常减压蒸馏工艺计算

1、本科毕业设计工艺计算题目年处理24万吨焦油常减压蒸馏车间初步设计院（系环化学院班级：化工12-2姓名：柴昶学号：2012020836指导教师：张劲勇教师卩职称：教授2016年3月第4章工艺计算4.1设备选择要点4.1.1圆筒管式炉(1) 合理确定一段(对流段)和二段(辐射段)加热面积比例，应满足正常条件下，二段焦油出口温度 400410C时，一段焦油出口温度在120130C 之间的要求。(2) 蒸汽过热管可设置预一段或二段，要合理确定加热面积。当蒸气量为 焦油量的4%时，应满足加热至400450E的要求。(3) 辐射管热强度实际生产波动在 1800026000千卡咪2时，设计宜采 用18000

2、22000千卡咪2时，对小型加热炉，还可取低些。当选用光管时，对 流段热强度一般采用600010000千卡咪2时。(4) 保护层厚度宜大于200毫米，是散热损失控制在3%以内。(5) 火嘴能力应大于管式炉能力的 1.251.3倍。火嘴与炉管净距宜大于 900毫米，以免火焰添烧炉管。(6) 辐射管和遮蔽管宜采用耐热钢(如 Cr5Mo等)。4.1.2馏分塔(1) 根据不同塔径确定塔板间距，见表4-1表4-1塔板间距塔径(mm)80090010001200140016001800200022002400板距350350400400450450450450(mm)3503504004004504505

3、00500500500(2) 进料层的闪蒸空间宜采用板距的 2倍。(3) 降液管截面宜按停留时间不低于 5秒考虑。(4) 塔板层数应结合流程种类、产品方案、切取制度及其他技术经济指标 综合确定。4.2物料衡算原始数据：330 日，24 万 t/a4%年处理量原料煤焦油所含水分年工作日半年维修一次每小时处理能力w = 30303.03kg可按30303 kg计算馏分轻油酚油萘油洗油一蒽 油二恩油苊油沥青产率0.51.5125175356表4-2煤焦油馏分产率%4.2.1整个流程的物料衡算表4-3整个流程的物料衡算输入（kg/h）输出（kg/h）煤焦油水分:1212.1无水煤焦油:29090.9共

4、计30303轻油： 29090.9 X 0.5% = 151.5酚油： 29090.9 X 1.5% = 454.5苊油： 29090.9 X 3% = 909.1萘油： 29090.9 X 12% = 3636.4洗油： 29090.9 X 5% = 1515.3 一蒽油： 29090.9 X 17% = 5151.6 二蒽油： 29090.9 X 5% = 1515.3沥青： 29090.9 X 56% = 16969.7 从脱水塔蒸出的煤焦油的水分：30303 X 4% = 1212.130303输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算的要求4.2.2主要设备的物料衡算1. 一段蒸发器无

5、水煤焦油 输出物料量：30303X (1 4%)= 29090.9 kg/h轻油 焦油 共计29090.9X 0.25%= 72.7kg/h29090.9X 99.75%= 29018.2kg/h72.7+29018.2= 29090.9 kg/h输入物料量：输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。2.二段蒸发器输入物料量：从一段蒸发器来的焦油量29018.2 kg/h输出物料量：轻油29090.9X 0.25% = 72.7kg/h馏分29090.9X (1- 0.25%-0.25%) = 28945.4kg/h共计72.7+28945.4= 29018.2 kg/h输入物料量等于输出

6、物料量，故满足物料衡算定律。3. 酚油塔输入物料量：来自二段蒸发器顶部的馏分28945.4 kg/h输出物料量：酚油29090.9X 1.5% = 436.4kg/h萘油29090.9X 12% = 3490.9kg/h馏分蒸汽29090.9X (1 0.5% 12% 1.5%)= 25018.2kg/h共计436.4+25018.2+3490.9= 28945.4kg/h输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。4. 馏分塔一蒽油 二蒽油 沥青29090.9X 17% = 4945.5kg/h29090.9X 5%= 1454.5kg/h29090.9X 56%=16290.9kg/h输

