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FAME生产过程


目 录
塔设备在化工生产中的作用和地位: ..................................... 3 塔设备的分类及一般构造 .............................................. 3 对塔设备的要求 ...................................................... 3

塔设备的发展及现状: ................................................. 4 塔设备的用材 ........................................................ 4 板式塔的常用塔型及其选用 ............................................ 4 塔型选择一般原则 .................................................... 5 1.7.1 与物性有关的因素 ............................................... 5 1.7.2 与操作条件有关的因素 ........................................... 5 1.7.3 其他因素 ....................................................... 5 1.8 板式塔的强化 ........................................................ 6 第二章 物性数据处理 ......................................................... 7 2.1 确定塔内特定部位的平均温度 .......................................... 7 2.2 饱和蒸汽压的计算 .................................................... 8 2.3 液相密度计算 ........................................................ 9 2.4 气体密度的计算 ..................................................... 10 2.5 粘度的计算 ......................................................... 10 2.6 表面张力的计算 ..................................................... 11 2.7 汽化热和热容的计算 ................................................. 12 第三章 塔板计算 ............................................................ 14 3.1 物料衡算 ........................................................... 14 3.2 回流比计算 ......................................................... 14 3.3 计算塔内各段液体的摩尔流量及体积流量 ............................... 15 3.4 计算塔内各段气体摩尔流量和体积流量 ................................. 15 3.5 用图解法计算理论塔板数 ............................................. 16 3.6 计算实际塔板数 ..................................................... 17 第四章 结构计算 ............................................................ 18 4.1 确定物系负荷系数 C .................................................. 18 4.2 空塔气速及塔径 ..................................................... 18 4.3 溢流装置计算 ....................................................... 19 4.4 阀孔数计算 ......................................................... 21 4.5 塔板布孔 ........................................................... 21 4.5.1 塔板布孔——精馏段 ................................................ 21 第五章 流体力学 ............................................................ 23 5.1 塔板流体力学验算(一) .............................................. 23 5.1.1 气体通过塔板的压力降(1)——精馏段 ........................... 23 5.2 流体力学验算(二) ................................................. 24 5.2.1 淹塔(液泛)验算(1)——精馏段 ............................... 24 5.2.2 淹塔(液泛)验算(1)——提馏段 ............................... 24 5.3 流体力学验算(三) ................................................. 25 5.3.1 物沫夹带(1)——精馏段 ....................................... 25 5.3.2 物沫夹带(2)——提馏段 ....................................... 25 1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7

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第六章 负荷性能图 .......................................................... 27 6.1 确定雾沫夹带上限线方程 ............................................. 27 6.2 确定液泛线方程 ..................................................... 27 6.3 液相负荷上限线 ..................................................... 27 6.4 液相负荷下限线 ..................................................... 28 6.5 气相负荷下限线 ..................................................... 28 6.6 塔板负荷性能图 ..................................................... 29 第七章 接管壁厚 ............................................................ 31 7.1 管径的计算 ......................................................... 31 7.2 塔壁厚计算 ......................................................... 31 7.3 塔高计算 ........................................................... 32

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第 1 章 概论
1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位 塔设备是石油、化工生产中广泛使用的重要生产设备,在石油、化工、轻工等生产过 程中,塔设备主要用于气、液两相直接接触进行传质传热的过程,如精馏、吸收、萃取、 解吸等, 这些过程大多是在塔设备中进行的。 塔设备可以为传质过程创造适宜的外界条件, 除了维持一定的压强、温度、规定的气、液流量等工艺条件外,还可以从结构上保证气、 液有充分的接触时间、 接触空间和接触面积, 以达到相际之间比较理想的传质和传热效果. 1.2 塔设备的分类及一般构造 分类:按照操作压力可分为加压塔、常压塔和减压塔,按操作单元分为精馏塔、吸收 塔、介吸塔、反应塔、萃取塔、干燥塔,按形成相际接触界面分为:固定相界面塔和流动 过程中形成的相界面塔,按内件结构分为板式塔和填料塔。 填料塔的结构:塔体为圆筒形,里面填充一定高度的填料,填料的下方有支承板,上方 为填料压网及液体分布装置.操作时,液体经塔顶的液体分布器分散后沿填料表面流下而 润湿填料,气体用机械输送设备从塔底进入,在压强差推动下,通过填料间的空隙与液体逆 向接触,在填料表面进行传质,气,液两相的组成沿塔高连续地变。液体由上往下流动时, 由于塔壁处阻力较小而向塔壁偏流,使填料不能全部润湿,导致气液接触不良,影响传质效 果,称之为塔壁效应.为了防止塔壁效应,通常在填料层较高的塔中将填料分层装置,各层 间设置液体再分布器,将液体重新分布后再送入下层填料.选择尺寸合适的填料,也可以减 弱和防止塔壁效应.为分离气体可能夹带的少量雾状液滴,在塔顶还安装有除沫器. 板式塔的结构 板式塔的壳体通常为圆筒形,里面沿塔高装有若干块水平的塔板.液

