化工工艺学课程设计80000吨年环氧乙烷反应系统工艺设计讲解

1、化工工艺课程设计化工工艺学课程设计设计题目80000吨/年环氧乙烷反应系统工艺设计系别化学与材料工程系专业/班级化学工程与工艺/XXX学号姓名XXX指导老师XXX12化工工艺学课程设计课程设计目的：是对学生所学的专业理论知识及某些专业技能的综合利用与实践，使学生 能理论联系实际，也是进行化工开发和过程研究的必要准备。培养学生综合运 用各方面的知识与技能解决实际工程问题的创新能力。课程设计内容：针对性地选择“乙烯氧化法生产环氧乙烷工艺”，从工艺角度出发对其生 产过程和主要设备进行物料衡算、热量衡算、塔设备简捷法计算、换热器设计 等工艺计算；对乙烯氧化固定床列管反应器进行计算；对吸收塔中各组分的吸

2、 收情况进行计算；并绘制乙烯直接环氧化生产环氧乙烷的带控制点的工艺流程 图，书写设计任务书。设计题目：80000吨/年环氧乙烷反应系统工艺设计（1）空气氧化法包括：制气（吸收塔）、合成（固定床列管反应器）、精制（精馏塔）（2）氧气直接氧化法包括：合成（固定床列管反应器）、精制（精馏塔）要求：至少画一张工艺流程图，一张主设备图目录第一章前言1.1环氧乙烷概述.61.2环氧乙烷生产方法概述.71.3环氧乙烷生产原理 .81.3环氧乙烷工艺流程 .10第二章塔设备的概述2.1概述 132.2板式塔与填料塔的比较 132.3塔板选择 13第三章设计方案简介3.1装置流程的确定153.2操作压力的选择1

3、53.3浮阀标准 153.4设计草图 16第四章物性计算4.1塔的物料衡算 174.2塔板数的确定174.3精馏塔的工艺条件及有关数据的计算19第五章塔的主要工艺尺寸计算5.1塔径的计算 245.2精馏段地有效高度计算25第六章塔板的主要工艺尺寸计算6.1溢流装置计算 .266.2塔板布置 .276.3开孔区面积计算.276.4阀孔计算及排列 .28第七章塔板的流体力学验证7.1塔板压降 .327.2液面落差327.3液末夹带及泛点率327.4漏液点 337.5液泛（淹塔）情况 .33第八章塔板负荷性能图8.1漏液线 368.2液相负荷下限线368.3液相负荷上限线368.4液末夹带线368.

4、5 液泛线 .37第九章塔的结构与附属设备9.1塔体结构 .429附属设备计算及选型 .42附录：1浮阀塔设计计算结果 .442主要符号说明.473设计小结 .484参考文献 .49一、设计题目：环氧乙烷二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力(进料量)操作周期进料组成塔顶产品组成塔底产品组成2、操作条件操作压力进料热状态单板压降全塔效率回流比3、设备型式4、厂址三、设计内容：板式精馏塔设计任务书-水精馏分离板式塔设计80000吨/年XXXX 小时/年40% (质量分率，下同)-99% 1%4kPa (表压)自选 CICH2CH2OH主要副反应有：ch2 =ch2 ci2 cich2ch2

5、ci还有生成二氯二乙醚的副反应：chch2 ci2 cich2ch2oh CICH2CH2OCH2CH2CI HCI次氯酸化反应温度为 4060C, n (C2H4): n (CI2) =(1.11.2):1,即 乙烯是过量的。压力对反应没有影响，只需满足克服系统阻力就行。(2)氯乙醇的皂化(环化)反应2CICH2CH2OH Ca OH 2 2CH2OCH2 CaCI2 2H2O副反应为:2CICH2CH2OH CaOH 2 2HOCH2CH2OH CaCI2当有氧化镁存在时，还可能生成少量醛类：2CICH2CH2OH CaOH 2 2CH3CHO CaCI2 2H2O工业上除用Ca (OH)

6、 2作皂化剂外，还采用NaOH溶液。操作中应将皂化 剂缓慢加入氯乙醇中，否则，在碱性介质中生成的环氧乙烷会大量水解生成乙 二醇。皂化反应压力为0.12MPa,温度为102105C，在此条件下，可保证生 成的环氧乙烷立即从液相溢出(环氧乙烷沸点10.7C)，避免环氧乙烷的水解。2.直接氧化法主反应为：2CH2 二 CH2 O2 2CH2OCH2 105.3kJ/mol(C2=)( 1)副反应有：2CH2 二 CH2 3O2 2CO2 2H2O 1320.5kJ / mol(C2J(2)1 CH2OCH2 2 O2 2CO2 2H2O2(3)1CH2 =CH2 O2 CH3CHO2(4)CH2 二

