华东理工大学a-team三井制图附录2

1、第三篇30 万吨碳四综合利用项目附录2012-7-9华东理工大学反应器化工设计小组组长：许谢君组员：任骋、潘婵婵、陈雅华、张正德目录1 物料衡算和能量衡算说明书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 异丁烯水合制叔丁醇工段物料衡算51.1.4 脱烷烃工段物料衡算51.1.5 正丁烯制仲丁醇工段61.1.6 仲丁醇脱氢制甲乙酮工段错误!未定义书签。1.2 能量衡算71.2.1 丁二烯抽提工段71.2.2 异丁烯反应精馏工段81.2.3 丁烯提浓工段81.2.4 正丁烯水合工段81.2.5 仲丁醇脱氢工段91.2.6 单耗一览表92 设备选

2、型112.1 换热器选型示例112.2 泵选型示例152.3 塔设计计算及选型172.3.1 T102 的设计172.3.2 T501 的设计232.4 储罐的计算选型762.4.1 筒体壁厚计算762.4.2 水压试验校核772.4.3 储罐附件选择773 一览表793.1 泵、鼓风机、压缩机一览表793.1.1 泵一览表793.1.2 鼓风机一览表853.1.3 压缩机一览表863.2 管道一览表863.3 换热器一览表913.4 塔设备一览表923.5 物流大表933.6 储罐一览表1023.7 仪表控制设备一览表1031 物料衡算和能量衡算说明书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-物料衡算表物料号PG10102103106/2011110111113物料名称进料出料丙烯气混合丁醛循环气温度()252510525（MPa)1.013251.0132516.51.01325气相百分比%1101摩尔流量(Kmol/hr)744.0471606.27572.8343451606.27质量流量(Kg/hr)31309.97424115.156441305.320314119.810体积流量(m3/hr)17959.105139307.295856.2958热负荷(MMkcal/hr)3.4

4、864209-21.203509-31.239-21.203509进料出料组分质量流量 kg/h质量流量 kg/h纯度wt%丙烯原料气31309.974循环气丙烯、CO、H214119.810/一氧化碳、氢气24115.156异丁醛3924.00394.5纯氢气28241.588水3832.1011辛醇精馏塔轻组分763.613/辛醇27411.99299.9正丁醇6017.09499.9氢气27598.081总计83667总计836671.1.3正丁醛制 EPA 工段物料衡算表 1-1-3 异丁烯水合制叔丁醇工段物料衡算表1.1.4 生产辛醇工段物料衡算表 1-1-4 去除烷烃工段物料衡算表

5、物料号物料号物料名称进料出料正丁醛EPA温度()120120（MPa)4.94.9气相百分比%11摩尔流量(Kmol/hr)432.0106432.0106质量流量(Kg/hr)31150.9531150.95体积流量(m3/hr)2591.52542.409热负荷 (MMkcal/hr)-20.3446-21.2269质量分率正丁醛0.9990.0140异丁醛0.0010.001氢气00水00.123EPA00.862辛醇00正丁醇00异丁醇00质量分率丙烯1000.507一氧化碳00.93300.457氢气00.06700.033正丁醛000.9090异丁醛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号物料名称进料出料正丁醛H2正丁醇氢气温度()1801802525（MPa)4.64.64.6614.661气相百分比%1101摩尔流量(Kmol/hr)86.4042254.40881.20049542175.04179质量流量(Kg/hr)6230.344544.6166017.0944757.86208体积流量(m3/hr)664.12618501.8337.407411600.099热负荷-3.9022.432-6.342-0.323物料名称进料出料EPA氢气粗辛醇氢气水温度()1501501501501

7、50（MPa)5.85.85.85.85.8气相百分比%11010摩尔流量(Kmol/hr)432.010611755.15219.29648611330.1472212.714094质量流量(Kg/hr)31150.9523696.97228175.602922840.21723832.10397体积流量(m3/hr)2323.64371496.34744.260359868911.42554.44141576热负荷（MMkcal/hr)-20.82410.222-18.7383299.85246811-14.022608质量分率%正丁醛0.01400.01500异丁醛0.00100.001