体靠重力作用自上而下逐板流向塔底,并在各块塔板的板面上形成流动的液层;气体则在 压差推动下经塔板上的开孔由下而上穿过塔板上液层最后由塔顶排出. 1.3 对塔设备的要求 1、 满足工艺要求(p 、 t 、 耐腐) 2、 生产能力大即气液处理量大 3、 压力降小即流体阻力小 4、 操作稳定,操作弹性大 5、 效率高,即气液两相充分接触,相际间传热面积大。 6、 结构简单、可靠、省材,制造、安装方便,设备成本低。
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7、操作、维修方便。 8、耐腐蚀,不易堵塞。 1.4 塔设备的发展及现状 在化工、炼油和石油化学工业生产中,塔设备作为分离过程工艺设备,在蒸馏、精馏、 萃取、吸收和解吸等传质单元操作中有着重要的地位。据统计 L’],在整个化工工艺设备 总投资中塔设备所占的比重,在化肥厂中约为 21%,石油炼厂中约为 20 一 25%,石油化工厂 中约占 10。若就单元装置而论,塔设备所占比重往往更大,例如在成套苯蒸馏装置中,塔设 备所占比重竟高达 75.7%。此外,蒸馏用塔的能量耗费巨大,也是众所周知的。故塔设备对 产品产量、质量、成本乃至能源消耗都有着至关重要的影响。因而强化塔设备来强化生产 操作是生产、设计人员十分关心的课题。 1.5 塔设备的用材 1、塔体:钢材,有色金属或非金属耐腐蚀材料,钢壳衬砌衬、涂非金属材料。 2、塔板:钢为主,陶瓷、铸铁为辅。 3、填料:瓷、钢、铝、石墨、尼龙、聚丙烯塑料。 4、裙座:一般为炭钢。 1.6 板式塔的常用塔型及其选用 板式塔是分级接触型气液传质设备,种类繁多。根据目前国内外实际使用的情况,主 要塔型是浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。 浮阀塔是在塔盘板上开许多圆孔,每一个孔上装一个带三条腿可上下浮动的阀。浮阀 是保证气液接触的元件,浮阀的形式主要有 F-1 型、V-4 型、A 型和十字架型等,最常用 的是 F-1 型。 操作时气流自下而上吹起浮阀,从浮阀周边水平地吹入塔盘上的液层;液体由上层塔 盘经降液管流入下层塔盘,再横流过塔盘与气相接触传质后,经溢流堰入降液管,流入下 一层塔盘。综上所述,盘式浮阀塔盘具有如下特点:1、处理量较大,比泡罩塔提高 20~ 40%,这是因为气流水平喷出,减少了雾沫夹带,以及浮阀塔盘可以具有较大的开孔率的 缘故。2、操作弹性比泡罩塔要大。3、分离效率较高,比泡罩塔高 15%左右。因为塔盘上 没有复杂的障碍物,所以液面落差小,塔盘上的气流比较均匀。4、压降较低,因为气体 通道比泡罩塔简单得多,因此可用于减压蒸馏。5、塔盘的结构较简单,易于制造。6、浮 阀塔不宜用于易结垢、结焦的介质系统,因垢和焦会妨碍浮阀起落的灵活性。
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1.7 塔型选择一般原则 塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节。选择时应考虑的因素有:物料性质、 操作条件、塔设备的性能,以及塔设备的制造、安装、运转和维修等。 1.7.1 与物性有关的因素 1、易起泡的物系,如处理量不大时,以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂, 在板式塔中则易引起液泛。 2、具有腐蚀性的介质,可选用填料塔。如必须用板式塔,宜选用结构简单、造价便 宜的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘,以便及时更换。 3、具有热敏性的物料须减压操作,以防过热引起分解或聚合,故应选用压力降较小 的塔型。如可采用装填规整填料的散堆填料等,当要求真空度较低时,也可用筛板塔和浮 阀塔。 4、黏性较大的物系,可以选用大尺寸填料。板式塔的传质效率较差。 5、含有悬浮物的物料,应选择液流通道较大的塔型,以板式塔为宜。可选用泡罩塔、 浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等。不宜使用填料。 6、操作过程中有热效应的系统,用板式塔为宜。因塔盘上积有液层,可在其中安放 换热管,进行有效的加热或冷却。 1.7.2 与操作条件有关的因素 1、 若气相传质阻力大(即气相控制系统,如低黏度液体的蒸馏,空气增湿等) ,宜 采用填料塔,因填料层中气相呈湍流,液相为膜状流。反之,受液相控制的系统(如水洗 二氧化碳) ,宜采用板式塔,因为板式塔中液相呈湍流,用气体在液层中鼓泡。 2、 大的液体负荷,可选用填料塔,若用板式塔时,宜选用气液并流的塔型(如喷射 型塔盘)或选用板上液流阻力较小的塔型(如筛板和浮阀) 。此外,导向筛板塔盘和多降 液管筛板塔盘都能承受较大的液体负荷。 3、 低的液体负荷,一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度,但网 体填料能用于低液体负荷的场合。 4、 液气比波动的适应性,板式塔优于填料塔,故当液气比波动较大时宜用板式塔。 1.7.3 其他因素 1、 对于多数情况,塔径小于 800mm 时,不宜采用板式塔,宜用填料塔。对于大塔 径,对加压或常压操作过程,应优先选用板式塔;对减压操作过程,宜采用新型填料。 2、 一般填料塔比板式塔重。
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3、 大塔以板式塔造价较廉。因填料价格约与塔体的容积成正比,板式塔按单位面积 计算的价格,随塔径增大而减小。 1.8 板式塔的强化 板式塔产生、发展的过程,实际上就体现了塔设备的强化途径。可将板式塔的发展划 分为三个时期,由于当时的主观要求和客观条件所决定,各个时期的发展有所侧重。 1、 从板式塔的产生到第二次世界大战结束 这阶段的板式塔主要用来炼油,典型设

备是泡罩塔。由于当时设计于操作的水平不高,人们希望板式塔有较大的操作弹性,且操 作方便,而这正是泡罩塔的特点。筛板塔虽然具有结构简单、造价低、处理能力大等优点, 但因缺乏设计资料和难于操作管理而较少采用。 2、 从第二次世界大战结束至 20 世纪 50 年代末 在炼油工业继续发展的同时,以三

大合成为中心的化学工业开始有了较大的发展。 这一阶段由于处理量的扩大和多方面的要 求,泡罩塔已不甚适应。筛板塔则逐渐为人们所接受,技术上有较大的进展。同时,为了 适应工业发展的要求,对原有的板式塔提出了造价低、处理能力大、能保持高的效率和大 的操作弹性等方面的要求,因而相继出现了 S 形塔盘、条形泡罩塔盘等泡罩型新塔盘,结 合泡罩、筛板的优点而创制的各种浮阀塔盘,以及一些喷射型、穿流型的塔盘。这些塔型 与泡罩塔相比,都有结构简单、造价便宜、处理能力较大的优点。 3、 20 世纪 60 年代至今 从 60 年代起,开始出现生产装置的大型化,所以也要求

塔设备向大型化方向发展。与此同时,塔设备的广泛应用,又提出了高压、真空、大的液 体负荷、 高弹性比等许多特殊要求, 迫使板式塔以强化设备的生产能力为中心, 向高效率、 大通量方向发展,因而各种新型塔板不断出现。常用塔型如筛板、浮阀、泡罩塔盘的设计 方法也日趋完善,建立了系列、标准,并采用电子计算技术,使设计快速化和最优化。还 应指出,节约能源也日益成为板式塔发展中必须考虑的问题。 板式塔强化的具体途径是改进流体动力学因素, 以提高设备的通过能力和改善相间的 接触状况,同时又充分利用气液两相之间的热力学因素,以提高设备的传质速率与分离效 率。 从塔盘的流体力学来看,随着气速的增大,气液两相接触时的操作状态是:鼓泡-泡 沫-喷射,依次过渡。一定的操作状态都要求相应的塔盘结构。同时,结构的改变又为解 决生产能力与分离效率之间的矛盾创造了有利条件。 例如喷射型塔盘的生产能力一般都比 泡罩塔盘、浮阀塔盘为大,且压力降也低。事实上每种塔盘结构都可以历经从鼓泡到喷射 的过渡,问题在于什么是最好的操作状态,由设计操作参数所决定的。

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第二章 物性数据处理
2.1 确定塔内特定部位的平均温度 将进料的质量流量和进料、塔顶、塔釜的质量分率分别转换为摩尔流量和摩尔分率 进料摩尔分率:
aA MA Xf = aA 1? aA + MA MB

料液平均摩尔质量: 进料摩尔流量:
F=

M f = x f M A + (1 ? x f ) M B
Ff Mf

计算进料摩尔分率:

aA 0.50 MA 72 Xf = = = 0.544 a A 1 ? a A 0.50 1 ? 0.50 + + MA MB 72 86
= x f M A + (1 ? x f ) M B = 0.544 × 72 + (1 ? 0.544) × 86 = 78.384g/mol

