分离甲醇、水混合物的板式精馏塔设计-化工原理课程设计

1、课程设计设计题目分离甲醇、水混合物地板式精镭塔设计学生姓名学号专业班级化工工艺10-04指导教师2013年7月25日合肥工业大学课程设计任务书设计题目分离甲醇、水混合物地板式精馆塔设计成绩课程设计主要内容设计任务：设计一座分离甲醇、水混合物地连续操作常压精馆塔生产能力:100000吨精甲醇/年;原料组成:甲醇70wt%,水30wt%；产品组成：甲醇Nwt99.9%；废水组成：水299.5wt%；操作条件：(1)泡点进料，回流比需优化.(2)全塔压降：O.OllMPa；(3)塔釜加热蒸汽压力：间接0.2MPa(表压)，直接O.IMPa(绝压).(4)塔顶全凝器冷却水进口温度20C.(5)常压操作

2、.年工作日300320天，每天工作24小时.设备形式(筛板塔、浮阀塔、泡罩塔等)自选.安装地点：安庆任务来源：中国石油化工股份有限公司安庆分公司设计主要内容：工艺流程地确定，工艺流程采用计算机Aspen软件模拟设计，塔和塔板地工艺尺寸计算，塔板地流体力学验算及负荷性能图，辅助设备地计算与选型，主体设备地机械设计.设计结果：设计说明书一份.主体设备总装图一张(1#图纸)，带控制点工艺流程图(3#图纸)一张.指导教师评语建议：从学生地工作态度、工作量、设计(论文)地创造性、学术性、实用性及书面表达能力等方面给出评价.签名：2013年月日目录TOC o 1-5 h z中文摘要0英文摘要0 HYPER

3、LINK l bookmark4 o Current Document 第一章绪论2 HYPERLINK l bookmark6 o Current Document 1.1精係原理及其在化工生产上地应用2 HYPERLINK l bookmark8 o Current Document 1.2精係塔对塔设备地要求2 HYPERLINK l bookmark10 o Current Document 1.3塔板地类型与选择2 HYPERLINK l bookmark12 o Current Document 1.4塔设备地选择因素3 HYPERLINK l bookmark14 o Curre

4、nt Document 第二章流程地确定和说明4 HYPERLINK l bookmark16 o Current Document 2.1设计思路4 HYPERLINK l bookmark18 o Current Document 2.2设计流程4 HYPERLINK l bookmark20 o Current Document 2.3工艺草图5第三章塔地工艺设计6X艺计算63.1.1料液及塔顶，塔底产品含甲醇摩尔分数63.1.2物系说明73.1.3回流比、塔板数及进料板83.1.4各物理性质地计算193.1.5全塔效率及实际塔板数21 HYPERLINK l bookmark54 o

5、Current Document 3.2塔和塔板主要工艺尺寸计算22塔径22 HYPERLINK l bookmark60 o Current Document 33塔板布置和其余结构尺寸地选取243.3.1溢流装置地确定243.3.2弓形降液管地宽度眶与降液管地面积Af263.3.3降液管底隙高度273.3.4安定区与边缘区地确定273.3.5鼓泡区间阀孔数地确定以及排列28 HYPERLINK l bookmark64 o Current Document 3.4塔板流体力学计算303.4.1气相通过浮阀塔板地压降30淹塔323.4.3雾沫夹带32 HYPERLINK l bookmark

6、66 o Current Document 3.5塔板负荷性能图343.5.1雾沫夹带线343.5.2液泛线363.5.3漏液线373.5.4液相负荷下限373.5.5液相负荷上限38 HYPERLINK l bookmark68 o Current Document 3.6塔板布置与附属设备地计算393.6.1进料管393.6.2回流管393.6.3塔釜出料管393.6.4再沸器蒸汽进口管403.6.5塔釜蒸汽进气管403.6.6简体与封头403.6.7除沫器41368裙座413.6.9吊柱423610法兰42 HYPERLINK l bookmark70 o Current Documen