7、入物料量：来自蒽塔的馏分蒸汽输出物料量：25018.2 kg/h洗油29090.9X 5% = 1454.5kg/h苊油29090.9X 3% = 872.7 kg/h共计4945.5+1454.5+16290.9+1454.5+872.= 25018.2kg/h输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。4.3主要设备计算4.3.1管式炉已知条件：焦油温度一段入口85r一段出口125r二段入口110r二段出口405r过热蒸汽出口450r焦油含水量30303X 3% = 909.1kg/h30303X 0.3%= 91kg/h30303 X 4%= 1212.1 kg/h一段，按焦油量的3%

8、计二段，按焦油量的0.3%计过热蒸汽量，按焦油量的4%计经管式炉一段后轻油蒸发量，按无水煤焦油的0.25%计72.8 kg/h一段焦油加热加热焦油耗热量:Q1 = 30303 96% (i125 i85)= 29090.9 (197.4 121.8)=2199272kJ/h式中197.4原料煤焦油125C时的热焓，kJ/kg；121.8原料煤焦油85C时的热焓，kJ/kg0加热及蒸发一段焦油水分耗热量(按二段焦油含水量为零计)：Q2= 909.1 (qi25- q85)= 909.1 (2722.02- 357)= 2150039.7kJ/h 式中2722.02-水蒸气125 C时的热焓，kJ

9、/kg;357水85E时的热焓，kJ/kgo蒸发轻油耗热量：Q3= 72.8 396.9= 28894.3kJ/h式中57.6 轻油蒸发量，kg/h396.9-轻油汽化热，kJ/kg一段焦油加热总耗热量：Q1 + Q2 + Q3 = 2199272+2150039+28894.3=4378205.3kJ/h过热蒸汽加热量加热蒸汽耗热量：Q4 = 1212.1(3385.6- 2771.6) = 744229.4 kJ/h式中3385.6 6kg/cm2 (表压)饱和水蒸气过热至 450°C时热焓：kJ/kg;2771.6- 6kg/cm2 (表压)饱和水蒸气热焓：kJ/kgo二段洗油

10、加热加热焦油耗热量：Q5 = (29090.0- 72.8) (966- 168)= 23156443.8kJ/h 式中966焦油380C(即一次蒸发温度)时热焓，kJ/kg;168焦油 110C，kJ/kg o加热二段焦油中水分耗热量：Q6= 913285 463.68 = 256740.1kJ/h式中3285 405 C水蒸气热焓，kJ/kg; 463.68 110C 水蒸气热焓，kJ/kg。二段焦油总耗热量：Q5 + Q6 = 23413183.9kJ/h管式炉有效热负荷Q = Q1+ Q2 + Q3 + Q4 + Q5+ Q6= 28535619.6kJ/h 加热焦油单位耗热量：285

11、35618.6 =941.7 kJ/kg 30303热负荷比例：一段热负荷Q1Q2 Q3=15.3%过热蒸汽热负荷Q=2.6%二段热负荷 耗煤气量设管式炉热效率为75%，则耗煤气量为:17640 0.75=2156m3/hQ式中17640-煤气热值，kJ/ m3每吨焦油耗煤气量为：2156.933 =71.2 Nm30303 10 3选用有效负荷为6270MJ/h（350万千卡/时）的标准圆筒式管式炉两台。350万千卡时的管式炉规格性能见表 4-44.3.2 一段蒸发器塔顶压力（绝对压力）塔顶出来的物料轻油水分汽相负荷：1.01kg/cm3909.1-91 =72.7kg/h818.1kg/h