计算料液平均摩尔质量: M f 计算进料摩尔流量: F = F f
A
B

Mf

= 11363.64

78.38

= 144.98Kmol/h

其中, M 、 M 、 M 分别为 A、B 组分和料液的摩尔质量,X 为摩尔分率,a 质量分率,
f

F 为进料摩尔流量(kmol/h) F f 为进料质量流量(kg/h) , 。

计算,同理可得:塔顶产品摩尔分率 X d :0.9883

塔釜产品摩尔分率 X w :0.0238

为求出塔内不同位置的物性数据,需确定所处的温度,由于塔内由上向下温度不断上 升,因此物性数据也不断变化,在设计中可利用不同塔段的平均温度以求得近似的物性数 据。为设计方便,在本设计中粗略以精馏段和提馏段的平均温度确定两段的物性数据,以 便进行体积流量的计算。 在这一部分的计算中,我们要计算出指定体系的塔顶温度(td) 、塔釜温度(tw)及加 料板处温度(tf) ,并计算精馏段温度(t1) 、提馏段温度 (t2) 全塔温度(t)和料液的 、 平均温度。 根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图,由不同部位的含量在图中查得塔顶、塔釜、 及加料板处的温度并计算精馏段、提馏段的平均温度。 绘制汽液相平衡图可得以下温度:

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塔顶温度:TD=38.7 塔釜温度:Tw=67.5 提馏段温度:T2=( Tw + T f )/2=57.3 料液平均温度: T料 =( T加 + T f )/2=41.05 图1

加料板温度:Tf=47.1 精馏段温度:T1=( Td + T f )/2 =42.9 全塔温度:T=(T1+T2)/2=50.1

汽液相平衡图

2.2 饱和蒸汽压的计算 内插关系式:
p = p下 + p 上 ? p下 (t ? t 下 ) 10

其中,上下表示上、下限,P 为饱和蒸汽压,t 为温度。 相对挥发度
α=
po A o pB

说明:根据精馏段或全塔的平均温度,由内插法得到各组分的饱和蒸汽压,即可计算 对应精馏段和全塔的平均相对挥发度。 表 1 各组分的饱和蒸汽压与温度的关系 温度(℃) 正戊烷(Pa) 正己烷(Pa) 30 82030 24940 40 115100 37250 50 159400 54030 60 214100 76350 70 282600 105400 80 366400 142400 计算精馏段 A 物质的蒸汽压:
p A精 = p下 + p上 ? p下 159400 ? 115100 (t ? t下 ) = 115100 + ( 42.9 ? 40) = 127947 10 10

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计算精馏段 B 物质的蒸汽压:
p B精 = p下 + p上 ? p下 54030 ? 37250 (t ? t下 ) = 37250 + (42.9 ? 40) = 42116 .2 10 10

计算全塔 A 物质的蒸汽压:
p A全 = p下 + p上 ? p下 214100 ? 159400 (t ? t下 ) = 159400 + (50.1 ? 50) = 159947 10 10

计算全塔 B 物质的蒸汽压: p ? p下 76350 ? 54030 p B全 = p下 + 上 (50.1 ? 50) = 54253 .2 (t ? t下 ) = 54030 + 10 10 塔顶 PA顶 = 110800.9 PB顶 =35649.7 加料板 PA加 =146553 PB加 =49163.8 塔釜 PA釜 =265475 PB釜 =98137.5 提留段 PA提 =199331 PB提 =54335.8 料液 PA料 =119751.5 PB料 =39011.9 计算精馏段相对挥发度 αj : 计算全塔相对挥发度 α : 2.3 液相密度计算 内插关系式: 液相混合物密度:
ρ = ρ下 + ρ上 ? ρ下
10 (t ? t 下 )

αj =
α=

p o 127947 A = = 3.038 o p B 421162

p A全 159947 = = 2.948 pB全 54253.2

1

ρ

=

ρA

aA

+

ρB

aB

其中,a A 、aB 分别为 A,B 组分的质量分率, ρ A 、 ρ B 分别为 A,B 纯组分的密度。 可根据塔顶、塔釜、加料板的质量分率及各纯组分的密度求得三处混合液的密度同时 可计算三段的平均温度 表2 温度(℃)
30 40 50 60 70

ρ = ( ρ 1 + ρ 2) / 2
各组分的液相密度与温度的关系 正戊烷( kg / m 3 )
616 605.5 594.8 583.7 572.2
10 10

正己烷( kg / m 3 )
648.1 638.9 629.5 620 610.2

计算塔顶液相密度 ρd : ρ dA = ρ下 + ρ上 ? ρ下 (t ? t下 ) = 616 + 605.5 ? 616 (38.7 ? 30) = 615.09
ρ dB = ρ下 + ρ上 ? ρ下
10
1 =

(t ? t下 ) = 648.1 +
ρA
aA +

638.9 ? 648.1 (38.7 ? 30) = 640.10 10

ρd

ρB

aB

=

0.50 0.50 + = 0.001594 615.09 640.10

ρ d = 627.35 kg / m 3
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同理可得: 塔釜液相密度 ρw :593.27 kg / m 3 料液平均密度 ρl : 620.692 kg / m 3 提馏段平均密度 ρ 2 :604.099 kg / m 3 全塔平均密度: ρ = ( ρ 1 + ρ 2) / 2 = (618.825 + 604.089) / 2 = 611.457 kg / m 3
2.4 气体密度的计算

加料板液相密度 ρf :614.586 kg / m 3 精馏段平均密度 ρ 1 :618.825 kg / m 3

混合气体密度

ρ=

Mp R (t + 273)

其中,t 为各部位的温度,P 为压力,101.3kPa,M 为各部位的摩尔质量。 加料板蒸汽平均摩尔质量
M f = y f M A + (1 ? y f ) M A
yf =

αx f 1 + (α ? 1) x f

精馏段的平均摩尔质量: 提馏段的平均摩尔质量: 全塔的平均摩尔质量:

M 1 = (M A + M f ) / 2 M 2 = (M B + M f ) / 2
M = (M A + M B ) / 2

塔顶或塔釜的平均摩尔质量可用纯组分的代替。 计算精馏段气体平均密度 ρ v1 :
yf =

αx f 3.04 × 0.544 = 1 + (α ? 1) x f 1 + (3.04 ? 1) × 0.544

= 0.784

M f = y f M A + (1 ? y f ) M B = 0.784 × 72 + (1 ? 0.784 ) × 86 = 75 .024
M 1 = ( M A + M f ) / 2 = (72 + 75 .024 ) / 2 = 73 .512

ρ=

M 1p 73.512 × 101 .3 3 = = 2.8354 kg / m R (t + 273) 8.314 × ( 42.9 + 273)

同理可得: 提馏段气体平均密度 ρ v 2 :2.962 kg / m 3 塔顶气体平均密度:2.872 加料板气体平均密度:2.858
2.5 粘度的计算

全塔气体平均密度 ρ v :2.979 kg / m 3 塔釜气体平均密度:2.636 料液气体平均密度:2.910

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内插关系式: 混合液体粘度

? = ?下 +

? 上 ? ?下
10

(t ? t 下 )

log ? = x A log ? A + (1 ? x A ) log ? B

?精 =( ?d + ?f )/2 ?提 =( ?d + ?w )/2
表3 温度(℃) 40 50 60 70 计算精馏段平均粘度 ? 1 : 各组分的粘度与温度的关系 正己烷( kg / m 3 ) 0.255 0.235 0.217 0.202

正戊烷( kg / m 3 ) 0.199 0.184 0.172 0.161

? A = ?下 +
? B = ?下 +

? 上 ? ?下
10

(t ? t下 ) = 0.199 +

0.184 ? 0.199 ( 42.9 ? 40) = 0.1947 10
mpas

?上 ? ?下
10

(t ? t下 ) = 0.255 +

0.235 ? 0.255 ( 42.9 ? 40) = 0.2492 10

lg ?