8、00氢气01010水0.1230001EPA0.86200.00200辛醇000.98200正丁醇00000异丁醇000001.2 能量衡算1.2.1 制丁醛表 1-2-8 制丁醛反应器 R401 能量衡算1.2.2 稳定塔脱丙烷 CO 氢气表 1-2-3 稳定塔能量衡算表 1-2-2 物流换热器衡算进口温出口温热负荷（MMkcal/hr）B8295.6105-5.2877359T201进料 1 焓（MMkcal/hr） -35.435089塔顶出料（MMkcal/hr） -4.8445348塔釜出料（MMkcal/hr） -31.239065进料出料温度（）105105（bar）16.516

9、.5焓（MMkcal/hr）-15.894-35.435热负荷（MMkcal/hr）-19.541(MMkcal/hr)质量分率%正丁醛0.99900.010.014异丁醛0.001000氢气0100.919水0000EPA0000辛醇0000正丁醇000.990.066异丁醇00001.2.2正异丁醛精馏工段表 1-2-3精馏塔能量衡算表 1-2-4物流换热器衡算1.2.3制 EPA 工段表 1-2-8 制 EPA R401 能量衡算表 1-2-6 物流换热器衡算1.2.4精馏辛醇工段表 1-2-7 精馏塔能量衡算T401进口温出口温热负荷（MMkcal/hr）B874.61203.6878

10、2661B2112025-5.8806387进料出料温度（）120120（bar）4.94.9焓（MMkcal/hr）-20.345-21.227热负荷（MMkcal/hr）-0.882进口温出口温热负荷（MMkcal/hr）B1104.673.7-0.744494T201进料 1 焓（MMkcal/hr）-32塔顶出料焓（MMkcal/hr）-3.155塔釜出料焓（MMkcal/hr）-28.845冷凝器负荷（MMkcal/hr）-10.980732再沸器负荷（MMkcal/hr）10.980732表 1-2-9 物流换热器衡算1.2.5正丁醛加氢工段表 1-2-11 加氢反应器 R501

11、反应器能量衡算表 1-2-12 物流换热器衡算1.2.6单耗一览表进口温出口温热负荷（MMkcal/hr）B1974.61800.90476642B18248.7180-1.0834682B3118025-3.7873198进料 1进料 2出料温度（）180180180（bar）4.64.64.6焓（MMkcal/hr）-3.9022.432-2.878热负荷（MMkcal/hr）-1.4086509进口温出口温热负荷（MMkcal/hr）B33251506.28262018B12292150-11.687821B4149.820-1.9903465进料 1 焓（MMkcal/hr） -20.

12、733塔顶出料焓-0.569（MMkcal/hr）塔釜出料焓-18.894（MMkcal/hr）冷凝器负荷-0.6145093（MMkcal/hr）再沸器负荷1.88382361（MMkcal/hr）原料质量/万吨规格质量/万吨单耗相对于丙烯单耗丙烯25辛醇>99.9%223.451.25气29正丁醇>99%515.25纯氢气222 设备选型2.1 换热器选型示例根据换热优化网络，进行适合的换热器选型，尽量满足节能低耗。本设计说明书以典型的 E402 管式换热器为例，进行详细的选型说明。Ø物性参数表 2-1-1 E402 换热的两股物料温度Ø方式选择：选逆流。逆

13、流操作的平均推动力大于并流，因而传递同样的热流量，所需的传热面积较小。而且选择逆流，冷却介质温升可选择的范围较大。在一般情况下，逆流操作总优于并流。Ø 初估 K 值：K=350，对于管壳式换热器的 K 值，热流体为有机物气体，冷流体为有机物液体的情况下，传热系数 K 的范围在 340910，故初估的 K 值选择 350。Ø 相关计算：(T1 - t2 ) - (T2 - t1 )(255 - 120) - (245.9 - 103.7)Dt= 138.6°Cm逆T - t255 - 120 12lnlnT2 - t1245.9 - 103.7项目热物流冷物流编号P

14、G503_To_PGL502PL307_To_PL402物流属性反应器出口物流丁烯混合物初温255103.7末温245.9120定性温度250.45111.85体积流量 cum/h273.319.54密度 Density kg/cum39461粘度 MUMX cp0.0160.104定压热容 CPMX J/kg-K2527.13079.8热导率 KMX Watt/m-K0.0800.082换热器热负荷 W107470.5T1 - T2255 - 245.9- t1120 - 103.7t2R =0.558 ， P0.108t2 - t1120 - 103.7- t1255 - 103.7T1由