12、72.7818.12731053 一V22.40.3936 m /s10518273 1O1 3600设空塔气速为0.2 m/s,则蒸发器直径为：V0.3936DJ J-1.58 m已知条件：塔顶温度105 C Vr 0.3936 0.785 0.20.785 0.2故选用Dg1600mm的一段蒸发器一台。表4-4 350万千卡/时焦油蒸馏圆筒管式炉规格性能项目公称能力项目公称能力热负荷分布，万千卡/ 时辐射段280.3对流段59.7过热蒸汽段12.2加热面积，米2辐射段18200对流段8270过热蒸汽段8820热强度，千卡/米 2时设备重量，吨辐射段154.3金属49对流段72保温材料40过

13、热蒸汽段14433二段蒸发器303.03 kg/h91kg/h394.03kg/h1.35 kg/cm3370 C已知条件：直接汽量，按焦油量的1%计算 焦油含水量，按焦油量的0.3%计算 小计塔顶压力（绝对压力）塔顶温度气相负荷3V 22.472.7454.53636.4 1515.3909.15151.6 1515.3394.03TOT12013317018920918273 370 1= 1.14m3/s273 1.35 3600式中72.7、454.5、3636.4 1515.3 909.1、51516 1515.3、394.03分别是轻 油、酚油、萘油、苊油、一蒽油、 二蒽油等馏分产

14、量及水气量， kg/h;105、120、133、170、189、209、18分别是轻油、酚油馏分、萘油混合 馏分、苊油馏分、一蒽油馏分、二 蒽油馏分及水气的分子量。采用空塔气速为0.2 m/s,则蒸发器直径为：D=V0.785 0.21.14】0.785 0.2=2.69mQ=4545.5X 393.9 257 1.93285 1.512 =3463234.63 kJ/h故选用Dg2800mm的二段蒸发器一台4.3.4酚油塔酚油塔采用酚油进行回流。 已知条件：从二段蒸发器来的直接蒸汽量塔顶压力（绝对压力）塔顶温度回流量回流温度酚油馏分汽化热酚油馏分平均比热085C0257C蒸发回流所需要的热量

15、：377.2kg/h1.25 kg/cm3257C30303 0.15=4545.5kg/h85 C321.3 kJ/kg1.512 kJ/kg C1.932 kJ/kg -C内回流量:Q321.3346323463321.3=10778.8kg/h塔顶汽相负荷:Vs454.53636.4 1515.3909.1 * 10778.8 空叱醫 22.412013317018189201W max273 257112731.25 3600=1.62m L 1.08 0.0008 257 200.89=890 kg/m3式中0.00008-计算系数； 1.08苊油馏分20r时的比重。 液相负荷： 1

16、077813 Ls=0.00336m3/s/s=5834.9m3/h汽相重度：72.7454.5 3636.4 1515.3 909.110778.8 377.25151.6 1515.3= 0.05、890 4.18 =0.728m/sV 4.18式中Co系数，根据不同板间距求得（当板间距是400mm时，求得Co =0.0521）。适宜空塔气速按0.7WmaxW空 0.7 0.728 0.509 m/s计算塔径：小：Vs'162D= =卞=2.01m片 0.785 W空V 0.785 0.509表4-5 Dg2200伽酚油塔的规格与技术特性项目规格项目规格高度，伽16000板距，毫米

17、450重量，t42.336馏分侧线的踏板编号（由下往塔板层数24上）精馏段19提馏段5萘油16、18泡罩形式条形泡罩个数10酚油塔顶泡罩齿缝高度，mm25每层塔板齿缝面积0.275操作重量，t580.022降液官截面积，m435馏分塔已知条件：直接蒸汽量从二段蒸发器来的进入馏分塔的，按焦油量的1.7%计 小计塔顶压力（绝对压力）塔顶温度冷回流量回流温度洗油馏分汽化热 洗油馏分平均比热oiio°c o3or蒸发回流所需要的热量：377.2kg/h494.5kg/h871.7 kg/h<26.6KPa105C30303 40%12121.2kg/h30 r395.2 kJ/kg1.