7、CH2 O2 2CH2O (5)CH2OCH2 CH3CHO (6)在实际生产条件下，乙醛很快被氧化生成 CO2和水：CH3CHO 2O2 2CO2 H2O (7)因此所得反应产物主要是环氧乙烷、二氧化碳和水，生成的乙醛量小于环 氧乙烷量的0.1%，生成的甲醛量则更少。但它们对环氧乙烷产品质量影响很 大，会严重妨害环氧乙烷的深度加工。因此，在工艺流程中，有专门的脱醛设备将醛脱至符合产品质量要求。从反应（1）和（2）可知，它们虽都是放热反 应，但反应（2）释放出的能量是反应（1）的12.5倍。因此必须采用优良催化 剂和严格控制操作条件（其中对选择性的控制尤为重要），使（2）反应不会太激烈。否则，

8、若反应（2）进行较快，释放出的热量又来不及传出系统，就会导 致反应温度迅速上升，产生 飞温”现象，这不仅会使催化剂因烧结而失活，甚 至还会酿成爆炸事故。这一点也是为什么直接氧化法迟迟不能进行大规模工业 生产的重要原因之一。1.4环氧乙烷工艺流程101.3.1空气氧化法制环氧乙烷工艺流程简图送匸二醉工毘图1.1空气氧化法生产环氧乙烷流程图1 空气压缩机；2 空气洗涤塔；3 混合器；4换热器；5 循环气体压缩机； 6第 一反应器；7第一吸收塔；8环氧乙烷解析槽；9 第二反应器；10.第二吸收塔；11.尾气洗涤塔；12泵；13.环氧乙烷精馏塔；14.贮槽1.4.1工艺流程说明空气经除尘、压缩后进入空

9、气洗涤塔，在塔中部喷下W （NaOH）=10%15%的氢氧化钠水溶液以除去空气中的硫化物和卤化物。经碱洗后的空 气在塔上部用清水洗去夹带的碱沫，然后在混合器中与来自第一吸收塔顶来的 循环气混合，再在另一个混合器中与原料乙烯混合，经循环压缩机压缩至 2.3MPa左右，再经热交换器与反应器气热交换后，温度升至230C，然后进入第二反应器。入反应器的进料组成为：乙烯约为 （乙烯）=4.3%，氧约为化工工艺课程设计（氧）=6%, CO2约为 （C02）=11%，氮约为（N2）=78%，其余为少量水 和乙烷。反应后的物料（反应气）为 240290C，反应热通过列管外的水移 走，空速7000h-1，乙烯转

10、化率约35%，选择性约68%，单程收率约24%。在大型工厂里有两个副反应器，可使乙烯转化率达到95%，在经济上更为合理。反应气经过换热降温后，进入第一吸收塔，在 2.0MPa压力作用下用含乙二 醇约为W （乙二醇）=7%的水吸收环氧乙烷。吸收塔釜液含环氧乙烷约为W（环氧乙烷）=1.6%。搭顶排出的气体约为（乙烯）=3%，氧约为 （02） =6%。第二反应器的结构与第一反应器相同，都是固定床列管式反应器，也用 水移走反应热。为最大限度的利用乙烯，采用降低空速（3500h-1）的办法，乙烯转化率约为60%，选择性约60%，即单程收率为36%，反应气经换热降温后 进入第二吸收塔，用 W （乙二醇）=

11、7%的水吸收环痒乙烷，塔釜液约为 W （环 氧乙烷）=1.25%，与第一吸收塔釜液合并。搭顶排出的气体约为 （乙烯） =1%，经预热后与空气混合，用铂-钯/不锈钢作催化剂进行催化燃烧，产生 650C, 1.61,8MPa的气体，进入废气透平发电，废气经降温后放空。抑制剂常用二氯乙烷，分别在第二和第三混合器加入。吸收液含有溶解的CO2 （CO2）0.13%及少量乙烯，氧气和氮气等，送 入环氧乙烷解吸槽减压解吸，释放出的气体中含有环氧乙烷，在尾气洗涤塔中 用W （乙二醇）=7%的乙二醇溶液吸收，未被吸收的气体放空。除去CO2等气体后的环氧乙烷进入精馏塔，塔釜为 W （乙二醇）=7%的水 溶液，经降

