-267=3456.46kg/h w4=267kg/h 摩尔流率 w2

22、=3.73/92.13=0.0405kmol/h w3=3456.46/106.16=32.5590kmol/h w4=2.2215kmol/h 质量分数 wW2=0.1% wW3=3456.46/3727.19×100%=92.74% wW4=267/3727.19×100%=7.16% 摩尔分数 xW2=0.12% xW3=93.50% xW4=6.38%1.2.3 对二甲苯塔物料衡算进料F3=3727.19kg/hF3=D3+W3 D3=3526.93kg/hF3xF=D3xD+W3xW 求得 W3=200.26kg/h塔顶：质量流率 d2=3.73kg/h d3=3

23、526.93×0.98=3456.39kg/h d4=3526.93-3.73-3456.39=66.81kg/h 摩尔流率 d2=0.0405kmol/h d3=3456.39/106.16=32.5683kmol/h d4=66.81/120.19=0.5559kmol/h 质量分数 wD2=3.73/3526.93×100%=0.11% wD3=98.0% wD4=66.81/3526.93×100%=1.89% 摩尔分数 yD2=0.13% yD3=98.20% yD4=1.67%塔底：质量流率 w3=200.26×0.001=0.20kg/h

24、w4=200.26-0.20=200.06kg/h 摩尔流率 w3=0.20/106.16=0.0019kmol/h w4=200.06/120.19=1.6645kmol/h 质量分数 wW3=0.1% wW4=99.9% 摩尔分数 xW3=0.11% xW4=98.89%1.2.4 各塔物料衡算汇总表1-11苯塔物料衡算结果项目苯塔T0201苯甲苯对二甲苯C9进料F1摩尔分数mol%59.1324.3515.650.87质量分数kg%532619.51.5摩尔流（kmol/h）121.97450.22932.2831.795质量流率（kg/h)943446283471267塔顶D1摩尔分数

25、mol%99.910.09质量分数kg%99.90.1摩尔流（kmol/h）120.65580.1025质量流率（kg/h)9425.639.44塔釜W1摩尔分数mol%0.1358.8838.392.60质量分数kg%0.155.2141.493.19摩尔流（kmol/h）0.107150.131032.69592.2215质量流率（kg/h)8.364618.573471267表1-12 甲苯塔物料衡算结果项目甲苯塔T0202苯甲苯对二甲苯C9进料F2摩尔分数mol%0.1358.8838.392.60质量分数kg%0.155.2141.493.19摩尔流率（kmol/h）0.107150

26、.131032.69592.2215质量流率（kg/h)8.364618.573471267塔顶D2摩尔分数mol%0.2199.510.28质量分数kg%0.1899.50.32摩尔流率（kmol/h）0.107150.08740.1397质量流率（kg/h)8.364614.5514.83塔釡W2摩尔分数mol%0.1293.506.38质量分数kg%0.192.747.16摩尔流率（kmol/h）0.040532.55902.2215质量流率（kg/h)3.733456.46267表1-13二甲苯塔物料衡算结果项目对二甲苯塔T0202苯甲苯对二甲苯C9进料F3摩尔分数mol%0.1293

27、.506.38质量分数kg%0.192.747.16摩尔流率（kmol/h）0.040532.55902.2215质量流率（kg/h)3.733456.46267塔顶D3摩尔分数mol%0.1398.201.67质量分数kg%0.11981.89摩尔流率（kmol/h）0.040532.56830.5559质量流率（kg/h)3.733456.3966.81塔釡W3摩尔分数mol%00.1199.89质量分数kg%00.199.9摩尔流率（kmol/h）00.00191.6645质量流率（kg/h)00.20200.061.3 核实清晰分割1.3.1 求解相对挥发度用Aspen软件通过严格计算

28、模拟的各塔温度（）见表1-14。表1-14各塔温度（）塔名称进料塔顶塔底苯塔（T0201）96.680.3120.3甲苯塔（T0202）120.3111.0139.4对二甲苯塔(T0203)139.4138.9152.6用Antoine方程计算饱和蒸汽压表1-15各物质A.B.C值ABC苯20.79362788.51220.79甲苯20.90653096.52219.48对二甲苯20.98913346.65215.31异丙苯20.86503463.60209.78苯塔：塔顶温度80.3，进料温度120.3，塔釜温度96.6塔顶各组分相对挥发度： 进料中各组分的相对挥发度： 塔釜各组分的相对挥发