D

= 0 . 5 × lg 0 . 1947
? D=0.2509

+ ( 1 ? 0 . 5 ) lg 0 . 2492
? 精=0.2498 mpas

同理可得: 全塔平均粘度 ? :0.21125 mpas 2.6 表面张力的计算 内插关系式: 混合物表面张力: 各段表面张力:
σ =σ下 + σ上 ?σ下
10 (t ? t 下 )

σ=

x Aσ A + (1 ? x A )σ B

σ Aσ B

σ 1 = (σd + σf ) / 2 σ 2 = (σf + σw) / 2

塔顶与塔釜的表面张力可近似用纯物质表面张力代替。

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表4 温度(℃)

各组分的表面张力与温度的关系 正戊烷( kg / m 3 ) 14.92 13.85 12.8 11.76 10.73 正己烷( kg / m 3 ) 17 15.99 14.99 14 13.02
13 .85 ? 14.92 (38 .7 ? 30 ) = 13.99 10
15 . 99 ? 17 ( 38 . 7 ? 30 ) = 16 . 12 10

30 40 50 60 70 计算精馏段平均表面张力 σ 1 :
σ dA = σ 下 + σ上 ?σ下
10
10

(t ? t下 ) = 14.92 +
( t ? t 下 ) = 17 +

σ dB = σ 下 +

σ上 ?σ下

σd =

x Aσ A + (1 ? x A )σ B

σd Aσd B

=

13.99 × 16.12 = 14.98 0.50 × 13.99 + 0.50 × 16.12

同理可得: αf = 14.106 (加料板) 计算得: σ 1 = (σd + σf ) / 2 = (14.98 + 14.106) / 2 = 14.543 dyn/cm 同理可得: αw = 12.021 (塔釜) 提馏段平均表面张力 σ 2 : σ 2 = (σf + σw) / 2 =13.063 全塔平均表面张力:13.803
2.7 汽化热和热容的计算 dyn/cm dyn/cm dyn/cm

料液平均表面张力:14.735

内插关系式: 内插关系式: 混合物的汽化热: 混合物的热容: 温度(℃) 30 40 50 60 70

γ = γ下 +
c p = c p下 +

γ上 ? γ下
10

(t ? t下 )

c p上 ? c p下 10

(t ? t下 )

γ m = x Aγ A + (1 ? x A )γ B
c pm = x A c pA + (1 ? x A )c pB

表 5 各组分的汽化热与温度的关系 正戊烷( J / mol ) 正己烷( J / mol ) 26110 31410 25510 30780 24890 30130 24240 29450 23550 28730

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温度(℃) 30 40 50 60 70

表 6 各组分的热容与温度的关系 正戊烷( J / mol ) 正己烷( J / mol ) 171.8 198.7 175.2 203.5 178.7 207.4 182.5 211.3 186.5 215.4

计算加料板平均汽化热 γ :
γ A = γ下 + γ上 ? γ下
10 (t ? t下 ) = 25510 + 24890 ? 25510 ( 47 .1 ? 40 ) = 25069 .8 10

γ B = γ下 +

γ上 ?γ下
10

(t ? t下 ) = 30780 +

30130 ? 30780 ( 47.1 ? 40) = 30318 .5 10

γ m = x Aγ A + (1 ? x A )γ B = 0.50 × 25069 .8 + (1 ? 0.50 ) × 30318 .5 = 27694 .15

同理可得: 料液平均热容 c p :191.977 2.8 物性数据总汇 表8 物性数据汇总 ρV (kg/m3) 2.816 2.858 2.636 2.835 2.962 2.979 2.910 μ (mPa?s) σ (×10^-3N/m) 14.98 14.106 12.021 14.543 13.063 13.803 14.735 T (℃) 38.7 47.1 67.5 42.9 57.3 50.1 41.05 ρL (kg/m3) 627.35 614.586 593.27 618.825 604.099 611.457 620.692
J/mol﹒K

α
塔顶 加料板 塔釜 精馏段 提馏段 全塔 料液 3.12 2.98 2.71 3.04 3.67 2.95 3.07

0.2498 0.2113

13

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第三章 塔板计算
3.1 物料衡算 F=D+W
FX f = DX d + WX w

其中,F、D、W 分别为进料、塔顶、塔釜的摩尔流量, (kmol/h) X f 、 X d 、 X w 分别 , 为进料、塔顶、塔釜产品摩尔含量。 由于进料摩尔流量为 144.98Kmol/h ,进料摩尔分率为 0.544 ,塔顶产品摩尔分率为
0.9883,塔釜产品摩尔分率为 0.0238。

塔顶摩尔流量 D:81.32(Kmol/h)
3.2 回流比计算

塔釜摩尔流量 W:63.66(Kmol/h)

由相平衡方程与加料板操作线方程求 X q 、 Yq y=

αx 1 + (α ? 1) x
c p (t f ? t ) + γ

y=

xf q x? q ?1 q ?1
xd ? yq y q ? xq

q=

γ

Rm =

其中,q 为热状态参数, Rm 为最小回流比,R 为回流比且 R = KRm ,K=1.1——2.0。 计算热状态参数 q:
q= c p (t f ? t ) + γ 191.977 × ( 47.1 ? 41.05) + 27694.15 = 1.042 27694.15

γ

=

由相平衡方程与加料板操作线方程式计算,可得:
y=
y=

αx 2.98 x = 1 + (α ? 1) x 1 + ( 2.98 ? 1) x

xf q 1.042 0.544 x? = x? q ?1 q ? 1 1.042 ? 1 1.042 ? 1

解方程得: x q :0.5537 , 计算最小回流比 Rm :

yq :0.7873

Rm =

xd ? y q y q ? xq

=

0.98 ? 0.7873 = 0.8249 0.7873 ? 0.5537

因此,得回流比:

R = KRm = 1.5 × 0.8249 = 1.24

14

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3.3 计算塔内各段液体的摩尔流量及体积流量
L = RD