12、温后用作第一、第二吸收塔以及尾气洗涤塔的吸收液，多余者送乙 二醇工段蒸发回收乙二醇。搭顶蒸出物经冷凝、冷却为产品环氧乙烷，纯度为 98.5%以上。若再经精馏和脱醛可得到环氧乙烷为W （环氧乙烷）=99.99%，醛含量小于10卩g.g的高纯环氧乙烷商品。1.4.2主要设备的介绍及论述XXXXXXXXX第二章塔设备概述2.1概述塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产中广泛采用的优质设备。蒸馏过程常采用板式塔，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传 质与传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变 化，属逐级接触逆流操作过程。板式塔的传质是通过上升气体穿过板上的液层 来

13、实现，塔板开孔率一般占塔截面积的7%-10%分离效率一般每米理论板最多不超过2级，每个板的理论级压降在 0.4-1.1KPa，由于板式塔的操纵弹性受到 塔板液泛、液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。2.2 板式塔与填料塔的比较（1）生产能力单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。（2 ）分离效率研究表明，在减压，常压和低压操作下，填料塔的分离效率明显低于办 事塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔的。（3 ）压力降一般情况下，板式塔的每个理论级压降约在0.41.1kPa，填料塔约为0.010.27kPa，通常，板式塔的压降高于填料塔 5倍左右。压降低不仅能降低 操作

14、费用，节约能耗。对于精馏过程，可使塔釜温度降低，有利于热敏性物系 的分离。（4）操作弹性填料塔的操作弹性取决于塔内件的设计，而板式塔的操作弹性则受到塔 板液泛，液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。（5）结构，制造及造价等一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造，维修也较为方面，但 填料塔的造价通常高于板式塔。2.3 塔板选择塔板是板式塔的主要物件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业上以 错流塔板为主，常用有泡罩塔板、筛孔塔板、浮阀塔板。本次设计采用浮阀 塔，其吸收了前两种塔的优点，具有生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等 优点。目前在工业应用中，因F1型浮阀已有系列化标准，故常普

15、遍采用 F1型 浮阀。69第三章设计方案简介3.1装置流程的确定9精馏装置包括精馏塔，原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、釜液冷凝器 和产 品冷凝器等设备，蒸馏过程按操作形式分为连续蒸馏和间歇蒸馏多种流程，连 续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定的特点，工业中以连续蒸馏为主，间歇 蒸馏具有操作灵活，适应性强的优点，适用于小规模，多品种或多组分物系的 初步分离。精馏是通过物料在塔内多次部分汽化与多次部分冷凝实现的，热量自塔釜 输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走，在此过程中，热能利用率 很低，为此，在确定装置过程时应考虑余热的利用。另外为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，塔顶冷凝装置

16、也可采用全凝器、分凝器一全凝器两种不同的装置，工业上以采用全凝器为 主，以便于准确的控制回流比。总之，本此任务是分离环氧乙烷一水混合物，对于二元混合物的分离，应 采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送 入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔 内，其余部分经产品冷凝器后送至储罐，该物系属易分离物系，最小回流比较 小，故操作回流比取最小回流比的两倍，塔采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却 后送至储罐3.2操作压力的选择精馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏，一般除热敏性物质 外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求的，并能用江河水和循环水将馏

17、出物冷 却下来的物系，都应采用常压蒸馏，对热敏性物系或者混合物泡点过高的物1系，则宜采用常压蒸馏，对于馏出物的冷凝温度过低的物系，需要提高塔压或 用深井水、冷冻盐水作为冷却剂，而常压下的物系必须采用加热蒸馏。对于乙 醇-水二元混合物的分离加压蒸汽用低压蒸汽，精馏塔塔顶压降4kPa,冷却介质用自来水，单板压降小于0.7kpa。3.3浮阀标准浮阀塔是在泡罩塔和筛孔塔的基础上发展起来的，它吸收了两种塔的优 点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔安装有一个可以上下浮 动的阀片，气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可以根据气流量的大 小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有F1

18、型。V-4型及T型，其中以F1型（相当于国外V-1型）浮阀应用最为普遍，本次设计以 F1型 浮阀为标准浮阀。3.4设计草图8第四章物性计算4.1塔的物料衡算 4.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率环氧乙烷的摩尔质量MA=44.05kg/mol水的摩尔质量MB=18.02kg/mol根据设计任务书给定条件算得:Xf0.40/ 44.05 =0.2140.40 讦 0.60 44.0518.02XD.9944.050.9944.05 0.0二 0.97618.020.01XW44.05-0.0040.01 n 0.99 44.0518.024.1.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量MF =0.

