華東理工大學a-team三井制圖附錄2

1、第三篇30 萬噸碳四綜合利用項目附錄2012-7-9華東理工大學反應器化工設計小組組長：許謝君組員：任騁、潘嬋嬋、陳雅華、張正德目錄1 物料衡算和能量衡算說明書41.1 物料衡算41.1.1 全流程物料衡算41.1.2 丁二烯萃取工段-物料衡算41.1.3 異丁烯水合制叔丁醇工段物料衡算51.1.4 脫烷烴工段物料衡算51.1.5 正丁烯制仲丁醇工段61.1.6 仲丁醇脫氫制甲乙酮工段錯誤!未定義書簽。1.2 能量衡算71.2.1 丁二烯抽提工段71.2.2 異丁烯反應精餾工段81.2.3 丁烯提濃工段81.2.4 正丁烯水合工段81.2.5 仲丁醇脫氫工段91.2.6 單耗一覽表92 設備選

2、型112.1 換熱器選型示例112.2 泵選型示例152.3 塔設計計算及選型172.3.1 T102 的設計172.3.2 T501 的設計232.4 儲罐的計算選型762.4.1 筒體壁厚計算762.4.2 水壓試驗校核772.4.3 儲罐附件選擇773 一覽表793.1 泵、鼓風機、壓縮機一覽表793.1.1 泵一覽表793.1.2 鼓風機一覽表853.1.3 壓縮機一覽表863.2 管道一覽表863.3 換熱器一覽表913.4 塔設備一覽表923.5 物流大表933.6 儲罐一覽表1023.7 儀表控制設備一覽表1031 物料衡算和能量衡算說明書1.1 物料衡算1.1.1 全流程物料衡

3、算表 1-1-1 全流程物料衡算表1.1.2 丙烯制丁醛工段-物料衡算表 1-1-2 工段-物料衡算表物料號PG10102103106/2011110111113物料名稱進料出料丙烯氣混合丁醛循環(huán)氣溫度()252510525（MPa)1.013251.0132516.51.01325氣相百分比%1101摩爾流量(Kmol/hr)744.0471606.27572.8343451606.27質量流量(Kg/hr)31309.97424115.156441305.320314119.810體積流量(m3/hr)17959.105139307.295856.2958熱負荷(MMkcal/hr)3.4

4、864209-21.203509-31.239-21.203509進料出料組分質量流量 kg/h質量流量 kg/h純度wt%丙烯原料氣31309.974循環(huán)氣丙烯、CO、H214119.810/一氧化碳、氫氣24115.156異丁醛3924.00394.5純氫氣28241.588水3832.1011辛醇精餾塔輕組分763.613/辛醇27411.99299.9正丁醇6017.09499.9氫氣27598.081總計83667總計836671.1.3正丁醛制 EPA 工段物料衡算表 1-1-3 異丁烯水合制叔丁醇工段物料衡算表1.1.4 生產辛醇工段物料衡算表 1-1-4 去除烷烴工段物料衡算表

5、物料號物料號物料名稱進料出料正丁醛EPA溫度()120120（MPa)4.94.9氣相百分比%11摩爾流量(Kmol/hr)432.0106432.0106質量流量(Kg/hr)31150.9531150.95體積流量(m3/hr)2591.52542.409熱負荷 (MMkcal/hr)-20.3446-21.2269質量分率正丁醛0.9990.0140異丁醛0.0010.001氫氣00水00.123EPA00.862辛醇00正丁醇00異丁醇00質量分率丙烯1000.507一氧化碳00.93300.457氫氣00.06700.033正丁醛000.9090異丁醛000.0910丙烷0000.0

6、041.1.5 正丁醛制正丁醇工段表 1-1-5 正丁烯制仲丁醇工段物料衡算表物料號物料名稱進料出料正丁醛H2正丁醇氫氣溫度()1801802525（MPa)4.64.64.6614.661氣相百分比%1101摩爾流量(Kmol/hr)86.4042254.40881.20049542175.04179質量流量(Kg/hr)6230.344544.6166017.0944757.86208體積流量(m3/hr)664.12618501.8337.407411600.099熱負荷-3.9022.432-6.342-0.323物料名稱進料出料EPA氫氣粗辛醇氫氣水溫度()1501501501501