18、882kJ/kgC1.673kJ/kg C6577205.54kJ/h内回流量：塔顶汽相负荷:6577205.54395.216642.73kg/h909.11701515.31455151 .61891515.3201871.718273 105273 1.02 3600Q 12121.2395.2105 1.882 30 1.6731.75m3/s 6313.22m3/h汽相重度：72.716642.73871.76312.3液相重度:L 0.88 0.0008 105 200.812=812 kg/m3式中0.00008-计算系数；0.88轻油馏分20E时的比重 液相负荷：空塔气速:16

19、642.731=0.00569m3/s8123600,812 2 79 小 “a ,= 0.05.=0.852m/s2.79式中Co 系数，根据不同板间距求得（当板间距是 450mm时，求得C0 =0.05）。适宜空塔气速按0.7WmaxW空 0.7 0.852 0.596D=0.785 W空计算塔径:1.75=2.12m=2120mm,0.785 0.596按设备系列，故选用Dg=2200mm的馏分塔，表4-6 D g2200毫米馏分塔规格项目规格项目高度，毫米29000板距，毫米450重量，吨49.065一恩油34塔板层数47苊油7精馏段42洗油塔顶提馏段一蒽油2578.12 652.3l

20、g7812436 段轻油冷凝冷却器已知条件：物料量轻油72.7kg/h水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水量为零计）909.1kg/h物料温度入口105C出口30 E轻油平均比热1.974kJ/kgC冷凝阶段放出的热量：Qa 72.7 396.9 909.1 2250.362074656.91 kJ/h式中2250.36-水蒸气汽化热；396.9-轻油汽化热。冷却阶段放出的热量：Qb 72.7 1.974 (105 30) 909.1 4.2105 30 =297129.73kJ/h热量小计：Q=Qa+Qb=2371786.64kJ/h冷却水（入口 25C，出口 40C）用量37.6 t/h2371

21、786.644.240 251000冷却段水温升高至:26.88 C297129.73254.2 37600对数平均温度差t :油汽， C 10510530冷却水，C 4026.88256578.12冷凝段：t171.4 C冷却段:t278.12 526.6 C需要换热面积 F： Ki=150kcal/m2 hC,即 630kJ/m2 hC； K2= 100 kcal/m2 - hC, 即 420 kJ/m2 - h -C冷凝段：46.12 m226.59m2F 2074656.911 630 71.4 冷却段：F297129.732 420 26.6F F1 F272.71m2故选用的1X

22、75m2冷凝冷却器4.3.7二段轻油冷凝冷却器已知条件：物料量轻油72.7+11632=11704.7kg/h水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水量为零计）909.1kg/h物料温度入口105C出口30 C轻油平均比热30110C1.974kJ/kg-C冷凝阶段放出的热量：Qa 11704.7 396.9 909.1 2250.366691397.71kJ/h式中2250.36-水蒸气汽化热；396.9-轻油汽化热。冷却阶段放出的热量：Qb 11704.7 1.974105 30909.1 4.2105 302019247.34 kJ/h热量小计：Q=Qa+Qb=8710645.05 kJ/h冷却水

23、（入口 25C，出口 40C）用量4.28710645.0540 251000138.26 t/h28.5 C6576.55冷却段水温升高至:25 2019247.34138260 4.2对数平均温度差t :油汽， C 10510530冷却水，C 4028.525需要换热面积 F:kcal/m2 h °C, 冷凝段：F 6691397.71630 70.8150.1 m2冷却段：2019247.34F2420 26.2183.5m2F F1 F2150.1+183.5=333.6 m24.3.8萘油冷凝冷却器已知条件： 物料量 物料温度 入口 出口 物料比热 物料放出热量3636.4

24、kg/h185C70 C2.1kJ/kgC3636.4X 2.1 X (185-70)=878190.6kg/h对数平均温度差t =78.3C换热面积(取 K=420 kJ/ m2 h C)878190.6420 78.3267 m2冷却水（入口 32C，出口 45C）用量878190.64.245 32100016.08 t/h冷凝段:76.5 65t170.8 C176.52.3lg65冷却段:t 評 26.2 C23咕K1=150kcal/m2 h C, 即卩 630kJ/ m2 h C； K2=100 即 420 kJ/ m2 h C选用换热面积为1 30m2冷却器一台4.3.9洗油冷