7、t 3.7塔总体高度地设计423.7.1塔总高（不包括群座）423.7.2有效高度43 HYPERLINK l bookmark72 o Current Document 3.8附属设备地设计433.8.1塔顶全凝器地计算及选型433.8.2塔底再沸器面积地计算及选型473.8.3预热器模拟483.8.4离心泵地选择51 HYPERLINK l bookmark90 o Current Document 3.9机械设备设计543.9.1质量载荷543.9.2风载荷和风弯矩553.9.3塔体地强度及轴向应力计算553.9.4裙座地强度及稳定性地验算563.9.5水压实验时塔地强度和稳定性验算56

8、3.9.6裙座基础环设计573.9.7地脚螺栓强度设计57 HYPERLINK l bookmark92 o Current Document 3.10Aspen全流程模拟583.10.1流程绘制58 HYPERLINK l bookmark94 o Current Document 3.10.2参数设置59 HYPERLINK l bookmark100 o Current Document 3.10.3模拟结果查60第四章总结624.1心得体会62 HYPERLINK l bookmark108 o Current Document 4.2主要符号说明63 HYPERLINK l book

9、mark110 o Current Document 4.3参考文献65甲醇水浮阀塔精f留工艺摘要：本设计是将甲醇-水混合物釆用精係地方法分离进行提纯或回收有用组分.本设计是以浮阀塔为精懈设备分离甲醇一水混合溶液首先确定了总体地设计方案和工艺流程图，之后利用Aspen求出回流比1.29和理论塔板数26块，模拟预热器，泵，确定蒸汽地参量然后对塔和塔板地工艺尺寸进行计算,确定了塔高为39.57m，塔径2.2m.对塔地流体力学进行验证后，符合筛板塔地操作性能经过对塔设备地强度计算，壁厚5mm,满足设计要求.并进行了塔设备图及车间布置图地绘制.关键词：甲醇，精饰、浮阀塔、aspen模拟、核算Abstr

10、act:Thisdesignaimstomethanol-watermixtureusedtocanyonthepuiificationmethoddistillationseparationorrecycledusefillcomponentsThisdesignusesatowerfoithedistillationequipmenttoseparatemetlianol-watermixtureFustmakesuretheoveralldesignandprocessflowdiagram,usingAspenworkoutaftertherefluxratioof1.29andthe

11、oreticaltowerplatenumber26pieces,andthenthetowerandthetoweroftheplatesizecalculationprocess,determmethehightoweifor39.57m,2.2mdiametertowei.Toverifythetoweioffluidmechamcs,accordwithscreenpanelofthetowerofoperationpeifonnanceAfterthetowerequipmentstrengtlicalculation,wallthickness5nun,meetthedesignl

12、equirements.Andthetowerequipmentdiagramandthedrawmgofworkshoplayout.KeywoidsiMethanol,Distillation,DistillationTiay,Aspenmutate.Checkcomputation甲醇水筛板塔精饰工艺设计第一章绪论1.1精f留原理及其在化工生产上地应用生产中，在精饰柱及精懈塔中精懈时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行地.对理想液态混合物精饰时，最后得到地懈液（气相冷却而成）是沸点低地B物质，而残液是沸点高地A物质，精镉是多次简单蒸係地组合.精馅塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低.精饰

13、结果，塔顶冷凝收集地是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底.1.2精f留塔对塔设备地要求设备所用地设备及其相互联系，总称为精懈装置，其核心为精饰塔常用地精饰塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精饰塔对塔设备地要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大地气液相流率，不会产生液泛等不正常流动.二：效率高：气液两相在塔内保持充分地密切接触，具有较高地塔板效率或传质效率.三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求地真空度.四：有一定地操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常地流动，而且不会使效率发生较大地变化.五：结构简

14、单，造价低，安装检修方便.六：能满足某些工艺地特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.1.3塔板地类型与选择1.3.1泡罩塔板泡罩塔板是工业上应用最早地塔板，其主要元件为升气管及泡罩.泡罩安装在升气管地顶部，分圆形与条形两种.国内应用较多地是圆形泡罩.泡罩尺寸分为80mm、100mm150mm三种，可根据塔径地大小來选择，通常塔径小于1000mm,选用80mm地泡罩；塔径大于2000mm,选用150mm地泡罩.泡罩塔板地优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料.其缺点是结构复杂，造价高；板塔液层厚，塔板压降大，生产能力及塔板效率较低.1.3.2浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔板和筛孔塔板地基