7、50（MPa)5.85.85.85.85.8氣相百分比%11010摩爾流量(Kmol/hr)432.010611755.15219.29648611330.1472212.714094質量流量(Kg/hr)31150.9523696.97228175.602922840.21723832.10397體積流量(m3/hr)2323.64371496.34744.260359868911.42554.44141576熱負荷（MMkcal/hr)-20.82410.222-18.7383299.85246811-14.022608質量分率%正丁醛0.01400.01500異丁醛0.00100.001

8、00氫氣01010水0.1230001EPA0.86200.00200辛醇000.98200正丁醇00000異丁醇000001.2 能量衡算1.2.1 制丁醛表 1-2-8 制丁醛反應器 R401 能量衡算1.2.2 穩(wěn)定塔脫丙烷 CO 氫氣表 1-2-3 穩(wěn)定塔能量衡算表 1-2-2 物流換熱器衡算進口溫出口溫熱負荷（MMkcal/hr）B8295.6105-5.2877359T201進料 1 焓（MMkcal/hr） -35.435089塔頂出料（MMkcal/hr） -4.8445348塔釜出料（MMkcal/hr） -31.239065進料出料溫度（）105105（bar）16.516

9、.5焓（MMkcal/hr）-15.894-35.435熱負荷（MMkcal/hr）-19.541(MMkcal/hr)質量分率%正丁醛0.99900.010.014異丁醛0.001000氫氣0100.919水0000EPA0000辛醇0000正丁醇000.990.066異丁醇00001.2.2正異丁醛精餾工段表 1-2-3精餾塔能量衡算表 1-2-4物流換熱器衡算1.2.3制 EPA 工段表 1-2-8 制 EPA R401 能量衡算表 1-2-6 物流換熱器衡算1.2.4精餾辛醇工段表 1-2-7 精餾塔能量衡算T401進口溫出口溫熱負荷（MMkcal/hr）B874.61203.6878

10、2661B2112025-5.8806387進料出料溫度（）120120（bar）4.94.9焓（MMkcal/hr）-20.345-21.227熱負荷（MMkcal/hr）-0.882進口溫出口溫熱負荷（MMkcal/hr）B1104.673.7-0.744494T201進料 1 焓（MMkcal/hr）-32塔頂出料焓（MMkcal/hr）-3.155塔釜出料焓（MMkcal/hr）-28.845冷凝器負荷（MMkcal/hr）-10.980732再沸器負荷（MMkcal/hr）10.980732表 1-2-9 物流換熱器衡算1.2.5正丁醛加氫工段表 1-2-11 加氫反應器 R501

11、反應器能量衡算表 1-2-12 物流換熱器衡算1.2.6單耗一覽表進口溫出口溫熱負荷（MMkcal/hr）B1974.61800.90476642B18248.7180-1.0834682B3118025-3.7873198進料 1進料 2出料溫度（）180180180（bar）4.64.64.6焓（MMkcal/hr）-3.9022.432-2.878熱負荷（MMkcal/hr）-1.4086509進口溫出口溫熱負荷（MMkcal/hr）B33251506.28262018B12292150-11.687821B4149.820-1.9903465進料 1 焓（MMkcal/hr） -20.

12、733塔頂出料焓-0.569（MMkcal/hr）塔釜出料焓-18.894（MMkcal/hr）冷凝器負荷-0.6145093（MMkcal/hr）再沸器負荷1.88382361（MMkcal/hr）原料質量/萬噸規(guī)格質量/萬噸單耗相對于丙烯單耗丙烯25辛醇>99.9%223.451.25氣29正丁醇>99%515.25純氫氣222 設備選型2.1 換熱器選型示例根據(jù)換熱優(yōu)化網(wǎng)絡，進行適合的換熱器選型，盡量滿足節(jié)能低耗。本設計說明書以典型的 E402 管式換熱器為例，進行詳細的選型說明。Ø物性參數(shù)表 2-1-1 E402 換熱的兩股物料溫度Ø方式選擇：選逆流。逆

13、流操作的平均推動力大于并流，因而傳遞同樣的熱流量，所需的傳熱面積較小。而且選擇逆流，冷卻介質溫升可選擇的范圍較大。在一般情況下，逆流操作總優(yōu)于并流。Ø 初估 K 值：K=350，對于管殼式換熱器的 K 值，熱流體為有機物氣體，冷流體為有機物液體的情況下，傳熱系數(shù) K 的范圍在 340910，故初估的 K 值選擇 350。Ø 相關計算：(T1 - t2 ) - (T2 - t1 )(255 - 120) - (245.9 - 103.7)Dt= 138.6°Cm逆T - t255 - 120 12lnlnT2 - t1245.9 - 103.7項目熱物流冷物流編號P