29、度： 甲苯塔：塔顶温度111.0，塔釜温度139.4塔顶各组分的相对挥发度： 进料各组分相对挥发度：由苯塔得: 塔釜各组分相对挥发度： 对二甲苯塔：塔顶温度138.9，塔釜温度152.6 进料中各组分相对挥发度：由甲苯塔得： 塔釜各组分相对挥发度： 表1-16相对挥发度各组分的平均相对挥发度苯塔（T0201）2.44210.4430.226甲苯塔（T0202）5.0972.15510.534对二甲苯塔(T0203)3.794182411.3.2 核实清晰分割用underwood计算最小回流比，Fenske计算最小理论板数。对苯塔清晰分割进行核实： 表1-17苯塔数据编号组分1苯2.4420.5

30、9130.99912甲苯10.24350.0009用试差法求得代入式： 代入上式：为了核实清晰分割的假设是否合理，计算塔顶流出液中对二甲苯的和异丙苯的含量：=同理： 可见苯塔清晰分割是合理的。对甲苯塔清晰分割进行核实：表1-18甲苯塔数据编号组分1苯5.0970.59130.00212甲苯2.1550.24350.99513二甲苯10.15650.0028用试差法求得： 代入式 核实甲苯塔清晰分割，计算塔顶异丙苯和塔釜液中苯的含量：=可见对甲苯塔清晰分割是合理的。对进行核实对二甲苯塔清晰分割：表1-19对二甲苯塔数据编号组分1苯3.7940.24350.00132甲苯1.8240.15650.

31、98203二甲苯10.00870.0167 核实清晰分割计算釜液中甲苯的含量： 可见对对二甲苯塔清晰分割是合理的。第 2 章 热量衡算 2-1热量衡算示意图：进料带入热 ：塔顶出料带出热 ：冷凝器带出热：塔底出料带出热 ：再沸器加入热2.1 苯塔热量衡算以图2-1所示为研究系统进行热量衡算，选取0为计算基准：热量衡算式+Q损2.1.1 塔进料液代入热量 则定性温度 表2-1各组分的比热容（卡/克分子·）温度苯（卡/克分子·）甲苯（卡/克分子·）对二甲苯（卡/克分子·）正丙苯（卡/克分子·）4032.96338.66744.5752.665033

32、.48539.62145.3853.7当 内差法求得2.1.2 塔顶出料带出液则定性温度： 表2-2各组分的比热容（卡/克分子·）温度苯甲苯对二甲苯正丙苯4032.96338.66744.5752.485033.48539.62145.3853.52当 内差法求得：2.1.3 塔底馏出液中带出的热量则定性温度 表2-3各组分的比热容（卡/克分子·）温度苯甲苯对二甲苯正丙苯6034.00840.36946.1854.557034.53041.11847.0555.99当 内差法求得：2.1.4 塔顶冷凝器带出的热量 卡/ 克分子 =8349卡/克分子 卡/ 克分子 =8216

33、卡/克分子求得t=80.3时×4.18585=30761.6kJ/kmol=8345.01×4.18585=34931.0 kJ/kmol冷却水的用量：选用冷却水，温升 该温度下2.1.5 塔釜蒸汽带入的热设塔釜热损失为10%加热蒸汽的消耗量：选用 气压的水蒸气该温度下水蒸汽的汽化热为2.2 甲苯塔热量衡算2.2.1 塔顶出料带出的热量则定性温度表2-4各组分的比热容（卡/克分子·）温度苯甲苯对二甲苯正丙苯5033.48539.62145.3853.526034.00840.36946.1854.55当2.2.2 塔底馏出液带出的热量则定性温度表2-5各组分的比热