L′ = L + qF

LS =

L(M A + M f ) / 2 3600 ρ L1

′ L ′( M B + M f ) / 2 LS = 3600 ρ L 2

其中, L 、 L ′ 分别为精馏段、提馏段回流液摩尔流量(kmol/h) ,R 为回流比,D 为 塔顶产品流量(kmol/h) 为热状态参数,F 为进料量(kmol/h) M 、 M B 、 M 分别为 A、 ,q ,
A

f

′ B 组分及料液的平均摩尔质量,LS 、LS 分别为精馏段、 提馏段的体积流量 m 3 / s ) ρ L1 、 ( ,

ρ L 2 分别为精馏段、提馏段的平均密度(kg/ m 3 ) 。
计算精馏段摩尔流量 L: L = RD = 1.24 × 81.32 = 100 .84 Kmol/h 计算提馏段摩尔流量 L ′ : L′ = L + qF = 100.84 + 1.042 × 144.98 = 251.91 Kmol/h 计算精馏段体积流量 LS :
LS = L( M A + M f ) / 2 3600 ρ L1 =
3 100 .84 × (72 + 75.024 ) / 2 = 0.003327 m /s 3600 × 618 .825

′ 计算提馏段体积流量 LS :
3 ′ L ′( M B + M f ) / 2 251 .91 × (86 + 75 .024 ) / 2 = = 0.009326 m /s LS = 3600 ρ L 2 3600 × 604 .099

3.4 计算塔内各段气体摩尔流量和体积流量
V = ( R + 1) D
V ′ = V ? (1 ? q) F

VS =

8.314V (273 + t1 ) 3600 × 101.3

′ 8.314V ′(273 + t2 ) VS = 3600 ×101.3

′ 其中, 、 ′ 、 S 、 S 分别为精馏段和提馏段的摩尔流量 kmol/h) 体积流量 m 3 / s ) V V V V ( 、 ( ,
R 为回流比, D 、 F 分别为塔顶产品量、进料量(kmol/h) t1 、 t 2 分别为精馏段、提馏 ,

段的平均温度。 计算精馏段气体摩尔流量 V :

V = ( R + 1) D = (1..24 + 1) × 81.32 = 182.16 Kmol/h
计算提馏段气体摩尔流量 V ′ :
V ′ = V ? (1 ? q ) F = 182 .16 ? (1 ? 1.042) × 144 .98 = 176.07 Kmol/h

计算精馏段气体体积流量 VS :
15

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VS =

8.314V (273 + t1 ) 8.314 ×182.16 × (273 + 42.9) = = 1.312m 3 / s 3600 ×101.3 3600 ×101.3

计算提馏段气体体积流量 VS



′ 8.314V ′(273 + t 2 ) 8.314 ×176.07 × ( 273 + 57.3) VS = = = 1.326m3 / s 3600 ×101.3 3600 ×101.3

3.5 用图解法计算理论塔板数 计算公式: 精馏段操作线方程: 相平衡方程:
αm = 3 αDαFα W
y=

y=

x R x+ d R +1 R +1

α mx 1 + (αm ? 1) x

提馏段操作线方程: 即: 精馏段操作线方程: 相平衡方程: 提馏段操作线方程: 图解法得:

y=

L′ W x? xw L′ ? W L′ ? W

y = 0.554 x + 0.441

αm =2.93

y=

2.93 x 1 + 1.93 x

y = 1.338 x ? 0 .00805
图2 理论塔板图

16

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理论塔板数 NT :17 提留段理论塔板数 NT提 :7 3.6 计算实际塔板数 塔效率: 精馏段实际板数: 全塔实际板数:

精馏段理论塔板数 NT精 :10

ET = 0.49(α? ) ?0.245
N (精)=N T (精) / ET (精)

N = N T / ET

其中, α 为相对挥发度, ? 为回流液平均粘度(mpa.s), N(精) 分别为精馏段、全 、N 塔的实际板数。 计算精馏段效率 Et (精) :
Et (精) = 0.49(α? ) ?0.245 = 0.49(3.04 × 0.2498) ?0.245 = 0.4827

计算全塔效率 Et 得:
Et (全) = 0.49(α? ) ?0.245 = 0.49( 2.948 × 0.21125) ?0.245 = 0.5503

计算精馏段实际塔板数:
N (精)=N T (精) / ET (精) = 10 / 0.4827 = 20.72 =21

计算全塔实际塔板数:
N = N T / ET = 17 / 0.5503 = 30.89 =31

17

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第四章 结构计算
4.1 确定物系负荷系数 C 1.查史密斯关联图的方法是分别由精馏段和提馏段的参数得史密斯关联图的横坐标 A(精)和 A(提) ,以及曲线值 B,获得 C20 值。 2.板间距是由塔径来选用的,在未知塔径的情况下,可根据进料的情况设塔径的范 围,查得板间距。由设定的板间距计算出塔径后,再核实板间距是否合适,如不合适,重 新设定板间距后计算塔径。 塔径计算需要确定空塔气速 u,空塔气速由极限空塔气速(最大空塔气速)u max 乘以安 全系数得到,计算空塔气速需要知道操作物系的负荷系数 C,C 值由表面张力为 20dyn/cm 的物系负荷系数 C20 计算而得, C 20 由史密斯关联图查得。查史密斯关联图得方法: 分别由精馏段和提馏段的参数得史密斯关联图的横坐标值 A(精) 、A(提) ,以及曲 线值 B,在图中查得 C 20 值。
A(精) = LS ρ L1 1 2 ( ) VS ρ V 1

A(提) =

ρ L 2 12 ) ′ VS ρ V 2
LS (



B = H T ? hL
其中 H T =板间距(m)由塔径选用, hL =塔板上液层高度且取值范围 0.05-0.08m 表 9 塔径与板间距的关系 塔径 m 0.5-0.8 0.8-1.6 板间距 mm 300-350 350-450 板间距选择为:300、350、450、500、600、800mm 1.6-2.0 450-600 2.0-2.4 500-800

取塔板上液层高度 hL 为 0.06m,塔径为 1.6m,板间距 H T 为 0.45m 并根据式(4.3)计算史 密斯图曲线值 B:

B = H T ? hL = 0.45 ? 0.06 = 0.39 m
VS ρV 1 1.312 2.84

计算史密斯图横坐标值 A(精) A(精) = LS ( ρ L1 ) 12 = 0.00333 ( 618.825 ) 12 = 0.037 : 计算史密斯图横坐标值 A(提) :
A(提) = LS ρ L1 12 0.009326 604.099 1 2 ( ) = ( ) = 1.01 VS ρV 1 1.326 2.96

4.2 空塔气速及塔径 极限空塔气速
18

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u max = c

ρ L ? ρV ρV

C = C20 (σ / 20) 0.2

空塔气速 塔径

u = (0.6 ~ 0.8)u max
D= 4VS πu

其中, u max 为极限空塔气速(m/s) 为空塔气速(m/s) VS 为体积流量( m 3 / s ) ,u , , 应将精馏段和提馏段的体积流量分别代入塔径计算公式,可得两段的塔径,D 为塔径,两 段塔径求出后应分别圆整成标准塔径,塔径可为 0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、1.4、1.6、1.8、
2.0、2.2、2.4、……、4.2m

根据式 4.5) ( 计算精馏段负荷系数 C (精) C = C20 (σ / 20) 0.2 = 0.095 × (14.543 / 20) 0.2 = 0.089 m/s : 计算精馏段极限空塔气速 u max 1 : u max 1 = c ρ L ? ρV = 0.089 618 .825 ? 2.8354 = 1.312 m/s
ρV
2.8354