14、G503_To_PGL502PL307_To_PL402物流屬性反應器出口物流丁烯混合物初溫255103.7末溫245.9120定性溫度250.45111.85體積流量 cum/h273.319.54密度 Density kg/cum39461粘度 MUMX cp0.0160.104定壓熱容 CPMX J/kg-K2527.13079.8熱導率 KMX Watt/m-K0.0800.082換熱器熱負荷 W107470.5T1 - T2255 - 245.9- t1120 - 103.7t2R =0.558 ， P0.108t2 - t1120 - 103.7- t1255 - 103.7T1由

15、 R,P 查表可確定y = 0.99Q107470.5 A= 2.24m2估KyDt350 ´ 0.99 ´138.6號m逆Ø初選換熱器Ø換熱器管程的計算根據(jù)熱量衡算式：qv A19.54u = 0.936m / s3600 ´ 0.0058durm0.015 ´ 0.936 ´ 461Re =622230.104 ´ 10-3Ø管兩端壓降：r2461 ´ 0.9362l'u2DR= (l+ 3)f i 2= (0.082 ´+ 3) ´ 1.5 ´ 1 &

16、#180;= 1.95 ´ 104 PaNtp壓降d0.0152符合壓降小于 0.1MPa。Ø 管程換熱系數(shù)：a = 0.023 l (Re)0.8(Pr)0.4 =0.08(62223)0.8(3.91)0.4 = 1448W ×m -1 × k -10.023d0.015Ø 換熱器殼程的計算對于三角形排列，當量直徑：3pp4( 3 ´ 0.0252 -´ 0.0192 )44(l -d )220242de = 0.0173pdp ´ 0.0190折流板擋板間距一般取殼體內徑的 0.21.0 倍，這里取 B=0.

17、5BEL2192.52.82/191 換熱器外殼直徑 D/mm219管子mmf19mm ´ 2mm公稱壓強 p/Mpa2.5管長 l/m2公稱面積 m22.8管數(shù) NT33管程數(shù) Np1中心管距 t/mm25管子排列方式正三角形= BD(1 - d 0 ) = 0.36 ´ 0.219(1 -0.019) =A '0.0189m 2l0.025qv 1A273u =4.01m / s3600 ´ 0.0189deurm0.017Re =0.ru 2= é- 2B öùæDR+ 1) + 0 2Ff N(NNç

18、;(3.5) ÷ fêøú壓降S0TCBB èsDëû對于三角形排列，對壓降的校正系數(shù) F=0.5= 5.0 Re -0.228= 5 ´ 22400 -0.228 = 0.509殼程流體摩擦系數(shù) f 0= 1.1´ (65)0.5 = 8.87橫過管束中心線的管子數(shù)0.5T )對于液體， f s = 1.15Q (N+ 1) = l' ， (N + 1) = 4.5 = 22.5, N= 21.5BBBB0.2代入數(shù)據(jù)，解得DP壓降S = 32889Pa殼程給熱系數(shù)計算：ØRe>

19、20001 Nu = 0.36 Re0.55 Pr3 (mmw)0.14對于被冷卻液體， ( m )0.14 = 0.95mwcp ml普朗克數(shù)Pr = 0.5054 ，代入數(shù)據(jù)，解得Nu = 204.4Nul204.4 ´ 0.08a =×m -1 × k -1654.8Wl0.025Ø換熱器的驗證與說明垢層熱阻選擇：氣態(tài)有機物熱阻， R 管 = 0.086m × K × kW2-1有機物垢層熱阻即為液態(tài)有機物， R= 0.176m2 × K × kW -1殼設管壁l = 50W × m-1 ×

20、; K -1則傳熱系數(shù)：11K =dl1110.0021+ R+ R+ (0.086 + 0.176) ´ 10-3 +a12a144850654.812= 396.7W ×m - 2×K -1QK 計yDt逆107470.5A = 1.95m 2396.7 ´ 1 ´ 138.6æöA實A實2.8= 1.43 ，滿足ç1.4è1.5÷ ，故換熱器選擇適當。ø=<<AA1.955計計Ø 符號規(guī)定為：d 壁厚g 熱導率l管心距d 內管內徑d0管徑B擋板距離D殼體直徑