15、础上发展起來地，它吸收了两种塔板地优点.其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动地阀片.气流从浮阀周边水平得进入塔板上液层，浮阀可以根据气流流量地大小而上下浮动，自行调节.浮阀地类型很多，国内常用地有F1型V-4型及T型等，其中F1型浮阀应用最为普遍.浮阀塔板地优点是结构简单、操作方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高，其缺点是处理易结焦、高粘度地物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降.1.3.3筛孔塔板筛孔塔板简称

16、筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀地小孔.根据孔径地大小，分为小孔径筛板（孔径为38mm）和大孔径筛板（孔径为1025mm）两类.工业上一小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦地物系）.筛板地优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高.其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理粘度大地、易结焦地物料.尽管筛板传质效率高，但若操作和设计不当，易产生漏液，湿地操作弹性减小，传质效率下降.1.4塔设备地选择因素塔地选择因素很多，主要有物料性质、操作条件、塔设备地制造安装和维修等.精饰地设计包括设计方案地选定、主要工艺计算、绘制负荷性能图等.理论塔板

17、数精馆段23块，提馆段3块.本设计选用了浮阀塔.选择泡点进料地原因：在供热量一定地情况下，热量应尽可能从塔底输入，使产生地气相回流在全塔发挥作用.为使塔地操作稳定，免受季节气温影响，精、提係段釆用相同塔径以便于制造，则常釆用泡点进料.加热方式地选择：采用间接蒸汽加热，设置再沸器.回流比地选择：主要从经济观点出发.第二章流程地确定和说明2.1设计思路首先，甲醇和水地原料混合物进入原料罐，在里面停留一定地时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精懈塔中.因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，乂有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精饰

18、塔中上升，而液相混合物在精懈塔中下降.气相混合物上升到塔顶上方地冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中地液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定地时间然后进入甲醇地储罐，而其中地气态部分重新回到精镉塔中，这个过程就叫做回流.液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新凹到精懈塔.塔里地混合物不断重复前面所说地过程，而进料口不断有新鲜原料地加入.最终，完成甲醇和水地分离.2.2设计流程一整套精馅装置应该包括精馆塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备.热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精镉分离，由冷凝

19、器和冷却器中地冷却介质将余热带走.甲醇一水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馆塔进料板，在进料板上与自塔上部下降地地回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底.在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质地传递过程.操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板.塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽塔釜釆用再沸器加热.塔底产品经冷却后送入贮槽.2.3工艺流程图图231工艺流程图：1cs檢二丰E二込敬335疋a*de齐?5?sr*r第三章塔地工艺设计3.1

20、工艺计算3.1.1料液及塔顶，塔底产品含甲醇摩尔分数F：原料液流量D:塔顶产品流量W:塔底残液流量kinol/5XF:原料组成（摩尔分数，下同）kinol/5XD:塔顶组成kinol/5XW:塔底组成Mm。=18.01Kg/Kmol=32.04Kg/K加o/J料液质量浓度：W糾液=70%=56.740%70%/32.0470%/3204+30%/18.01=99.822%99.9%/32.04x999%/3204+01%/18.01005%/3204005%/3204+9995%/1801=0.0028167%物料衡算：D=10 xl04xl03310 x24=13440.86kg/h0.99

21、9x13440.8632.040.001X13440.861801=4l9.829kmol/hF_P(Xd-Xw)xF-xw=740.159kmol/h419.829(0.9982-0.002817)0.5674-0.002817W=F-D=740.159-419.829=320.330kmol/hL=RD=1.2927x419.829=542.7129kmol/hU=(/?+1)D=(1.2927+1)x419.829=962.5419kinol/hL=L+qF=542.713+1x740.159=1282.872kinol/?V=V+(q-1)F=962.5419kinol/h3丄2物系说

22、明本设计地任务为分离甲醇水二元混合物，采用连续精镭流程查得甲醇水气液平衡数据如下表表3.1甲醇-水气液平衡数据温度(C)甲醇占液相摩尔分数(%)甲醇占气相摩尔分数()1000092.95.3128.3190.37.6740.0188.99.2643.538513.1554.5581.620.8362.737828.1867.7576.733.3369.1873.846.277.5672.752.9279.7171.359.3781.837068.4984.926885.6289.6266.987.4191.9464.7100100由以上平衡数据，结合ASPENPLUS软件，绘出气液平衡y兀图，