15、 R,P 查表可确定y = 0.99Q107470.5 A= 2.24m2估KyDt350 ´ 0.99 ´138.6号m逆Ø初选换热器Ø换热器管程的计算根据热量衡算式：qv A19.54u = 0.936m / s3600 ´ 0.0058durm0.015 ´ 0.936 ´ 461Re =622230.104 ´ 10-3Ø管两端压降：r2461 ´ 0.9362l'u2DR= (l+ 3)f i 2= (0.082 ´+ 3) ´ 1.5 ´ 1 &

16、#180;= 1.95 ´ 104 PaNtp压降d0.0152符合压降小于 0.1MPa。Ø 管程换热系数：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 换热器壳程的计算对于三角形排列，当量直径：3pp4( 3 ´ 0.0252 -´ 0.0192 )44(l -d )220242de = 0.0173pdp ´ 0.0190折流板挡板间距一般取壳体内径的 0.21.0 倍，这里取 B=0.

17、5BEL2192.52.82/191 换热器外壳直径 D/mm219管子mmf19mm ´ 2mm公称压强 p/Mpa2.5管长 l/m2公称面积 m22.8管数 NT33管程数 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压降S0TCBB èsDëû对于三角形排列，对压降的校正系数 F=0.5= 5.0 Re -0.228= 5 ´ 22400 -0.228 = 0.509壳程流体摩擦系数 f 0= 1.1´ (65)0.5 = 8.87横过管束中心线的管子数0.5T )对于液体， f s = 1.15Q (N+ 1) = l' ， (N + 1) = 4.5 = 22.5, N= 21.5BBBB0.2代入数据，解得DP压降S = 32889Pa壳程给热系数计算：ØRe>

19、20001 Nu = 0.36 Re0.55 Pr3 (mmw)0.14对于被冷却液体， ( m )0.14 = 0.95mwcp ml普朗克数Pr = 0.5054 ，代入数据，解得Nu = 204.4Nul204.4 ´ 0.08a =×m -1 × k -1654.8Wl0.025Ø换热器的验证与说明垢层热阻选择：气态有机物热阻， R 管 = 0.086m × K × kW2-1有机物垢层热阻即为液态有机物， R= 0.176m2 × K × kW -1壳设管壁l = 50W × m-1 ×

20、; K -1则传热系数：11K =dl1110.0021+ R+ R+ (0.086 + 0.176) ´ 10-3 +a12a144850654.812= 396.7W ×m - 2×K -1QK 计yDt逆107470.5A = 1.95m 2396.7 ´ 1 ´ 138.6æöA实A实2.8= 1.43 ，满足ç1.4è1.5÷ ，故换热器选择适当。ø=<<AA1.955计计Ø 符号规定为：d 壁厚g 热导率l管心距d 内管内径d0管径B挡板距离D壳体直径

21、(d 0 - d内) d对数直径值， d =dmmmdln0d内Ø 换热器选型结果为E402 管壳式换热器 ：BEL2192.52.82/191流程管程壳程物料工艺冷物流工艺热物流参数进口出口进口出口温度/103.7120255245.9热负荷(w)107470.5t/138.6计算换热系数 Kw.m-2.-1396所需传热面积 m21.96实际换热面积/m22.8裕度42.8%全部换热器的选型结果见换热器选型一览表。2.2泵选型示例在本工艺中，不存在腐蚀性介质，且泵需求量较大，个别流量很大，介质粘度较低，综合考虑工艺及经济因素，选用离心泵作为主要用泵。具体计算（以 P204 为例）

22、输送介质：水起始：T203 塔顶,P=1atm,Z=8m 送往：V201，P=1atm，Z=8m流量 qv：45m³/h物性：密度_( )/()/D_Dd 输水管外径 D=102mm，内径 d=98mm4 ´ 454qV管内流速u = 1.66m / sp ×d2p ´ 0.0982 ´ 3600雷诺数 Re = rud = 1000´1.66´ 0.098 = 1.6´106m1´10-3此管内为湍流状态。无缝的绝对粗糙度为e=0.1，相对粗糙度为e/d=0.001= 1.74-2lg（2e ）= 1.