21、(d 0 - d內) d對數(shù)直徑值， d =dmmmdln0d內Ø 換熱器選型結果為E402 管殼式換熱器 ：BEL2192.52.82/191流程管程殼程物料工藝冷物流工藝熱物流參數(shù)進口出口進口出口溫度/103.7120255245.9熱負荷(w)107470.5t/138.6計算換熱系數(shù) Kw.m-2.-1396所需傳熱面積 m21.96實際換熱面積/m22.8裕度42.8%全部換熱器的選型結果見換熱器選型一覽表。2.2泵選型示例在本工藝中，不存在腐蝕性介質，且泵需求量較大，個別流量很大，介質粘度較低，綜合考慮工藝及經濟因素，選用離心泵作為主要用泵。具體計算（以 P204 為例）

22、輸送介質：水起始：T203 塔頂,P=1atm,Z=8m 送往：V201，P=1atm，Z=8m流量 qv：45m³/h物性：密度_( )/()/D_Dd 輸水管外徑 D=102mm，內徑 d=98mm4 ´ 454qV管內流速u = 1.66m / sp ×d2p ´ 0.0982 ´ 3600雷諾數(shù) Re = rud = 1000´1.66´ 0.098 = 1.6´106m1´10-3此管內為湍流狀態(tài)。無縫的絕對粗糙度為e=0.1，相對粗糙度為e/d=0.001= 1.74-2lg（2e ）= 1.

23、74-2lg（2´ 0.001）解得l = 0.01961ld該段存在的管件有：管件進而閥件名稱個數(shù)局部阻力系數(shù)換熱器內徑/mm219公稱/MPa1管長/mm2000管數(shù)200管徑/mm19×2管程1管子排列形式正三角形排布管心距 mm25折流板數(shù)/間距（mm）5/600局部總阻力系數(shù)為Sx1 = 0.75´ 4+3.7+0.17=6.87u 2lHf = (l d + Sx ) 2g1001.662=（0.0196 ´+ 6.87）´2 ´ 9.810.098= 3.77mH = p2 -p1 + Dz + H =H =3.77me

24、rgff根據(jù)圖 2-2-1圖 2-2-1 單級離心泵系列型譜選擇 IS100-80-125，其各參數(shù)如下表設備號P204電機功率(KW)1.5型號IS100-80-125電機型號Y90L-4類型單級離心泵效率(%)75介質水汽蝕余量2.5(NPSH)r(m)是否內防腐否泵吸徑 mm100流量 Q(m³/h)50泵吐出口徑 mm8090°標準彎頭40.75止逆底閥13.7閘閥（全開）10.17其余泵、鼓風機、壓縮機選型見泵、鼓風機、壓縮機一覽表。2.3 塔設計計算及選型2.3.1 T102 的設計Ø 上段復合塔的設計根據(jù)實際工廠經驗，復合塔板選用在穿流篩板下加一層高

25、為 150mm 的薄層規(guī)整填料 250Y 所組成。(1) 塔的工藝條件和氣液負荷計算液相平均密度氣相平均密度液體平均粘度平均表面張力QUOTE由：平均體積流率 =/ 平均密度平均質量流率QUOTE=1.6167QUOTE(2) 塔的主要計算 kg/m³V kg/m³Vm kg/hLm kg/hmN/mVs (m³/s)Ls (m³/s)平均764.334.28710065116703628.1247.640.42ASPEN 模擬結果VVmLmVsLs kg/m³kg/m³kg/hkg/hmN/m(m³/s)(m³/

26、s)進料板（2）763.575.09720548115339327.4739.320.42側線出料板（91） 765.083.47699583118067928.7855.970.43揚程 H(m)5泵重 kg58轉速 n(r/min)1450備注軸功率 KW0.91單價（元）3800兩相參數(shù) QUOTE_/1）填料塔部分由下圖得最大氣相負荷因子，即 CGmax=0.12圖 2-2-2 FLV CGmax求得出該填料的負荷因子設計值。CG =0.8CGmax=0.096設計氣速 un"= CG/=1.479D= 圓整為 D=6000mm氣相動能因子）由規(guī)整填料性能表取填料材料為：25