计算精馏段空塔气速 u1 (m/s) u = (0.6 ~ 0.8)u max 1 = 0.7 × 1.312 = 0.918 m/s : 计算精馏段塔径 D1 : D1 = 同理,分别计算出: 提馏段负荷系数 C(提) 0.087 : 提馏段空塔气速 u 2 :0.868m/s
4.3 溢流装置计算 1.在溢流装置计算时,所用的塔径是圆整后的塔径,在实际生产中,使用的精馏塔
4VS = πu 4 × 1.312 = 1.349 m 3.14 × 0.918

圆整为 1.6m

提馏段极限空塔气速 u max 2 :1.239m/s 提馏段塔径 D2 :1.395m 圆整为 1.4m

一般精馏段和提馏段的塔径相同,因此在两段塔径圆整后,取较大一段的塔径设计溢流装 置。
2.由于精馏段与提馏段流体的体积流量相差很多,因此在设计溢流装置时,选用的

参数应考虑流量的影响(最好精馏段和提馏段的的结构不一样) ,以满足流体力学要求。
3.为求降液管的宽(Wd)和降液管的面积(Af),需查图获得,此图的横坐标值为 LW/D,用 K 表示。在图中横坐标为 K 处向上做垂线,与图中的两条曲线各得一交点,由这

两点分别作水平线与纵轴分别交于两点 I 和 J,I=Wd/D,J=Af/AT,AT 为塔截面积。 AT=πD2/4 堰长: 堰上液层高:
LW = E.D

how =

2.84 3600 LS 2 3 ( ) 1000 LW
19

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堰高: 降液管底隙高:
ho = hw ? 0.006

hW = hL ? how

K = LW / D

其中,E 为堰长系数且常取 0.6~0.8,K 为求弓形降液管的宽和面积图的横坐标值, 由 K 值可在图中查得 Wd / D 和 A f / AT 值。 纵坐标值: 塔截面积:
I = Wd / D

J = A f / AT

AT =

π
4

D2

其中,I、J 为由横坐标 K 值在图中( Wd / D 和 A f / AT 值与 LW/D 的关系)查得的纵坐标 值, AT 为塔截面积( m 2 ) A f 为降液管面积( m 2 ) Wd 为降液管宽( m ) , , 。 精馏段: 计算堰长 LW (m) LW = E.D = 0.7 × 1.6 = 1.12 m : 计算堰上液层高度 how (m) :
how = 2.84 3600LS 2 3 2.84 3600 × 0.00333 2 3 ( ) = ( ) = 0.01 m 1000 LW 1000 1.12

计算堰高 hw : hW = hL ? how = 0.06 ? 0.01 = 0.05 m 计算降液底隙高 ho : ho = hw ? 0.006 = 0.05 ? 0.006 = 0.044 m 计算精馏段横坐标值 K: K = LW / D = 1.12 / 1.6 = 0.7 计算塔截面积 AT ( m 2 ) AT = π D 2 = π × 1.6 2 = 2.011 m 2 :
4 4

计算降液管面积 A f ( m 2 )和降液管宽 Wd :
2 A f = JAT = 0.09 × 2.011 = 0.18 m

Wd = ID = 0.15 × 1.6 = 0.24 m

计算提馏段: 堰长 LW (m) 1.12m : 堰上液层高度 how (m) 0.027m : 堰高 hw (m) 0.033m : 降液底隙高 ho (m) 0.027m :
20

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提馏段横坐标值 K:0.7 塔截面积 AT ( m 2 ) :2.011 m 2 降液管面积 A f ( m 2 ) :0.18 m 2 降液管宽 Wd (m):0.24m 4.4 阀孔数计算 液体在降液管内的停留时间

θ (应大于 5 秒) :
阀孔气速(m/s) : 计算阀孔数:

θ=
uo =
No =

Af ? H T LS

Fo

ρv
π
4 VS d o2 u o

其中, Fo 为阀孔气体的动能因子,对 F1 重阀,适宜选择范围为 9-12, A f 为降液管 截面积, H T 为板间距, d o 为阀孔直径且取 0.039m。 计算精馏段液体停留时间:
θ=
Af ? HT LS = 0.18 × 0.45 = 24 .346 s 0.003327

计算精馏段理论阀孔数 N 1 :
uo =
N1 = VS d u
2 o o

Fo

ρv
=

=

10 = 5.93 m/s 2.84
1.312 × 0.039 2 × 5.93 = 203 .87

π
4

π
4

同理计算: 提馏段液体停留时间: 8.69 s

提馏段理论阀孔数 N 2 :191.15 全塔理论阀孔数 4.5 塔板布孔 4.5.1 塔板布孔——精馏段 1.采用三角形叉排,孔心距取 75 毫米; 2.相邻排间距可取 65、80、100 毫米中的一种进行作图; 3.直径大于 800 毫米的塔,应将塔盘分块,保持有一块通道板,两块弓形板,其余为
21

N:

395

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矩形板,分块情况如下: 塔径(mm) 分块数 表 10 塔盘分块数与塔径的关系 800-1200 1400-1600 1800-2000 3 4 5 2000-2400 6

4.根据要求作图得实际阀孔数,其值应接近算的阀孔数; 5.排孔时塔盘的边缘区宽 WC 的适宜范围为 50~75mm; 6.排孔时塔盘的破沫区宽 WS 取值为: D 小于 1.5m D 大于 1.5m D 小于 1.0m 取 60~75mm 取 80~110mm 可适当减小

7.开孔率=阀孔总面积/塔截面积 精馏段理论阀孔数 N 1 : 204 提留段理论阀孔数 N 2 : 全塔理论阀孔数 N: 192 396

22

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第五章 流体力学
5.1 塔板流体力学验算(一) 5.1.1 气体通过塔板的压力降(1)——精馏段 压力降 塔板压力降应为 10——526Pa 压力降用液柱高表示为
hP = hc + hl + ho
?Pp = ?PC + ?PL + ?Po

其中, hc 为干板压力降(m) hl 为气体通过液层的压力降(m) ho 为由表面张力产 , , 生的阻力损失。 (可忽略) 当阀全开前 (u o ≤ u oc ) 当阀全开后 (u o ≥ u oc )
hC = 19.9
0 u o .175

ρL
2 o

hC = 5.34

ρV u 2ρ L g

当阀刚刚全开时,求得的孔速为临界阀孔气速( u oc )
u 0c = ( 73.1

ρv

)1/1.825

其中, u o 为阀孔气速(m/s) ρ L 为精馏段液体密度(Kg/ m 3 ) ρ V 为精馏段气体密 , , 度(Kg/ m 3 ) 。 当 u o ≥ u oc 时,可计算干板阻力 hC 当 u o ≤ u oc 时,可计算干板阻力 hC 充气液层阻力
h1 = ε o hL