25、凝冷却器已知条件:物料量物料温度入口出口物料比热 物料放出热量1515.3kg/h185C70 C2.1kJ/kgC1515.3X 2.1 X (185-70)=365944.95kg/h对数平均温度差t=783C换热面积(取 K=420 kJ/ m2 h C)365944.95420 78.3h.%冷却水（入口 32C，出口 45C）用量365944.954.245 3210006.71t/h选用换热面积为1 15m2浸没式冷却器一台第5章 主要设备的计算及选型5.1塔板数的计算将全塔分为三段，每段取三个组分 HK , MK, LK为计算方便，同时考虑到萘在焦油中的特殊地位，馏分塔的三段分配

26、组成及 平均相对分子质量分别如下表：表5-1馏分塔三段分配组成LKMKHK段分布组分相对分子质量组分相对分子质量组分相对分子质量上段洗油馏分135厄油馏170蒽油192厄油馏分侧线以中段分上部分洗油+厄146蒽油192甲基本的201两侧线之间油馏分同分异构体下段洗+蒽+厄177蒽油192沥青212蒽油馏分侧线至油馏分加料板之间表5-2质量流量流入 / (kg/h)组分流出质量流量/ (kg/h)萘含量占无水焦油百分数洗油馏分1454.55.5% X 5%厄油馏分872.73% X 11%25018.2蒽油馏分640022% X 20%沥青馏分16290.95.5% X 5%表5-3摩尔流量组分

27、相对分子质量kmol/L摩尔分数/%洗油馏分1351454.5/135=10.828.58厄油馏分170872.7/170=5.134.07蒽油馏分1926400/192=33.3326.43沥青馏分21216290.9/212=76.8460.92总计126.12100洗油馏分+厄油10.82-170 一5.13-146.2M 135 -10.82 5.1310.82 5.13轻油+酚油+萘油馏分13510.8210.82 5.13 33.331705.1310.82 5.13 33.3319233.3310.82 5.13 33.33177.15.1.1下段的计算表5-4下段物料衡算流入流

28、出质量流率,(kg/h)25018.2塔顶8727.3塔底16290.9摩尔流率（kmol/h)126.12塔顶49.28塔底76.84沥青中，萘的含量取为沥青质量10%,萘为轻组分（LK ），记为组分A。根据沥 青的主要成分，取苊为重组分（HK），记为组分B,含量为洗油量的10%。进料 中萘的含量取为进料的23%，苊的含量取为无水焦油的3%。则质量守恒：萘：25018.2X 23%=10%X 16290.9+ xDL X 8727.3解得 Xd,l=47.2%苊：3%X 29090.9=16290.9X 10%+X 8727.3D,H解得 Xd,h =8.66%表5-5关键组分萘（LK）A

29、M=128苊(HK)BM=154进料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%4119.2832.1823%27.89%806.45.243%6.88%出塔顶3463.6827.0655.23%54.40%120.960.783.25%2.64%料塔底655.365.1210%11.34%685.444.4610%9.43%进料板温度220 C,塔顶温度199C，塔底温度230 r根据饱和蒸汽压计算萘：lgP=7.12681828.04212.53 t苊：lgP=8.0332834.99T(K)sPAsPb完全理想体系ABAB9AB1AB2AB3计算结果如下1.97由于假

30、设误差太大则理论板数取为3块，塔板效率取0.3,则实际板数为Np140.313.3进料板位置的确定表5-6相对挥发度s 萘Pas 苊PbABAB塔顶483.89106.334.55进料板795.06191.654.154.22塔底990.64249.373.971.11x x 10 解得 x=5.2 取为 6故进料板为从下向上数第6块板5.1.2中段的计算相当于在塔底进料，只有精馏段表5-7中段物料衡算流入流出质量流率（kg/h）8727.3塔顶2327.3塔底6400摩尔流率（kmol/h）49.27塔顶15.94塔底33.33选取甲酚为LK记为C,萘为HK记为D。进料中：甲酚的含量为无水焦