27、0Y 孔板波紋填料則，每米填料理論板數(shù) 2.5即 HETP=1/2.5=0.4查 250Y 型填料的降隨氣體負荷的變化曲線得 Pa=3mbar2）對于篩板塔部分由 coIbum 關聯(lián)，Ea=Emv1+Emvv/(L，V)式中：Ea-考慮了霧沫夾帶影響的濕板效率； Emv-未考慮霧沫夾帶的干板效率；Pv-霧沫帶液量，kg；L/V-液/氣質量比復合板霧沫夾帶量幾乎為 0，可以不考慮霧沫夾帶量影響對比曲線因此，由 D=6600mm ,取 HT=450+150=600mmWd=0.145D=0.145×6.6=0.975m由于復合板基本上消除了塔板間的霧沫夾帶,減少了板間返混，從而提高了塔板

28、流體力學性能,縮短了板間距，不需設降液管。故鼓泡面積可增大 15 %左右,氣體通量提高,板壓降降低,一般比普通塔板低30 %。_D開孔率，由圖液末收縮系數(shù)圖可得得到 E=1.05，可求得堰上液高，HT=550mm 符合要求則篩板部分，等板高度 550mm (3)塔高計算由復合塔全塔效率曲線，由，得精餾塔上段由填料和篩板兩部分的等板高度HETP 總=（150+450） / (2.5*0.15+1)=436mm0.43m可以估算 上段塔高 H 上=0.43D_Dd N 篩板=103/2=51由于上段部分介質容易堵塞，需要經常故取每 6 塊板一個人孔，S=103/2/6=8.5 人孔處間距取 0.6

29、m。則，實際上段塔高 H=44.29+9*(0.6-0.45)=45.64下圖為復合塔復合性能圖Ø下端塔高計算兩相參數(shù)查板間距參考表取板間距徑查泛點關聯(lián)圖得 (可得出液泛氣速塔徑 D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.04.06.0板間距 HT/mm200300250350300450350600400600600800VVmLmVsLs kg/m³kg/m³kg/hkg/hmN/m(m³/s)(m³/s)塔釜（149）897.241.6118699771909843.1332.300.22側線出料板（92）909.1

30、11.8517986266398946.5926.940.20平均903.171.7318343069154444.8629.620.21取泛點百分率為 80%，則設計氣速所需氣體流通面積按照表 4-9 取堰長 Lw=0.7D，由圖查得溢流管面積和塔板總面積之比為_根據(jù)塔設備系列化規(guī)格，且考慮到施工的費用，上下塔徑最好相同。將 D圓整到 D=6m，作為初選塔徑則橫截面積28.27_25.79實際泛點百分率為由液泛夾帶關聯(lián)圖.ev<0.1,霧沫夾帶板壓降校核，校核，溢流液泛校核 以及停留時間校核均合格塔高度因無需經常，每隔 10 塊板設置一個人孔人孔處的塔板間距取 0.7m0.6m故下段，

31、板間距 統(tǒng)一都為 0.7要 比大，取 1m進料段高度故下段塔高度塔總高度塔頂空間高度,取 1.2m要 比大，取 1m進料段高度塔底空間高度 ，設有 10 分鐘的貯量，塔釜流量塔板橫截面積故塔總高度2.3.2 T501 的設計表 2-3-2 物料衡算進料循環(huán)進料循環(huán)塔頂出料塔釜出料溫度()119.125.0052.1778.93表 2-3-3 物性參數(shù)表 2-3-4Aspen 模擬數(shù)據(jù)：理論板數(shù) 60，回流比 R=10，以下為 aspen 模擬數(shù)據(jù)（逐板氣液流量）StageTemperaturePressureHeat dutyLiquid fromVapor fromoCbarGcal/hrk

32、g/hrkg/hr152.16791-2.2247820177.60257.042341022056.4420177.6361.400171022958.0623890.77462.004221022693.2224792.39562.612431021539.9824527.54665.68751019814.1423374.31771.623561017680.7821648.47871.162461019540.079218.118973.783021019512.629328.881塔頂塔釜飽和蒸汽壓/kpa摩爾分率粘度 /cp摩爾分率粘度 /cpH2O2.33880.340.560.