其中, ε o 为充气因数且 ε o 取 0.4——0.5。 压力降: 阀空气速
?PP = hP ρ L1 g (Pa)
uo= VS d o2 N O

π
4

其中,No 为实排的阀孔数。 根据式(5.8)计算: u o =
π
4 VS d NO
2 o

=

1.312 3.14 × 0.039 2 × 204 4

= 5.42 m/s

临界阀孔气速 u oc : 5.934 m/s
23

计算干板阻力 hC : 0.0439

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充气液层阻力

: h1 = ε o hL = 0.45 × 0.06 = 0.027

精馏段塔板平均压力降(m 液柱) hp=0.0709m : 精馏段塔板平均压力降 ?PP :430.58 Pa 提留段塔板平均压力降(m 液柱) u o c = 5 .79 :
5.2 流体力学验算(二) 5.2.1 淹塔(液泛)验算(1)——精馏段 hc=0.0451
hl =0.027

hp =0.0721

判断 H d ≤ Φ( H T + hW ) 是否成立,如不成立,则要发生液泛 当量清液层高
H d = hd + h p + hL (5.17)
hd = 0.153( LS 2 ) LW ho

其中, hP 为上升气体的压力降(米液柱) hL 为板上液层高(m) hd 为液体通过降 , , 液管的压力降(米液柱) H T 为板间距(m) hW 为堰高(m) , , ,Φ 为充气系数且对一般物 系取 0.5,易发泡物系取 0.3—0.4,不易发泡物系取 0.6—0.7。 Φ =0.65 计算降液管的压力降 hd (m) :
hd = 0.153( LS 2 0.00333 2 ) = 0.153 × ( ) = 0.000686 m LW ho 1.12 × 0.044

计算当量清液层高 H D (m) :
H d = hd + h p + hL = 0.000686 + 0.071 + 0.06 = 0.1317 m

H T 为 0.45m,hw=0.05
不能产生液泛

Φ ( H T + hW ) :

0.325 >

Hd

5.2.2 淹塔(液泛)验算(1)——提馏段

判断 H d ≤ Φ( H T + hW ) 是否成立,如不成立,则要发生液泛 当量清液层高
H d = hd + h p + hL

(5.19)

hd = 0.153(

LS 2 ) LW ho

其中, hP 为上升气体的压力降(米液柱) hL 为板上液层高(m) hd 为液体通过降 , , 液管的压力降(米液柱) H T 为板间距(m) hW 为堰高(m) , , ,Φ 为充气系数且对一般物 系取 0.5,易发泡物系取 0.3—0.4,不易发泡物系取 0.6—0.7。

24

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' 计算降液管的压力降 hd (m) hd = 0.153( LS ) 2 = 0.153 × ( 0.009326 ) 2 = 0.0146 m :

LW ho

1.12 × 0.027

计算当量清液层高 H D (m) H d = hd + h p + hL = 0.000686 + 0.0721 + 0.06 = 0.132786 m :

H T 为 0.45m,hw=0.033
不能产生液泛 5.3 流体力学验算(三) 5.3.1 物沫夹带(1)——精馏段

Φ( H T + hW ) :

0.314

> Hd

当气体上升时雾沫夹带量 eV ? 0.1kg (液) / kg(气) 时,泛点率应小于 80%。
VS F1 =

ρV ρ L ? ρV

+ 1.36 LS Z L

Z L = D ? 2Wd

KC F Ab

Ab = AT ? 2 A f

其中,F1 为泛点率且应小于 80%, d 为降液管宽度 W (m) Z L 为板上液体流径长 , (m) ,

AT 为塔截面积( m 2 ) Ab 为板上液流面积( m 2 ) A f 为弓形降液管截面积( m 2 ) 为 , , ,D
塔径(m) C F 为泛点负荷系数且查图得,K 为物性系数且查表(正常系统取 1) , 。 计算液体流径长 Z L (m) Z L = D ? 2Wd = 1.6 ? 2 × 0.24 = 1.12 m : 计算液流面积 Ab ( m 2 ) Ab = AT ? 2 A f = 2.011 ? 2 × 0.18 = 1.65 m 2 : 计算泛点率 F1 :
VS F1 =

ρ L ? ρV

ρV

+ 1.36 LS Z L =

1.312 ×

KC F Ab

2.84 + 1.36 × 0.00333 × 1.12 618 .83 ? 2.84 = 39.91% 1.1 × 0.13 × 1.65

5.3.2 物沫夹带(2)——提馏段 当气体上升时雾沫夹带量 eV ? 0.1kg (液) / kg(气) 时,泛点率应小于 80%。
VS F1 =

ρ L ? ρV

ρV

+ 1.36 LS Z L Z L = D ? 2Wd

KC F Ab

Ab = AT ? 2 A f

25

化工原理课程设计

其中,F1 为泛点率且应小于 80%, d 为降液管宽度 W (m) Z L 为板上液体流径长 , (m) ,

AT 为塔截面积( m 2 ) Ab 为板上液流面积( m 2 ) A f 为弓形降液管截面积( m 2 ) 为 , , ,D
塔径(m) C F 为泛点负荷系数且查图得,K 为物性系数且查表(正常系统取 1) , 。 计算液体流径长 Z L (m) Z L = D ? 2Wd = 1.6 ? 2 × 0.24 = 1.12 m : 计算液流面积 Ab ( m 2 ) Ab = AT ? 2 A f = 2.011 ? 2 × 0.181 = 1.65 m 2 : 计算泛点率 F2 :
VS F2 =

ρV + 1.36 LS Z L ρ L ? ρV
KC F Ab

=

1.312 ×

2.96 + 1.36 × 0.00933 × 1.12 604 .10 ? 2.96 = 45 .04 % 1.1 × 0.13 × 1.65

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第六章 负荷性能图
6.1 确定雾沫夹带上限线方程 雾沫夹带上限线: 此线表示雾沫夹带量 eV = 0.1kg(液)kg(气) / 时的 VS ? LS 关系。塔板的适宜操作区应在 此线以下,否则因过多的雾沫夹带而使板效率严重降低。方程获取的方法是让泛点率为最 大值即 F1 等于 80%。
VS F1 =

ρV + 1.36 LS Z L ρ L ? ρV
C F Ab

= 0.8

VS =

0.8C F Ab

ρ L ? ρV

ρV

?

1.36Z L

ρ L ? ρV

ρV

LS

计算精馏段雾沫夹带上限线方程为:
VS = 0.8CF Ab

ρ L ? ρV = 2.53 ? 24.04LS

ρV

?