31、油的 0.6%,萘的含量为进料的25% 出料中：塔顶甲酚的含量占出料的 20%，塔底萘的含量占出料的7% 质量守恒：解得 Xw，l=4.54%萘：25% 8727.37% 6400 xD,H 2327.3解得 Xd,h =2.37%表5-8关键组分甲酚(LK) C M=108萘 (HK)M=128进料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%645.125.974.33%5.11%1954.5115.2752.5%51.73%出塔顶505.214.6720%21.83%7.010.0541.11%1.01%料塔底139.911.31.13%1.34%1947.515.22

32、63%62.98%塔顶温度165 C，塔底温度200 C，假设进料板190 C所以n20.58间位甲酚：1603.811 lgP=7.15904t 172.646萘：1828.04lgP=7.1268 -212.53 t计算结果如下:表5-9相对挥发度s 甲酚Pcs萘PdCDCD塔顶256.5192.61.33进料板545.1374.61.421.40塔底716.54961.44取理论板数9,实际板数为8/0.3=26,取为26 （包括下一段的第一块塔板）圆整为21块，塔板效率取为0.3,则实际塔板数为2! 700.3假设的进料处N精馏段Xd,l（Xd，h）Xf，h8.15CD2由于中段无提留

33、段，所以实际中段的塔板为26块即 NP2 265.1.3上段的计算表5-10上段物料流入流出质量流率（kg/h）2327.3塔顶1454.5塔底872.8摩尔流率（kmol/h）15.94塔顶10.77塔底5.17选取苯为LK,记为E,甲酚为HK，记为F进料中：苯的含量占无水焦油的 0.15%;甲酚的含量为进料的20% 出料中：塔顶甲酚的含量V 5%,取为2%;塔底苯的含量占出料的2% 质量守恒：苯:0.15% 29090.92% 1454.5 xD丄 872.8解得 Xd,l=41.7%甲酚：20%X 2327.3=2%X 1454.5+Xw,H X 872.8解得 Xw,h =23.15%

34、表5-11关键组分苯（LK）E M=98甲酚（HK ） F M=108进料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%43.630.456.38%7.66%1163.610.7720%21.76%出塔31.980.3231.36%33.71%17.90.172%2.01%料顶塔11.650.132%2.46%1145.710.623.15%25.71%底塔顶温度105 C，塔底温度165 C，假设进料板140 C 苯的饱和蒸汽压数据可以直接查取塔顶进料板s苯Pe207.1474.3塔底782s甲酚pF23.8107.0256.5EF8.74.433.05EF5.0间位甲酚：

35、1603.811 lgP=7.15904t 172.646计算结果如下:表5-12相对挥发度Ig(33.71)2.46 严) 25713.21lg5.O理论板数取为4,塔板效率设为O.3,则实际塔板数为4/0.3=13.3,取为14 进料位置的确定：Xd丄N进料板lgXf丄/（糾Xf,h2.12lg . EF1 EF 2实际板数为2.12/0.3=6.87,取为 7, 即卩 n P3 75.1.4总塔板数的计算所以馏分塔的总塔板数N p N P1 N P2Np3 14 26 7 47 块5.2塔的工艺参数5.2.1塔径D=2.2m则塔板面积At=0.785X D2=0.785X 2.22=3.

36、8m2空塔气速w VSAt O.51m/s5.2.2塔高根据经验顶部空间一般取1.21.5m,故取hi=1.5m,底部空间h2=1.5m。 有效塔咼人孔所在板间距增至800mm,塔板间取5个人孔，裙座取3.3m, 所以有效塔高Ho=O.45X 46+(0.8-0.45)X 5=22.45m塔高：H=22.45+1.5+1.5+3.3=28.75m故塔高取29m。5.2.3圆泡罩塔盘的设计泡罩尺寸的选择泡罩尺寸选取100mm需要泡罩个数m1.69m F4L VV选择圆形泡罩，齿缝为矩形型，根据下式得出泡罩个数:Vm = Vm式中Vm 满负荷所取Vm=2.13Vs m每层塔板上泡罩的个数;F4每个