33、0000甲乙酮9.49000.660.310.99970.25叔丁醇4.08000.00181.430.0003平均值飽和蒸汽壓7.06919.4886粘度0.39330.2543（MPa)2.81.001.001.00氣相百分比%10.000.000.00摩爾流量(Kmol/hr)14621.6626.00141.62質量流量(Kg/hr)10296.481749.141834.7910211.81體積流量(m3/hr)1605.322.512.6713.79熱負荷(Gcal/hr)-7.99-1.15-1.42-8.96質量H2O0.0070.31%4.42%0.00%分率甲乙酮0.992

34、28.29%27.51%99.97%（%）叔丁醇00.07%0.07%0.03%正己烷071.33%68.00%0.00%粘度/cp0.010.3510.2960.2361075.963441019534.289301.4361177.38421019566.649323.1011278.168251019590.469355.4561378.562071019604.369379.2811478.750741019611.739393.1761578.839191019615.499400.5431678.880291019617.399404.3061778.899331019618.34

35、9406.2041878.908161019618.839407.161978.912261019619.079407.6442078.914171019619.29407.8912178.915061019619.279408.0172278.915481019619.39408.0822378.915681019619.329408.1152478.915781019619.339408.1332578.915821019619.339408.1422678.915841019619.339408.1472778.915861019619.349408.152878.91586101961

36、9.349408.1522978.915871019619.349408.1533078.915871019619.349408.1533178.915871019619.349408.1543278.915881019619.349408.1543378.915881019619.349408.1553478.915891019619.349408.1563578.915891019619.349408.1573678.91591019619.349408.1583778.915911019619.359408.163878.915931019619.359408.1623978.91594

37、1019619.359408.1644078.915961019619.369408.1684178.915991019619.369408.1714278.916021019619.379408.176lØ篩板塔工藝計算實際板數(shù)及加料板位置確定查得 時UNIQUAC 下活度系數(shù)查物性手冊得：H2O甲乙酮叔丁醇飽和蒸汽壓/kpa2.33889.49004.08004378.916061019619.379408.1824478.916111019619.389408.194578.916181019619.49408.24678.916261019619.419408.2124778

38、.916361019619.439408.2274878.916481019619.459408.2454978.916641019619.489408.2695078.916831019619.529408.2985178.917081019619.569408.3355278.917381019619.629408.3815378.917761019619.699408.4395478.918241019619.799408.5115578.918841019619.99408.6015678.919591019620.049408.7145778.920531019620.229408.

39、8565878.92171019620.449409.0325978.923171019620.719409.2536078.9250110.98489910211.189409.53相對揮發(fā)度相似計算為由加料組成計算液體平均粘度數(shù)據(jù)匯總如下表：塔頂塔釜飽和蒸汽壓/kpa（20oC)摩爾分率 粘度 /cp摩爾分率 粘度 /cpH2O2.33880.33720.55960.0000甲乙酮9.49000.66100.30560.99970.2543叔丁醇4.08000.00181.43000.0003平均值飽和蒸汽壓7.06919.4886粘度0.39330.2543H2O甲乙酮叔丁醇塔頂溫度 5

40、2.17oC 下，粘度/cp0.55960.30561.4300塔釜溫度 78.92oC 下，粘度/cp0.2543查 Oconnell 關聯(lián)圖,，得取實際板數(shù)為 90 塊,實際加料板位置，提餾段理論板數(shù)，取加料板為第 11 塊,故精餾段Ø塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算已知相關數(shù)據(jù)：精餾段平均操作壓強：提餾段平均操作壓強：精餾段平均溫度提餾段平均溫度精餾段液相平均密度氣相平均密度塔頂進料板塔釜/Kpa100.00100.00100.00溫度/oC52.1771.1678.93液相質量流率 kg/h22056.4419540.0710211.18氣相質量流率 kg/h20177.609218

41、.129409.53液相平均密度751.07740.33740.74氣相平均密度2.50792.56452.5312表面張力/cp29.867918.493517.9705提餾段液相平均密度氣相平均密度精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：lØ精餾塔主要計算精餾塔氣液負荷計算由上節(jié)計算結果得：由平均體積流率 =/ 平均密度平均質量流率精餾段，_D_Dd 提餾段，Ø塔徑的初選（1）精餾段精餾段平均值提餾段平均值液相質量流率 kg/h20798.2514875.62氣相質量流率 kg/h14697.869313.82液相平均密度745.70740.53氣相平均密度2.5362

42、2.5479兩相參數(shù) D_Dd _( )/，可得出液泛氣速查圖取泛點百分率為 80%，則設計氣速 所需氣體流通面積按照表取堰長 Lw=0.7D，由圖查得溢流管面積和塔板總面積之比為_D_()/根據(jù)塔設備系列化規(guī)格，將 D圓整到 D=1.4m，作為初選塔徑則橫截面積 ，_D_1.4039，實際泛點百分率為（2）提餾段兩相參數(shù) 0.0937 查表取塔徑查圖0.06 ，可得出液泛氣速取泛點百分率為 80%，則設計氣速 0.8019所需氣體流通面積 1.2664按照表 4-9 取堰長 Lw=0.7D，由圖查得溢流管面積和塔板總面積之比為_D_D，1.3296根據(jù)塔設備系列化規(guī)格，將 D圓整到 D=1.