34、容（卡/克分子·）温度苯甲苯对二甲苯正丙苯6034.00840.36946.1854.557034.53041.11847.0555.99=2.2.3 塔顶冷凝器带出的热量 卡/ 克分子 =7939卡/克分子 卡/ 克分子 卡/ 克分子 =7794卡/克分子 卡/ 克分子×4.18585=28943.48kJ/kmol =7924.5×4.18585=33170.77 kJ/kmol ×4.18585=37740.88kJ/kmol冷却水的用量：2.2.4 塔釜再沸器加入的热量 设塔釜热损失为10%加热蒸汽的用量 ：第 3 章 甲苯塔设备计算3.1 苯塔

35、设计的主要依据和条件（1）苯塔操作温度塔顶温度： 进料板温度：塔釜温度： 精馏段平均温度：提馏段平均温度：（2） 苯塔操作压力塔顶压力： 塔釜压力： 进料板压力： 精馏段平均压力：提馏段平均压力: 3.1.1 苯塔塔顶条件下的流量及物性参数 (1)气相平均相对分子质量(2)液相平均相对分子质量(3)气相密度(4)液相密度t=110 t=120 求得t=111.0时 (5)液相黏度t=110 t=120 求得t=111.0时 (6)表面张力t=110 t=120 求得t=111.0时 3.1.2 塔釜条件下的流量及物性参数 (1)气相平均相对分子质量(2)液相平均相对分子质量(3)气相密度(4)

36、液相密度t=130 t=140 求得t=139.4时 (5)液相黏度t=130 t=140 求得t=139.4时 (6)表面张力t=130 t=140 求得t=139.4时 3.1.3 进料条件下的流量及物性参数 (1)气相平均相对分子质量 (2)液相平均相对分子质量 (3)气相密度 (4)液相密度t=120 t=130 求得t=120.3(5)液相黏度t=120 t=130 求得t=120.3 (6)表面张力t=120 t=130 求得t=120.3 3.1.4 精馏段的流量及物性参数(1)气相平均相对分子质量(2)液相平均相对分子质量(3)气相密度(4)液相密度(5)液相黏度(6)表面张力

37、(7)气相流量摩尔流率：质量流率： (8)液相流率摩尔流率：质量流率：3.1.5 提馏段流量及物性参数(1)气相平均相对分子质量(2)液相平均相对分子质量(3)液相密度（4）气相密度(5)液相黏度(6)表面张力(7)气相流率：摩尔流率：V提=V精质量流率: (8)液相流率摩尔流率：L提=L精+质量流率：提3.2 甲苯塔塔体工艺尺寸的计算3.2.1 塔径的计算(1)精馏段塔径：精馏段的气液相体积流率为： 由 式中C由式计算其中可以从Smith关联图查到： 图的横坐标为取板间距 板上液层高度 从Smith关联图查得： 取安全系数为0.8 则空塔气速为：圆整后塔径为1.4m(2)提馏段塔径：提馏段气

38、液相体积流率为：取 从Smith关联图查得：取安全系数为0.8 则空塔气速为：塔径圆整为1.4m塔截面积： 实际空塔气速为： 安全系数：精馏段: 提馏段： 安全系数在0.6-0.8之间，满足要求。3.2.2 塔高的计算(1)塔顶空间 为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，塔顶空间取1.3m(2)塔底空间 塔底空间依据存液停留时间而定，一般选3-5min，选择5min的停留时间，取=2.0m。(3)人孔为安装检修的需要，一般6-8层塔板处设置一个人孔，精馏段设置一个人孔，塔板间距0.6m，提馏段设置一个人孔，塔板间距0.6m，加料板处设置一个人孔，人孔间距0.6m。(4)裙座裙座的支撑高度3m(5

39、)封头由公称直径D=1400mm，查得封头0.35m所以塔高：3.3 塔板主要工艺尺寸的计算3.3.1 溢流堰装置的计算采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘(1)堰长 取 (2)溢流堰高度 选用平直堰，板上液层高度取板上清液层高度精馏段：提馏段：(3)弓形降液管宽度和截面积由， 查弓形降液管堰长与面积得到 故 验算降液管内停留时间：精馏段： 提馏段：故降液管可用(4)降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙的流速提馏段; 取降液管底隙的流速3.3.2 塔板布置本设计塔径，采用分块式塔板，塔板分为4块，以便通过人孔装拆塔板。浮阀数目与排列精馏段：取阀孔动能因子F0=10，则空速为u0A=5.5496m