37、泡罩的齿缝总面积; h齿缝的高度。根据经验得出一下数据：F4=5 32 320.00512 m2h=0.032m所以：1.69FJ, h( v l)91个需要的鼓泡面积 鼓泡中的中心距满足:根据本课题取t=(1.251.5)D ；t=1.4D=140mmt-D=2575mmt-D=40mm符合条件按正三角形排列，每个泡罩所占的正六角行鼓泡面积ab(mm2)为:ab=0.866t2=0.866140 216973.6 mm2整个塔盘鼓泡面积Aa(m2)为：6 2Aa=mab 10 =1.477m5.2.4板面布置选定流行由液相负荷Ls=0.00569 m3/s=20.5m3/h估采用单流型。取堰

38、长Lw为塔径的0.66倍，即堰长为：Lw=0.66X 2.2=1.45mWd塔截面积为：AT=3.8m2单型塔板系列选定降液管面积 Af与塔截面积At之比以及弓形降液管宽度 与塔径D之比分别为：AfWd-0.0721-0.124AtD故可以知：Af=0.0721X 3.8=0.274m2Wd=0.124X 2.2=0.273m降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出。AfHLS0.274 0.450.0056921.67s故所夹带气体可以释出。降液管尺寸可用。泡罩排列泡罩按正三角形排列，在鼓泡区工排列 91个:鼓泡区面积占的百分比为：1.63.8

39、100%63%降液管面积占的百分比为:2 0.0721 100%14.4 %（规定在50%80%之间）（规定在10%20%之间）边缘面积占的百分比为:1-63%-14.4%=22.6%故满足塔盘分配要求。 齿缝开度hs根据经验可知：当最低气体负荷时，最小齿缝开度（规定在20%50%之间）h0 12 mm2当正常气体负荷时，hs -h3当最大气体负荷时，hs=h=0.032 本设计是在正常负荷下操作即2hsh 0.02133mm3堰上液溢流高度how 采用平流堰，可用下式计算：2How=2.841000E3式中E液体收缩系数；一般取1 Lw堰长，m。当9.361.22.55.9h所以:How=2

40、.84100020.5 飞1790.02堰高hw及降液管底距下层塔板的距离h0 根据常压操作压力，初步选定动液圭寸：hds=40mm=0.04m静液封：hss=hds-how=0.04-0.02=0.02m 堰高hw可按下式计算：hw=hT+hss+hr+h式中hT泡罩下缝至塔板的间距，m hr 泡罩帽缘圈高度，m h齿缝的高度，mhss静液圭寸，m对于直径是100mm的泡罩，查得经验数据，hT=15mm, hr=3mm。则hw=15+20+3+32=70mm 故选定堰高hw=70mm降液管底部液封为20mm，则降液管底与下层塔板的距离应为:h0=0.07-0.02=0.05m液面梯度液面流过

41、板面梯度与液流量（以Lsd表示）堰高hw及泡罩底缘塔板的距离hT有关，也可按Ls D查得L% = 20%2 932 由于此值较小，可忽略不计。动液封hdshds=how+hss+ 2 0.01+0.03=0.04mm5.2.5塔板压降蒸汽通过塔板时可按下式计算压降：hp=hL+hc+hs式中hp塔板压降，m液柱；hs齿缝局部阻力，m液柱；hc泡罩局部阻力（包括升气管回转通道及环形间隙），m液柱; hL有效液层阻力，m液柱。泡罩局部阻力hchc= Kc 丄LVsmF4= 0.252.611.92812 91 0.00380.025 m式中Kc 阻力系数，直径为100mm的泡罩取0.25F4 每个