23、74-2lg（2´ 0.001）解得l = 0.01961ld该段存在的管件有：管件进而阀件名称个数局部阻力系数换热器内径/mm219公称/MPa1管长/mm2000管数200管径/mm19×2管程1管子排列形式正三角形排布管心距 mm25折流板数/间距（mm）5/600局部总阻力系数为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根据图 2-2-1图 2-2-1 单级离心泵系列型谱选择 IS100-80-125，其各参数如下表设备号P204电机功率(KW)1.5型号IS100-80-125电机型号Y90L-4类型单级离心泵效率(%)75介质水汽蚀余量2.5(NPSH)r(m)是否内防腐否泵吸径 mm100流量 Q(m³/h)50泵吐出口径 mm8090°标准弯头40.75止逆底阀13.7闸阀（全开）10.17其余泵、鼓风机、压缩机选型见泵、鼓风机、压缩机一览表。2.3 塔设计计算及选型2.3.1 T102 的设计Ø 上段复合塔的设计根据实际工厂经验，复合塔板选用在穿流筛板下加一层高

25、为 150mm 的薄层规整填料 250Y 所组成。(1) 塔的工艺条件和气液负荷计算液相平均密度气相平均密度液体平均粘度平均表面张力QUOTE由：平均体积流率 =/ 平均密度平均质量流率QUOTE=1.6167QUOTE(2) 塔的主要计算 kg/m³V kg/m³Vm kg/hLm kg/hmN/mVs (m³/s)Ls (m³/s)平均764.334.28710065116703628.1247.640.42ASPEN 模拟结果VVmLmVsLs kg/m³kg/m³kg/hkg/hmN/m(m³/s)(m³/

26、s)进料板（2）763.575.09720548115339327.4739.320.42侧线出料板（91） 765.083.47699583118067928.7855.970.43扬程 H(m)5泵重 kg58转速 n(r/min)1450备注轴功率 KW0.91单价（元）3800两相参数 QUOTE_/1）填料塔部分由下图得最大气相负荷因子，即 CGmax=0.12图 2-2-2 FLV CGmax求得出该填料的负荷因子设计值。CG =0.8CGmax=0.096设计气速 un"= CG/=1.479D= 圆整为 D=6000mm气相动能因子）由规整填料性能表取填料材料为：25

27、0Y 孔板波纹填料则，每米填料理论板数 2.5即 HETP=1/2.5=0.4查 250Y 型填料的降随气体负荷的变化曲线得 Pa=3mbar2）对于筛板塔部分由 coIbum 关联，Ea=Emv1+Emvv/(L，V)式中：Ea-考虑了雾沫夹带影响的湿板效率； Emv-未考虑雾沫夹带的干板效率；Pv-雾沫带液量，kg；L/V-液/气质量比复合板雾沫夹带量几乎为 0，可以不考虑雾沫夹带量影响对比曲线因此，由 D=6600mm ,取 HT=450+150=600mmWd=0.145D=0.145×6.6=0.975m由于复合板基本上消除了塔板间的雾沫夹带,减少了板间返混，从而提高了塔板

28、流体力学性能,缩短了板间距，不需设降液管。故鼓泡面积可增大 15 %左右,气体通量提高,板压降降低,一般比普通塔板低30 %。_D开孔率，由图液末收缩系数图可得得到 E=1.05，可求得堰上液高，HT=550mm 符合要求则筛板部分，等板高度 550mm (3)塔高计算由复合塔全塔效率曲线，由，得精馏塔上段由填料和筛板两部分的等板高度HETP 总=（150+450） / (2.5*0.15+1)=436mm0.43m可以估算 上段塔高 H 上=0.43D_Dd N 筛板=103/2=51由于上段部分介质容易堵塞，需要经常故取每 6 块板一个人孔，S=103/2/6=8.5 人孔处间距取 0.6