23、见图3.1所示0000501016020260303504045050650606507075080850909610LiquidMolefracMETHANOL图3.1.1常压下甲醇-水溶液地x-y图由图可知，甲醇-水物系相对挥发度在设计范围内变化较大，其分离设计既不能釆用平均相对挥发度地方法，也不适合采用误差较大地图解法（塔顶组成接近1和塔底组成接近0,在此附近画图很不准确），故本设计选择采用AspenPlus进行模拟及优化.3.1.3回流比、塔板数及进料板在AspenPlus中先用DSTWU模型对本装置进行简捷计算模拟，物性方法选择NRTL-RK1流程图地绘制=图3丄2DSTWU模块流程

24、2参数布置图3.1.4物性方法选择图3.1.4物性方法选择-r刁(镒*匕/x图3.1.3组分输入QFlowsheetSectionsIReferencedProcesstype:Basemethod:Henrycomponents:PetroleumcalculationoptionsFree-watermethod:Watersolubility:STEAM-TA3ElectrolytecalculationoptionsChemistryID:&UsetruecomponentsPropertymethod:|nrtl-rk3ModifypropertymodelsVaporEOS:ESR

25、KDataset:1占Liquidgarnrna:GMRENON.Dataset:1Liquidenthalpy:HLMX30Liquidvolume:VLMX01HHeatofmixing疋Poyntingcorrection厂Useliq.reference-stateenthalpymetcbar(愆聲忙夕X直metcbar(愆聲忙夕X直图3.1.6输入模块（DSTWU）参数图3.1.6输入模块（DSTWU）参数SpecificationsFlash0ptionsSubstreamname:/MIXEDPSD3CompositionComponentAttr.|EOOptions|Cos

26、tingRefTemperatureIComponentValueCH4O0.7H200.3IMass-FracTotal:flITctsrrMiwalghfisuhfffismgueg图3.1.5物流F输入METCBAROAi7(愆越2空7XCondenser:0.12MPa二Reboiler:0.1312MPaPressureKeycomponentrecoveriesLightkey:JSpecifications|JCalculction0ptions|Convergence|ColumnspecificationsNumberofstages:(险聲2空Summaiy|Balance

27、|RefluxRatioProfileResullsMinimumrefluxratio:0.54637079Actualrefluxratio:0.65564494Minimumnumbercfstages:10.0967948Numberofactualstages:25.1107844Feedtage:172117622Numberofactualstagesabovefeed:16.2117632Reboilerheatingrequired:671617877WattCcndensercoolingrequired:674121889WattDistillatetemperature

28、:68.9246117CBcttomtemperature:106.91807CDistillatetofeedfraction:0.56725588HETP:图3.1.7DSTW简捷计算结果metcbar3ah寸(曲越N卷，X腔4-/Specifications4Calculation0ptions|ConvergenceOptionsVGeneratetableofrefluxratiov$numberoftheoreticalstagesrCalculateHETPTableofactualrefluxratiov$numberoftheoreticalstages-HETPcalcul

29、ationPackedheight:|meter刁心ST刁(血聲7XSummary|BalanceRefluxRatioProfile|ProfileTheoreticalstagesRefluxratio116.08586119123.61510643132.08745138141.59174378151.37049793161.21907571171.09328276180.97186001190.84762939200.76607459210.72432456220.69870956230.S8086792240.66737887图3.1.9回流比随理论板数变化表图3.1.10回流比与理

30、论塔板数关系曲线合理地理论板数应该在曲线斜率绝对值较小地区域选择，由图可以选择26块塔板由选取地塔板数来确定进料位置metcbar如aiF7()NOX图3.1.11模块参数输入Summarfi|Balance|RefluxRatioProfileResultsMinimumrefluxratio;0.54637079Actualrefluxratio:0.B4795258Minimumnumberofstages:10.0967948Numberofactualstages:2SFeedstage:177858433Numberofactualstagesabovefeed:167858433

31、Reboilerheatingrequired:6684347.09WattCondensercoolingrequired;6709387.22WattDistillatetemperature:B8.924G117CBottomtemperature:106.91807CDistillate：tofeedfraction:0.56725588HETP:图3.1.12DSTWU简捷计算结果All愆裁申寰，X悅精餾过程主要采用严格精镭模拟设计1流程图地绘制B1图3.1.13RADFRAC模块流程2参数设置WF愆聲也空7X氐/Specifications|FlashOptions|PSD|Cor