19、150 44.051-0.1518.02 = 21.92kg/kmolMD =0.976 44.051-0.976 18.02 = 43.43kg/kmolMw =0.004 44.051-0.00418.02 = 18.12kg/kmol4.1.3物料衡算产品产量总物料衡算F=D+W380000 10365 24 43.43= 210.28kmol /h环氧乙烷物料衡算F 0.214=210.28 0.976 W 0.004联立解得F=973.30kmol/hW=763.02kmol/h4.2塔板数的确定4.2.1理论塔板数Nt的求取环氧乙烷一水物系属非理想物系，可采用图解法求理论板层数，有

20、手册查得环氧乙烷一水物系的汽液平衡数据，并绘出x-y图绘制x-y关系图如下一页采用作图法求得最小回流比，在图中对角线上自点 e（0.214，0.214）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为xq=0.214 ,yq=0.526故回流比为Rmin Xd - yqyq _Xd0.976-0.5260.526-0.214-1.44取操作回流比为 R=2R=2 1.44=2.88求精馏塔的气液相负荷L=R D =2.88 210.2605.61 kmol/hI = L F =605.61973.30 = 815.89kmol / hV/ =V = R 1 D = 2.88 1210.2

21、8 =1578.91kmol/h求操作线方程为对于精馏段L D 605.61y V X V Xd 一 815.89210 28x0.976 二 0.742x 0.252815.89对于提馏段y/ =- Xw J578.91 J - 763.02 0.001.935x0.004V/ V/815.89815.89用图解法求理论板层数，如图所示，求解结果为总理论板数Nt =95 （包括再沸器）进料板位置Nf=87422实际塔板数的求取全塔效率ET=56%精馏段实际板层数N精二 86 0.56= 153.6 : 154提馏段实际板层数N提=弘出日6.1：174.3精馏塔的工艺条件及有关数据的计算4.3

22、.1操作压力计算塔顶操作压力PD =101.3 4 =105.3kpa每层板压降 P=0.7k Pa进料板压力P -105.3 154 0.7 = 213.1kPa精馏段平均压力r 105.3 213.1a-159.2kPaFm _2塔底操作压力Pw -105.3 171 0.7=225kPa提馏段平均压力j 213.1+225Pm =2= 219.05kPa全塔平均压力105.3+225Pm 二2= 165.15KPa4.3.2操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中环氧乙烷和 水的饱和蒸气压由安托尼方程计算 。计算过程略，计算结果如下：tD =100.8 CtF

23、=104.2 CtW =108.5 C精馏段平均温度tm二100.8 104.2 /102.5C提馏段平均温度tm/ J04*2 1085 厂 106.35C全塔平均温度tm二 100.8 108.5 .；2 =104.65 C4.3.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xy 0.976查平衡曲线得x| = 0.920MvDm =0.976 44.051 -0.976 18.02 = 43.43kg/kmolMDm = 0.920 44.051 -0.920 18.02 = 41.97kg/kmol进料板的平均摩尔质量由平衡关系图得yF =0.352xF =0.198得 MvFm =0.3

24、52 44.051 -0.35218.02 = 27.18kg/kmolMlFm =0.198 44.051 -0.198 18.02 = 23.17kg/kmol塔底平均摩尔质量由图得yW =0.0045xW =0.0032MvWm =0.0045 44.051 -0.0045 18.02 = 18.14kg/kmolMlWm =0.0032 44.051-0.0032 18.02 = 18.10kg/kmol精馏段平均摩尔质量Mvm1 = 43.43 27.18 2 = 35.31kg/kmolMlm1 =141.97 23.17 .32.57kg/ kmol提馏段平均摩尔质量Mvm2 h

25、27.18 18.14 2= 22.66kg/kmolMm2 二 23.17 18.10 . 2 = 20.64kg/kmol4.3.4平均密度的计算 3 :?LFm865.5kg / m LFm 0.3760.624 # 745.9/ 958.1精馏段的液相平均密度为 订 二 750.3 865.5 ：2 = 807.9kg/m3 塔底的液相密度的计算精馏段气相平均密度由理想气体状态方程计算得?_PmMvmvm159.2 35.31RT；8.314 273.15 102.5 .80kg/m提馏段气相平均密度由理想气体状态方程计算得耗亦I爲眾帚叱卅219.05 22.66液相平均密度的计算液相