42、泡罩的升气管截面积，（升气管直径取70mm ,A= D0.0038mm2）4有效液层阻力hLhL= hds式中冲气系数；hds动液圭寸，m液柱。冲气系数为气相动能因数Fb=Vb'：j v式中Wb 按液流面积Ab计算的气速，m/s由 Ab=A2Af, Wb=-可得:AbFbVs -V2.54 2 0.183 2& 皿查得 0.6所以有效液层阻力hL=0.6 0.040.024 m液柱所以塔板压降为：hp=hL+hc+hs=0.02133+0.024+0.025=0.07033m 液柱全塔压降为：P 47 0.07033 3.30551m 液柱5.2.6液冷情况按下式求出降液管内的

43、液面高度：Hd=hw+hd+hp+ how式中hd：液相流出降液管的阻力，m液柱hdLs0.153Lwh00.1530.005691.45 0.050.00094 m因液面梯度 很小。可以不考虑，则降液管内液面高度：Hd =0.07+0.02+0.00094+0.07033=0.16127m为了防止液泛现象，需满足以下条件：HT+hw式中泡沫层的相对比重，对于一般物系取 0.5; Ht塔板板间距，m则有Ht 2 Hd- hw即0.452 0.16127 0.07 =0.25254所以不会发生液泛现象。5.2.7鼓泡层高度hf用下式可以求得：2hf=0.0432Fb 1.89hw 0.0406h

44、f=0.0432X 1.496+1.89X 0.07-0.0406=0.156m 鼓泡层顶部到上层塔板的距离S为：S=HT-hf=0.45-0.156=0.294m5.2.8排空时间T采用排液孔直径do=10mm排液孔面积A, 般可按每平方米塔截面积有 13平方厘米的开孔面积计Aa=2.54 2.56.35 crnm2需要的排液孔数：b=6.35 2.5420.5取21个全塔积液总排空时间可按下式计算:1.547.0.076.352.94h5.2.9塔板负荷性能图 雾沫夹带线依公式：泛点率=Vs ( p v/( pLp v) 1/2+1.36LsZL /KCFAd 按泛点率为80%计算如下：V

45、s 5.4/ (637.5-5.4) 0.5+1.36LS 2.2心.0 0.X58 X1.34)=0.80整理得：Vs= 15.4-32.26Ls 液泛线由 aVs2= b-cLs2-dLs2/3式中a= 1.91 X 105p v/ p cN2=1.91X 105X 5.4/637.5 X 25322=0.00025b= 巾 HT+(0.5-1-0.35) X0.031=0.65 X.70+ (0.5-1-0.35) >0.031= 0.44c= 0.153/Lw2ho=0.153/2.722 0.0X2=3.25d=(H & o) X EX 0.667/Lw2/3=(1+0

46、.35) 1X).667/2.722/3=0.122把a.b.c.d代入式中得0.00025Vs2=0.44-3.25Ls2-0.122Ls2/3 液相负荷上限线：液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35,以？ = 5s作为液体在降管中停留时间的下限(Ls) max= AfHT/5 = 0.99 X7/5=0.139m2/s求出上限液体流量Ls值(常数)。在VsLs图上液相负荷上限为与气体流量 Vs 无关的竖直线 漏液线：以Fo=卩0 p v0=5作为规定气体最小负荷的标准，则得：(Vs) min = n do2Ny 0/4= n /4do2NX 5/Pv0.5=3.14/4 (0.0

47、39)2 2X80 X5/5.40.5=5.87m3/s据此做出与液体流量无关的水平漏液线(4) 液相负荷下限线取堰上液层高度how= 0.006m作为液相负荷下限条件，依how的计算式算出Ls 的下限值，即 how= 2.84/1000E3600(Ls)mi n/lw2/3=0.006取E= 1得Lsmin 0.006 1000 2.84 11 lw36000.0023m3/s据此可作出与气相流量无关的竖直线Ls图5-1塔板负荷性能图1为雾沫夹带线，2为液泛线，3为漏液线4为液相负荷下限线5为液相负荷上限线由塔板负荷性能图可以看出： 任务规定的气、液负荷下的操作点播 P （设计点），处在适宜操作区内 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下