32、rornenlAk|EOOptions|Costing|Pressure0.15亡SLhstreamname:|JMIXEDSidevariabteiVq?orfraction0Totalflow:Mol|?39?582kmd/hrSol/ent:I_JRofTemporaturoIuorrpcSioon|Mace-Frac二|CorrpcnenJValueCH4O07H200.3Total:|letsyouselectthesubstxeannaze.图3.1.14物流F输入RefluxiatioMole0648DistilatetofeedratioMole0.5673Operatingp

33、ecificalionsFrscwd.crrcfuxratio:/Configuration!1SHearns/PiessufeCondenserjTterrnosphjriCcrifig.|ZReboiler3PFd$eSetupoptionsCalculatorstype:EquilibriumtINumberofstages:26-7-jStagewcaid|CondenserTotalReboilerKettleValidphases:Vapor-LiqjidConvergence:Standard图3.1.15输入模块（RADFRAC）参数aF=愆越海空夕X也VCorfigwatbn

34、ystream$|VPreseueVConcfemerThermosipkonConfg.|/Reboilei3-Fhase|FeeditreonijStage18-ConvenbcnOn-SlaaeNameTProductstreamsNomeStagePhaseDodsFlowUnhFlo刃ratbFoodspecoD1Liquidkmcl/ccFoccbad726Lqjdkmol/sec图3.1.16输入模块（RADFRAC）进料位置模拟结果图3.1.17各塔板组分图由图可以查看得到在第23块塔板甲醇地质量分数与进料甲醇地质量分数接近，所以进料板选择在第23块塔板7T璽3申空夕x区就曲*

35、/Stieame|Piessuf&TToncfenserThe(nphir：Crfgt/Retoiler3PlidteNarreSIocbConvention23On-StDPCFeedstieamsNorcStKJQFhazeB血FlowUnihFlowrateFeed$pecsU1LcudL.rfclecrLcudkrfdecPrcduclslriwms图3.1.18进料板位置输入aTioeaoxic图3.1.19模块结果查由于模拟结果产品地质量分数低于要求地质量分数，则通过DesignSpecs來规定塔地操作要求iT二(愆聲2空7X直/Specifications|Components|

36、yFeed/ProductStreams|Options|Results|Type:1MasspuritySpecificationTarget:|0.9992DesignspecificationStreamtypeQProductCInternalCDecanter图3.1.20规定产品地质量纯度为99.92%q（直聲2k7X岐q（直聲2k7X岐A/Speeifications|ComponentsResults|AciuetodvariableType：Refluxratio11匚perandlowsrboundsLowerbound:Upperbound:0.32OptionalMad

37、mumstepsize:图3丄21规定操纵变量AH刁愆常肝贮/X直Display|StreamsjJFormat:|rULLJStreamTblo|IIfjd63I二MassFracdCH40.7000300.99920002.93G72E-3H2O.30003008.OCOOCE-4.99B0633TotalFlowkmol/ssc.2054397.1165460.0888937TotalRowkg/$ec5.3362703.7320591.6D4211TotalRowcun/$ec6.92593E-35.05401E-31.76385E-3ITempecatueK255.5145342.0

38、69238032511PrcsucN/sqn1.5D003Et51.2COOOE*51.32000E*5VaporFrac0.00.0J.ULiquidFrac1.0003001.COOOOO1.000030SoldFrac0.00.00.0d*Material|Heat|Load|Vol.Cirve|WtCurve?|Petro.Curve?|PolyCuve图3.1.22查看物流结果3.1.4各物理性质地计算1温度利用Aspen严格模拟精係过程可知，塔顶温度tD进料板温度tf，塔釜地温度twtF=87.75CtD=69.31Ctw=105.20C精係段平均温度：t产虫b=78.53C2提馆