26、平均密度依下式计算，即:八 ai ： i塔顶液相平均密度的计算由 tD =100.8 C得:匚=746.3kg/m3订=958.5kg/m3:LDm =3750.3kg / m0.976. 1 -0.976/ 746.3/ 958.5 i进料板的液相平均密度 的计算由tF =104.2 C 得:匚=745.9kg/m3订=958.1kg/m3进料板液相的质量分率0.198 44.05aA0.3760.198 44.05 0.802 18.02由tw =108.5 C 得:3订=957.3kg/m3a = 745.1kg/m塔底液相的质量分率aALWm二 0.0080.0032 汉 44.050

27、.0032 44.05 0.9968 18.02= 955.1 kg / m310.008745.10.992 957.3提馏段的液相平均密度订=1865.5 955.1 2 =910.3kg/m全塔液相平均密度薔=1750.3 955.1 2 =852.7kg/m3 4.3.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依二Lm - 7 KG计算塔顶液相平均表面张力计算由 tD =100.8 C得-A =11.70mN/m58.85mN/m二LDm =0.976 11.70 0.024 58.85 =12.83mN/m进料板液相平均表面张力的计算由 tF “04.2 C 得-a = 11.56mN

28、/ m；B=58.73mN/m；LFm =0.198 11.56 0.802 58.73 = 49.39mN/m精馏段液相平均表面张力为二Lm = 12.83 49.39,2 =31.11mN/m塔底液相平均表面张力的计算由 tW=108.5C得二A =11.47mN/m- B =58.62mN/mCwm =0.008 11.47 0.992 58.62 = 58.24mN/m 提馏段液相平均表面张力；Lm h49.39 58.24 2 =53.82mN/m全塔平均表面张力；m 二 12.83 58.24 2= 35.54mN /m4.3.6液体平均粘度的计算6液相平均粘度用Iguim -7

29、Xjlguj计算塔顶液相平均粘度的计算由 tD =100.8 C 得=0.141mPa s% = 0.2834mPa slg 仏=0.976lg 0.1410.024lg 0.2834所以-LDm =0.143 mPa s进料板液相平均粘度的计算由 tF =104.2 C 得% =0.138mPa sJ0.2820mPa slg JLFm =0.198lg 0.1380.802lg 0.2820所以LFm =0.245 mPa s精馏段液相平均粘度%m h0.143 0.245 2 =0.194 mPa s塔底液相平均粘度由tW =108.5 C,同理计算得% =0.132mPa s% =0.

30、2809 mPa slg JLWm =0.008lg 0.1320.992lg 0.2809所以-LWm =0.279mPa s提馏段液相平均粘度%m = 0.245 0.279 2 = 0.262mPa s全塔液相平均粘度m = 0.143 0.279 . 2 = 0.211mPa s第五章塔的主要工艺尺寸计算问5.1塔径的计算精馏段的气液相体积流率为V _ VMvm _815.89x35.31 一需川心s 一3600 心 一 3600 1.80 一.山 SLs =VM Lm3600 ?Lm815.89 32.573600 807.9370091 m /s提馏段的气液相体积流率为VsVMvm

31、3600 6m815.89 22.663600 1.57= 3.27m3/sVM Lm 815.89X20.643LsLm0.0051m /s3600 ?Lm3600 910.3板式塔的塔径依据流量公式计算即比较精馏段与提馏段可知，两段塔径可取为一样，即都按精馏段的标准计算。计算塔径关键是计算空塔气速u,而u=(0.6-0.8)U maxU maxV负荷因子与气液负荷、物性及塔板结构有关，一般由实验确定查史密斯关联图，图的横坐标为Vs0.0091 3600 807.924.45 36001.80二 0.0433取板间距Ht = 0.45m，板上液层高度h =0.06m，则Ht - hL = 0

32、.45 - 0.06 = 0.39m由史密斯关联图得 C20 =0.081 0.081 W.0885V 20丿Umax =0.0885. 807.9一1.80 = 1.873m/s1.80取安全系数为0.75，则空塔气速为U =0.75Jmax =0.75 1.873 = 1.405m/s3.44T4Q2.009m常用地标准塔径为 400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm。按标准塔径圆整后为2000mm塔截面积为At =二 2-D2：:.222.0 = 3.14m4实际塔气速为Vs4.45u s1.417 m/ sA 3.145.2