40、/s每层塔板上浮阀数目为：N=253个取边缘宽度WC=0.06m，破沫区宽度WS=0.06m计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中浮阀排列方式采用三角形叉排，取同一个模排的空心距t=75mm=53mm按N=253重新核算孔速及阀孔动能因子：阀孔气速=5.5477m/s动能因子=5.5477×=9.9966动能因子变化不大，仍在812范围内塔板开孔率提留段：取阀孔动能因子F0=10，则空速为u0A=4.9660m/s每层塔板上浮阀数目为：N=245个取边缘宽度WC=0.06m，破沫区宽度WS=0.06m计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中浮阀排列方式采用三角形叉排，取同一个模排的空心距t=75m

41、m=55mm 按N=245重新核算孔速及阀孔动能因子：阀孔气速=4.9509m/s动能因子=4.9509×=9.9696动能因子变化不大，仍在812范围内塔板开孔率3.3.3 筛板的流体力学验算3.3.3.1 塔板压降精馏段：(1)干板阻力计算临界孔速：u0C =1.825=1.825=8.6593m/s阀孔气速：u0=5.5477m/s ，小于其临界阀孔气速u0Cm液柱(2)气体通过液层的阻力计算分离烃化液，液相为碳氢化合物，可取充气系数=0.5液柱(3)液体表面张力的阻力计算液柱（4）气体通过每层塔板的液柱高度液柱气体通过每层塔板的压降为：提馏段：(1)干板阻力计算临界孔速：u0

42、C =1.825=1.825=7.7487m/s阀孔气速：u0=4.9509m/s ，小于其临界阀孔气速u0Cm液柱(2)气体通过液层的阻力计算分离烃化液，液相为碳氢化合物，可取充气系数=0.5液柱(3)液体表面张力的阻力计算液柱(4)气体通过每层塔板的液柱高度气体通过每层塔板的压降为：3.3.3.2 降液管校核为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从精馏段：液柱液柱液柱提馏段：液柱液柱故本设计中不会发生液泛。3.3.3.3 雾沫夹带校核精馏段：板上液体流经长度：ZL=D2wD=1.42×0.21=0.98板上液流面积：Ab=AT-2AF=1.53942×0.1447=

43、1.25m2取物性系数K=1.0，泛点负荷系数CF=0.134泛点率=小于80% ，满足要求。提留段： 板上液体流经长度：ZL=D2wD=1.42×0.21=0.98板上液流面积：Ab=AT-2AF=1.53942×0.1447=1.25m2取物性系数K=1.0，泛点负荷系数CF=0.134泛点率=小于80% ，满足要求。3.3.3.4 漏液校核精馏段：当阀孔的动能因数F0<5时将会发生严重漏液，前面已算出F0A=9.9966，可见不会发生严重漏液。提馏段：当阀孔的动能因数F0<5时将会发生严重漏液，前面已算出F0B=9.9696，可见不会发生严重漏液。3.4

44、塔板负荷性能图3.4.1 雾沫夹带线精馏段： 据此可作出负荷性能图的雾沫夹带线整理得：VSA=2.063820.5267LSA提留段：整理得 VSB=1.849818.3987LSB3.4.2 液泛线精馏段：整理得：VSA2=16.080310555.4233LSA281.0072LSA2/3提留段：整理得：VSB2=12.59188345.8459LSB261.0602LSB2/33.4.3 液相负荷上限以作为液体在降液管中停留时间的下限 m3/s3.4.4 漏液线对于F1型重阀，依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段：m3/s提留段：m3/s3.4.5 液相负荷下限取堰上液层高度hOW=0.006作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。(LS)min=0.000836m3/s由以上作出塔板负荷性能图，见图3-1和图3-2。图3-1 精馏段塔板负荷性能图 图3-2 提留塔板段负荷性能图由塔板负荷性能