39、段平均温度：二号巴二96.48C2操作压强塔顶压强：PD=0.12Mpa取每层塔板压降:P=0.48kpa进料板压力:0.1306Mpa塔釜压力:0.132MpaPp精係段地平均操作压强：Pml=y=0.1253Mpa提係段地平均操作压强：冬尹=o.1313M/m3相对挥发度由软件aspen模拟求得：塔顶处相对挥发度6=2.395加料处相对挥发度冬=5.074塔底处相对挥发度a寂=7.610全塔地相对平均挥发度：精僻段：a、=丁务4=3.486提係段：冬=“尸仏=6.2144平均摩尔质量：y1=xD=0.9982x】=0.9957塔顶：MVDm=0.9982x32.04+(1-0.9982)x

40、18.01=32.0Ikgim)rlMll)m=0.9957x32.04+(1-0.9957)x18.01=31.98mol1Xf=0.5674*=0.8694进料板：Mv,.m=0.8694x32.04+(1-0.8694)x18.01=30.21kgmoll=05674x32.04+(1-05674)x18.01=25.97畑加o/txw=0.002817)S=0.02105塔底：M加”=0.02105x32.04+(1-0.02105)x1&01=18.31畑moilMMV/r=0.002817x32.04+(1-0.002817)x1&01=1805畑7。/精饰段平均摩尔质量:32.0

41、1+30.212=31.11kgmor131.98+25.972=28.98kgmof1气相Mg,=Q1+1&31=24.26kgmol1提係段平均摩尔质量：2液相M“=2)97+1&0=22oikg.moL5平均密度地计算：气相平均密度地计算：塔顶气相密度砒=1.3910畑尸进料位置气相密度pVT=0.9608kgin3塔底气相密度pv=0.7686kgem-3精係段平均密度pVml=Pp；厲=1.1759kgnr3提镭段平均密度久中=P2广=0.8647畑液相平均密度地计算：塔顶液相密度P_d=73&2910kgm进料处液相密度pLF=840.7134kgMVml_3600心962.541

42、9x31.113600 x1.1759=7.074m3es4精镭段液相体积流率:Ln=0.005534屛542.7129x2&983600 x789.5022提镭段气液相体积流率:962.5419x24.263V-m2_二-7.5014m3s36003600 x0.8647提镭段液相体积流率:L_Mg_2236003.1.5全塔效率及实际塔板数总板效率Et地计算Et=0.49(aQz精馆段aY=3.486,/L1=0.3212niPasETi=0.49(务血严=0.49X(3.486X0.3212)3=04763精係段实际板数：NT1=48.29ET10.4763图 #输入板式塔结构参数图 输

43、入板式塔结构参数取49块提係段a2=6.214,/jL2=0.2881加PaET2=0.49(6Z2/L2)-025=0.49x(6.214x0.2881)-25=0.4236提係段实际板数：NT,=7.08ET20.4236取8块总板数N=57块3.2塔和塔板主要工艺尺寸计算3.2.1塔径由aspen软件模拟得出塔径过程如图所示N空7X/SpecificationsIDesignResults|Profiles|TropcdsectionStarting茨旳e:21Endingetago:25lTraytype:GitechBdhet二|Nurrbecofpacec:1Traygeometr

44、yTrauspacing:06rreterWinrnurncolumnciarneter0.3048rreterCapslotareatoactiveareara:io:0.12Sievehdeareatoactivearearatia0.12aT日(愆聲橱空直aT日(愆聲橱空直图 #输入板式塔结构参数图 输入板式塔结构参数*Specifications|DesignResults|Profiles|TraysizingresultsSectionstartingstage:Sectionendingstage:25Stagewithmaximumdiameter:2Columndiamete

45、r:2.05461233|meter二|Downcomerarea/Columnarea:0.09999963Sidedowncomervelocity;0.01969019m/sec二Sideweirlength:1.49290291meter二图322查看板式塔结果矿二险邹27X悅All刁(险2空/X悅Results|Profiles|图324查看塔板校核结果由结果可以看到最大液泛因子0.7小于0.8,且最大降液管液位0.275在0.2-0.5之间3.3塔板布置和其余结构尺寸地选取3.3.1溢流装置地确定单溢流乂称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简

46、单，加工方便工业中应用最广地降液管是弓形降液管.综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流，弓形降液管.溢流堰长hv=-7D=7x2.2=1.54m出口堰高h寂Ls125=0.005534x3600=681551.54-5查流体收缩系数图得：E=1.025选用平直堰，堰上液层高度hk由下式计算UU2H(IIIM加(0low!KiMMM1N图331流体收缩系数2.841OOO精僻段:出口堰高h我h。空1e(5严1000172.84x10001.025x0.005534x3600、1.542/3=16.0419”乂hL=0.06m所以%=h丄-hg=60-16.0419=43.9581mmow2=5