29、m。则，实际上段塔高 H=44.29+9*(0.6-0.45)=45.64下图为复合塔复合性能图Ø下端塔高计算两相参数查板间距参考表取板间距径查泛点关联图得 (可得出液泛气速塔径 D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.04.06.0板间距 HT/mm200300250350300450350600400600600800VVmLmVsLs kg/m³kg/m³kg/hkg/hmN/m(m³/s)(m³/s)塔釜（149）897.241.6118699771909843.1332.300.22侧线出料板（92）909.1

30、11.8517986266398946.5926.940.20平均903.171.7318343069154444.8629.620.21取泛点百分率为 80%，则设计气速所需气体流通面积按照表 4-9 取堰长 Lw=0.7D，由图查得溢流管面积和塔板总面积之比为_根据塔设备系列化规格，且考虑到施工的费用，上下塔径最好相同。将 D圆整到 D=6m，作为初选塔径则横截面积28.27_25.79实际泛点百分率为由液泛夹带关联图.ev<0.1,雾沫夹带板压降校核，校核，溢流液泛校核 以及停留时间校核均合格塔高度因无需经常，每隔 10 块板设置一个人孔人孔处的塔板间距取 0.7m0.6m故下段，

31、板间距 统一都为 0.7要 比大，取 1m进料段高度故下段塔高度塔总高度塔顶空间高度,取 1.2m要 比大，取 1m进料段高度塔底空间高度 ，设有 10 分钟的贮量，塔釜流量塔板横截面积故塔总高度2.3.2 T501 的设计表 2-3-2 物料衡算进料循环进料循环塔顶出料塔釜出料温度()119.125.0052.1778.93表 2-3-3 物性参数表 2-3-4Aspen 模拟数据：理论板数 60，回流比 R=10，以下为 aspen 模拟数据（逐板气液流量）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塔顶塔釜饱和蒸汽压/kpa摩尔分率粘度 /cp摩尔分率粘度 /cpH2O2.33880.340.560.

33、0000甲乙酮9.49000.660.310.99970.25叔丁醇4.08000.00181.430.0003平均值饱和蒸汽压7.06919.4886粘度0.39330.2543（MPa)2.81.001.001.00气相百分比%10.000.000.00摩尔流量(Kmol/hr)14621.6626.00141.62质量流量(Kg/hr)10296.481749.141834.7910211.81体积流量(m3/hr)1605.322.512.6713.79热负荷(Gcal/hr)-7.99-1.15-1.42-8.96质量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筛板塔工艺计算实际板数及加料板位置确定查得 时UNIQUAC 下活度系数查物性手册得：H2O甲乙酮叔丁醇饱和蒸汽压/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相对挥发度相似计算为由加料组成计算液体平均粘度数据汇总如下表：塔顶塔釜饱和蒸汽压/kpa（20oC)摩尔分率 粘度 /cp摩尔分率 粘度 /cpH2O2.33880.33720.55960.0000甲乙酮9.49000.66100.30560.99970.2543叔丁醇4.08000.00181.43000.0003平均值饱和蒸汽压7.06919.4886粘度0.39330.2543H2O甲乙酮叔丁醇塔顶温度 5

40、2.17oC 下，粘度/cp0.55960.30561.4300塔釜温度 78.92oC 下，粘度/cp0.2543查 Oconnell 关联图,，得取实际板数为 90 块,实际加料板位置，提馏段理论板数，取加料板为第 11 块,故精馏段Ø塔工艺条件及物性数据计算已知相关数据：精馏段平均操作压强：提馏段平均操作压强：精馏段平均温度提馏段平均温度精馏段液相平均密度气相平均密度塔顶进料板塔釜/Kpa100.00100.00100.00温度/oC52.1771.1678.93液相质量流率 kg/h22056.4419540.0710211.18气相质量流率 kg/h20177.609218

41、.129409.53液相平均密度751.07740.33740.74气相平均密度2.50792.56452.5312表面张力/cp29.867918.493517.9705提馏段液相平均密度气相平均密度精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：lØ精馏塔主要计算精馏塔气液负荷计算由上节计算结果得：由平均体积流率 =/ 平均密度平均质量流率精馏段，_D_Dd 提馏段，Ø塔径的初选（1）精馏段精馏段平均值提馏段平均值液相质量流率 kg/h20798.2514875.62气相质量流率 kg/h14697.869313.82液相平均密度745.70740.53气相平均密度2.5362