33、精馏段地有效高度计算精馏段的有效高度为乙二 N1 -1 HT 二 154-1 0.4 68.85m提馏段的有效高度为Z2 二 N2 -1 HT 二 17-1 0.45 = 7.2m因D1000mm,为安装、检修的需要，一般每隔 10层设一个人孔。人孔直径 一般为500mm,其伸出塔体的筒体长为200mm，人孔距操作平台1000mm，故 此塔需开三个人孔，开人孔的塔板间距为 600mm。所以此精馏塔的有效高度为Z =Z1 乙 18 0.6 =68.85 7.2 10.8= 86.85m而实际塔板高度还应加上塔底空间、塔顶空间和裙座高度。塔过高可以串联几 个低塔进行蒸馏。第六章塔板的主要工艺尺寸计

34、算问一.对于精馏段6.1溢流装置计算因塔径D=2.0m5 s故降液管设计合理6.1.4降液管底隙高度hoLs3600lwUo根据经验Uo 一般取在此取0.070.25m/s在此取uj = 0.24m/sho=0.0296 m0.0091 36003600 1.28 0.24hw -h0 =0.04-0.039 =0.01040.006m故降液管底隙高度合理。选用凹型受液盘，深度 心=50mm 6.2塔板布置6.2.1塔板的分块因故塔板采用分块式查下表表-4塔径mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔块分块数3456由上表可知塔板分为5块。6.2.2 安定 区

35、与边缘区的确定安定区也称边缘区，溢流堰前的安定区作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管，宽度定为ws进口堰后的安定区的宽度为Ws ,其作用是在液体入口处由于板上液面落差，液层比 较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量，安定区范围在塔径大于1m时，取Ws二Ws =0.08m，所以边缘区的宽度 Wl = 0.040m6.3开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算，即：/ 2 Aa=2 xjr x +sin 、180 r yD2.0其中 xWd Ws0.22 0.08 =0.70D2.0rWc0.04 = 0.96m22r 2、故 Aa=2 0.70 J0

36、.962 -0.702 +71 0.96 sin00 = 2.43m2、1800.96 /6.4阀孔计算及排列本设计处理的物系属无腐蚀性，可选用碳钢Q235 （A3钢），板的厚度S=3mm,塔盘升气孔为叮39mm,浮阀一般按正三角形排列，阀数的确定用F11u。= 其中 F0取 11，则 u0= 8.20m/s,匚1.80阀数 N=837沽837需=455 （个） 按JB1206-71标准，取t=80mm,作图排列，得到N=457个（按21排计，中间排27个，最外侧排17个）1.155Q1.155 2.43457-0.0061则 t=0.078m则孔速为837VSU N837 4.45457二

37、8.15m/ sF。=5厂=8.15 1.80=10.93入=Vs =4.45 丸昴口2u08.15开孔率 亠907二 0.907需100%的 15%故符合设计要求.对于提馏段6.1溢流装置计算因塔径D=2.0m5s故降液管设计合理6.1.4降液管底隙高度hoLs3600lwU根据经验Uo 一般取在此取0.070.25m/s在此取u0 =0.24m/s= 0.017m,0.0051x36003600 1.28 0.24hw - h。二 0.035 - 0.017 二 0.018 0.006m故降液管底隙高度合理。选用凹型受液盘，深度hw =50mm6.2塔板布置6.2.1塔板的分块因故塔板采用

38、分块式查下表表-4塔径mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔块分块数3456由上表可知塔板分为5块。6.2.2 安定 区与边缘区的确定安定区也称边缘区，溢流堰前的安定区作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管，宽度定为ws进口堰后的安定区的宽度为Ws ,其作用是在液体入口处由于板上液面落差，液层比 较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量，安定区范围在塔径大于1m时，取Ws = Ws = 0.08m，所以边缘区的宽度 w 0.040m6.3开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算，即：Aa = 2 xjr2 _x22

39、 r . 1 x其中DxwdWs 二晋- 0.22 0.08 二 0.70I二 D 讥二空一 0.04 = 0.96m2 2/2x2 兀 X 0.96 J 0.70Aa=2 0.70J0.962 0.702 +sin、1800.96 y-2.43m26.4阀孔计算及排列sin_ 180 r本设计处理的物系属无腐蚀性，可选用碳钢 Q235 （A3钢），板的厚度S=3mm,塔盘升气孔为叮39mm,浮阀一般按正三角形排列，阀数的确定用uoFo11,一其中 Fo取 11， 则 u = = 8.78m/ sv1.57V3 27阀数 N =837=837=312 （个）u08.78按JB1206-71标准，取t=80mm,作图排列，得到N=334个（按15排计，中间排26个，最外侧排19个）155Aa 1