43、4m，作為初選塔徑則橫截面積 1.53940.13551.40390.7234實際泛點百分率為 0.7216Ø 塔板結構的確定選擇平頂溢流堰，并參考表 4-11，取堰高采用垂直弓形降液管和普通平底受液盤，取取又從圖 4-21 求出，Wd=0.145D=0.145×1.4=0.203m，故_D_（1）精餾段取 d0=6mm，t/d0=3， D_Dd 每平方米開孔數(shù)篩孔數(shù) n=_/_D_Dd （1）提餾段取 d0=6mm，t/d0 提=3.5每平方米開孔數(shù) 2625.85篩孔數(shù) n =_/ _D_l 塔板校核Ø 板壓降的校核(1) 精餾段=3mm，/d0=0.5 /(

44、_查圖得由圖得到 E=1.07，可求得堰上液高，按面積 計算氣體速度，相應的氣體動能因子由圖查得液層填充系數(shù) =0.58，得出液層阻力于是，板壓降轉化為壓強形式，因此符合要求(2)提餾段同樣設 =3mm，/d0=0.5 /(_查由圖得到 E=1.05，可求得堰上液高，按面積 計算氣體速度，相應的氣體動能因子由圖得液層填充系數(shù) =0.62，得出液層阻力于是，板壓降轉化為壓強形式，同樣符合要求Ø霧沫夾帶量的校核(1)精餾段由=0.0821，泛點百分率 0.8303,從圖 4-22 中，得 =0.04_(2)提餾段由 =0.0937，泛點百分率 0.7216,從圖 4-22 中，得 =0.

45、022Ø溢流液泛條件的校核(1)精餾段溢流管中的當量清液高度料液混合物不易起泡，取=0.6，降液管內，因此發(fā)生溢流液泛層高度(2)提餾段溢流管中的當量清液高度0.05+(_ _)/_ ()/ 料液混合物不易起泡，取=0.6，降液管內層高度，因此發(fā)生溢流液泛Ø液體在降液管內停留時間的校核(1)精餾段液體在降液管中停留時間，因此產生嚴重的氣泡夾帶(2)提餾段液體在降液管中停留時間，因此也產生嚴重的氣泡夾帶Ø漏液點的校核(1)精餾段設漏液點的孔速,相應的動能因子塔板上當量清液高度查得漏液點的干板壓降，由此得出漏液點孔速為，此計算值與假定值相當接近。表明精餾段塔板具有足夠

46、的操作彈性。(1)提餾段,相應的動能因子設漏液點的孔速塔板上當量清液高度查得漏液點的干板壓降，由此得出漏液點孔速為，此計算值與假定值相當接近。表明提餾段塔板也具有足夠的操作彈性。負荷性能圖精餾段負荷性能曲線計算ز 液相下限線另假設修正系數(shù) E=1.02，則，查圖得，E=1.02.符合假設，故液相下限線為² 液相上限線 取停留時間為 3s， 故液相上限線為² 漏液線把漏液點看成近似直線，有兩點大致確定其位置第一點：取設計負荷，第二點：取液體量查圖得水柱=0.017 液柱由以上兩點即可得到精餾段漏液線。² 過量霧沫夾帶線同樣將此線近似看成直線，由兩點確置第一點：取液氣比設計點相同，則相應的霧沫夾帶分率查圖得泛點百分率=0.88，又因因第二點：取氣液質量流率比查圖得泛點百分率=0.95，查圖得 C20=0.062,則，由以上兩點即可得到精餾段過量霧沫夾帶線。² 溢流液泛線對已設計的篩板塔，當降液管內當量清液高度時，將發(fā)生溢流液泛。在一定液體流量下與氣體流量無關，液面落差可忽略不計，這樣