42、2.5479两相参数 D_Dd _( )/，可得出液泛气速查图取泛点百分率为 80%，则设计气速 所需气体流通面积按照表取堰长 Lw=0.7D，由图查得溢流管面积和塔板总面积之比为_D_()/根据塔设备系列化规格，将 D圆整到 D=1.4m，作为初选塔径则横截面积 ，_D_1.4039，实际泛点百分率为（2）提馏段两相参数 0.0937 查表取塔径查图0.06 ，可得出液泛气速取泛点百分率为 80%，则设计气速 0.8019所需气体流通面积 1.2664按照表 4-9 取堰长 Lw=0.7D，由图查得溢流管面积和塔板总面积之比为_D_D，1.3296根据塔设备系列化规格，将 D圆整到 D=1.

43、4m，作为初选塔径则横截面积 1.53940.13551.40390.7234实际泛点百分率为 0.7216Ø 塔板结构的确定选择平顶溢流堰，并参考表 4-11，取堰高采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取取又从图 4-21 求出，Wd=0.145D=0.145×1.4=0.203m，故_D_（1）精馏段取 d0=6mm，t/d0=3， D_Dd 每平方米开孔数筛孔数 n=_/_D_Dd （1）提馏段取 d0=6mm，t/d0 提=3.5每平方米开孔数 2625.85筛孔数 n =_/ _D_l 塔板校核Ø 板压降的校核(1) 精馏段=3mm，/d0=0.5 /(

44、_查图得由图得到 E=1.07，可求得堰上液高，按面积 计算气体速度，相应的气体动能因子由图查得液层填充系数 =0.58，得出液层阻力于是，板压降转化为压强形式，因此符合要求(2)提馏段同样设 =3mm，/d0=0.5 /(_查由图得到 E=1.05，可求得堰上液高，按面积 计算气体速度，相应的气体动能因子由图得液层填充系数 =0.62，得出液层阻力于是，板压降转化为压强形式，同样符合要求Ø雾沫夹带量的校核(1)精馏段由=0.0821，泛点百分率 0.8303,从图 4-22 中，得 =0.04_(2)提馏段由 =0.0937，泛点百分率 0.7216,从图 4-22 中，得 =0.

45、022Ø溢流液泛条件的校核(1)精馏段溢流管中的当量清液高度料液混合物不易起泡，取=0.6，降液管内，因此发生溢流液泛层高度(2)提馏段溢流管中的当量清液高度0.05+(_ _)/_ ()/ 料液混合物不易起泡，取=0.6，降液管内层高度，因此发生溢流液泛Ø液体在降液管内停留时间的校核(1)精馏段液体在降液管中停留时间，因此产生严重的气泡夹带(2)提馏段液体在降液管中停留时间，因此也产生严重的气泡夹带Ø漏液点的校核(1)精馏段设漏液点的孔速,相应的动能因子塔板上当量清液高度查得漏液点的干板压降，由此得出漏液点孔速为，此计算值与假定值相当接近。表明精馏段塔板具有足够

46、的操作弹性。(1)提馏段,相应的动能因子设漏液点的孔速塔板上当量清液高度查得漏液点的干板压降，由此得出漏液点孔速为，此计算值与假定值相当接近。表明提馏段塔板也具有足够的操作弹性。负荷性能图精馏段负荷性能曲线计算ز 液相下限线另假设修正系数 E=1.02，则，查图得，E=1.02.符合假设，故液相下限线为² 液相上限线 取停留时间为 3s， 故液相上限线为² 漏液线把漏液点看成近似直线，有两点大致确定其位置第一点：取设计负荷，第二点：取液体量查图得水柱=0.017 液柱由以上两点即可得到精馏段漏液线。² 过量雾沫夹带线同样将此线近似看成直线，由两点确置第一点：取液气比设计点相同，则相应的雾沫夹带分率查图得泛点百分率=0.88，又因因第二点：取气液质量流率比查图得泛点百分率=0.95，查图得 C20=0.062,则，由以上两点即可得到精馏段过量雾沫夹带线。² 溢流液泛线对已设计的筛板塔，当降液管内当量清液高度时，将发生溢流液泛。在一定液体流量下与气体流量无关，液面落差可忽略不计，这样