1.36Z L

ρ L ? ρV

ρV

LS =

0.8 × 0.13 ×1.65 1.36 ×1.12 ? LS 2.84 2.84 618.825 ? 2.84 618.825 ? 2.84

计算提馏段雾沫夹带上限线方程为: VS = 2.45 ? 21.76 LS 6.2 确定液泛线方程 液泛线表示降液管内泡沫层高度达到最大允许值时的 VS ? LS 的关系式。塔板操作区 应在此线以下,否则将可能发生液泛现象,破坏塔的正常操作。液泛线由下式确定: Φ( H T + hW ) = hP + hL + hd 把上式中的物理量代入并整理后可得方程: aVS2 = b ? cL2 ? dLS3 S 其中, a = 1.91 × 10 5 ρ v 2 , b = ΦH T + (Φ ? 1 ? ε O )hW , c = 0.2153 , d = (1 + ε O ) E (0.667) 1 , 2 2 ρL N LW hO LW3 ρV 、 ρ L 分别为精馏段气体、液体密度(Kg/m) VS 、 LS 分别为气体、液体的体积流量 , ( m 3 / s ) N 为阀孔数, hW 为堰高(m) LW 为堰长(m) , , ,
2

2

Φ 为系数, ho 为降液管底

隙高(m) H T 为板间距(m) ε 为充气系数,E 为液流收缩系数(常取 1) , , 。 精馏段液泛线方程为: 0.02VS2 = 0.25 ? 76 .23 L2 ? 0.9 LS 3 S 提馏段液泛线方程为: 0.03VS2 = 0.27 ? 167 .3 L2 ? 0.9 LS 3 S
6.3 液相负荷上限线
2

液相负荷上限线又称降液管超负荷线, 此线反映对于液体在降液管内停留时间的起码
27

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要求,液体在降液管内停留时间过短,则气泡不能及时放出而进入下层塔板,造成气相返 混,降低塔板效率,塔板适宜操作区应在此线左方。 液体在降液管内的停留时间最短不应低于 5 秒钟,依此列方程得:
θ=
Af HT LS =5
=
LS = Af HT 5

精馏段液相负荷上限线方程为: LS

Af HT 5

=

0.18 × 0.45 = 0.016 5

提馏段液相负荷上限线方程为: LS = 0.016 6.4 液相负荷下限线 对于平堰,一般取堰上液层高 how = 0.006m 作为液相负荷下限条件, 低于此线,便不 能保证板上液流均匀分布,降低气液接触效果。
how = 2.84 3600LS 2 3 E( ) = 0.006 LW 1000
6 32 ) LW LS = 2.84 3600 (

(E=1)

精馏段液相负荷下限线方程为:
6 32 6 32 ) LW ( ) × 1.12 LS = 2.84 = 2.84 = 0.001 3600 3600 (

提馏段液相负荷下限线方程为: LS = 0.001 6.5 气相负荷下限线 气相负荷下限线又称泄漏线,此线表示不发生严重泄漏现象时的最低气体负荷,塔板 适宜操作区应在此线上方, 气体负荷低于此线, 泄漏量将高于 10%, 此时塔板效率将降低。 对于 F1 型重阀,当阀孔动能因子 Fo 为 5-6 时泄漏量接近 10%,可作为气相负荷下限。即 5 uo = 写成 VS 的关系:

ρv

VS =

π

4

d o2 N

5

ρV

其中, VS 为气体流量( m 3 / s ) ρ v 为气体密度( kg / m 3 ) d o 为阀孔直径(m) N , , , 为阀孔总数。 精馏段气相负荷下限线方程为:
VS =

π
4

d o2 N

5

ρV

=

π
4

× 0.039 2 × 204 ×

5 = 0.72 2.84

提馏段气相负荷下限线方程为: VS = 0.667

28

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6.6 塔板负荷性能图 1.负荷性能图必须在五条曲线的方程都求出后方可画出,而且精馏段和提馏段必须 分别画。 2.如果操作点落在负荷性能图的五条曲线之外,则设计的结构尺寸有问题,塔不能 完成生产任务的要求,需根据操作点的位置修正塔的结构尺寸。 图3 精馏段负荷性能图

VS

max

= 2.53 ? 24.04 LS =2.53

操作弹性:2.53/0.72=3.51

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图4

精馏段负荷性能图

VS

max

= 2.45 ? 21.76 LS =2.45

操作弹性:2.45/0.667=3.67

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第七章 接管壁厚
7.1 管径的计算 管径的计算顺序是: 根据流体的相态(液体或气体)在流体经验流速中选择一个流速,计算管径,计算出 的管径应根据国家机械工业部管径的部颁标准进行园整获得标准管径。 再根据标准管的管 内径计算实际流速,检查此流速是否在经验流速范围内,如流速不符合要求,则重新选择 标准管径。 计算各接管直径 因各接管处的流体可为气体或液体,而且流量为体积流量、质量流量、摩尔流量,因 此应进行转换计算。管径计算时可先选定流速,计算出管径后,应进行园整,再由园整后 的管径计算实际流速,要求此流速在经验值范围内。 液体流速:0.5—3m/s 气体流速:10—30m/s
d= 4VS = πu 4WS = ρπu 4 LM ρπu

其中,d 为管径(m) 为摩尔质量,u 为流速(m/s) ρ 为密度( kg / m 3 ) VS 、WS 、 ,M , , L 分别为体积流量 (m 3 / s ) 、质量流量( kg / s )、摩尔流量( kmol / s )。 假设进料管流速为 2m/s 并根据式(7.1)计算进料管管径 d ( 进 ) (m) :
d= 4VS = πu 4WS == ρπu 4 × 11363.64/3 600 = 0.0569 m 620 .69 × 3.14 × 2

园整得d :0.07m 计算出实际进料管流速 u(m/s):1.32m/s

7.2 塔壁厚计算
筒体厚度计算式:
SC = 2[σ ] φ ? P
t

PDi

+C

其中, S C 为考虑壁厚附加量的圆筒壁厚(mm) P 为设计压力(Mpa)为工作压力的 ,

1.05~1.1 倍,DI 为圆筒的内直径 mm) [σ ] 为设计温度 t 下圆筒材料的许用应力 Mpa) ( , (
t

且由表查得,φ 为焊缝系数且由表查得,C 为壁厚附加量(mm)且 C = C1 + C 2 + C S ,C1 为 , , 。 钢板的负偏差(mm) C 2 为腐蚀余量(mm) C S 为加工减薄量(mm)
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注: 圆筒材料的许用应力可取 127Mpa, 1. 实际设计时应根据选用的材料和操作条件查得。 2.钢板的负偏差、腐蚀余量、加工减薄量可分别取 0.5、0.5、1mm,实际设计中应根据 生产的具体要求选取。 计算壁厚 S C (mm) (应圆整) :
SC = 2[σ ] φ ? P
t

PDi

+C =

0.101 × 1.06 × 1600 + 0.5 + 0.5 + 1 = 5 mm 2 × 127 × 0.85 ? 0.101

7.3 塔高计算 塔高 H

′ H = H d + ( N ? S ? 2) H T + SH T + H F + H B + H L
其中, H d 为塔顶与第一块板之间的距离且一般取 1—1.5m, N 为实际塔板数, S 为
′ 人孔数且 5~7 块板设一人孔, H T 为板间距(m) H T 为人孔处的板间距且一般取 0.6m, ,

H F 为进料板处的板间距且一般取二倍的板间距(m) H B 为塔釜与最下一块板的距离且 ,
一般取 1—1.5m, H L 为裙座高度且一般为 1.5—2m。 注:1.在塔高计算时确定的人孔数不包括塔顶和塔釜所设的人孔。 2.此处计算的塔高是塔总高,即从塔的底座至塔顶封头处的高度。 计算塔高 H:
′ H = H d + ( N ? S ? 2) H T + SH T + H F + H B + H L
= 1.3 + ( 20 ? 4 ? 2) × 0.45 + 3 × 0.6 + 0.9 + 1.2 + 1.7 = 13 .2 m

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