47、广_2.84仍0.008979x36001000I丿1000IL54=22.1504/?/?hw?=1兀1】。2=60-22.1504=38.8496nun332弓形降液管地宽度Wd与降液管地面积AfW=014查得2=0.088A.JWd=0.14x2.2=0.308111所以5s,故降液管可使用.0.50.40.30.20.080.060.050.040.030.020.010-40.50,60-70.80.91.01./D弓形降液策的参数3.3.3降液管底隙高度降液管底隙高度h。可用下式计算:u0液体通过降液管底隙地流速，m/s：般可取0.070.25m/s.降液管底隙高度1】。应低于出口

48、堰高度才能保证降压管底端有良好地液封，一般应低于6mm,B|J：h0=hw-0.006.降液管底隙高度一般不宜小于2025mm,否则易于堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，造成液泛在设计中，塔径较小时可取h。为2530mm，塔径较大时可取h为40mm左右，最大可达15Onun.精馆段:取降液管底隙地流速u01=0.12m/5则=0005534=0.02995m1.54x0.12提係段：取降液管底隙地流速u02=0.12m/5则h020.0089791.54x0.12=0.04859m3.3.4安定区与边缘区地确定取安定区宽度W.=0.07m边缘区宽度wc=0.04m弓形降液管宽度Wd=0.14m3

49、.3.5鼓泡区间阀孔数地确定以及排列釆用F；型重阀，孔径为39nmi.取阀孔动能因子Fo=12取边缘区宽度=0.06m,泡沫区宽度Ws=0.10m计算塔板上地鼓泡区面积，BP：Aa=2xVR-x-+/raicsm-D22R=-Wc=-0.06=1.04m其中222x=-(wd+w5)=-一(0.308+0.1)=0.692w2所以Au=2x0.6921.04f-0.6922+xl.042arcsm-=3.1687nr1800.84浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排地孔心距t=75nun臧渡方问液克方向臧渡方问液克方向图7-26筛孔与阀孔的排列方式精憎段F11孔速11】=-=,=10.

50、1440m/sVaTJ1.1759每层塔板上浮阀数目为：7.074Z=0.785x0.039x10.1440排间距：冬匕3.1687.=72.34mm取584块Nt584.06x0.075考虑到塔地直径较大，必须采用分块式塔板.而各分块地支撑和衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜釆用72.34mm.而应取小一些，故取t*=65niiii按t=75mm,t*=65niiii,以等腰三角形叉排方式作图，得阀孔数N实际=533按N=533重新核算孔速及阀孔动能因数:F01=ll.1158jl.1759=12.0539阀动能因子变化不大，且仍在9-13范围内.空塔气速咕&般咧必塔板开孔率0=巴

51、=18609=16.74%每层板上地开孔面积A0=Aax=3.1687x0.1674=0.5304m，提镭段F11u0,=z0=z=ll,8293m/5Vo.8647每层塔板上浮阀数目为：KT_V=2_7.5014_MjN53.兀胪“0.785x0.039-xll.8293702取531块排间距上等册T79.g考虑到塔地直径较大，必须采用分块式塔板而各分块地支撑和衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用79.57mm.而应取小一些，故取t*=70mm.以等腰三角形义排方式作图，得阀孔数N实际=504按N=504重新核算孔速及阀孔动能因数：V75014孑L速=-=:；=12.4656加/

52、s兰dN0785x0039x5044F02=12.4656V0.8647=11.5917阀动能因子变化不大，且仍在9-13范围内.空塔气速般珈”u19734塔板开孔率妇亡品七沁每层板上地开孔面积A。=Aax0=3.1687x0.1583=0.5016m3.4塔板流体力学计算3.4.1气相通过浮阀塔板地压降气体通过浮阀塔板地压力降（单板压降）hp=hc+h1+liff精饰段干板阻力：浮阀由部分全开转为全部全开时地临界速度为uOcl.%产（也严g）=（上丄尸”切=9.6109加/sg2x873.4905x9.81板上充气液层阻力：取q=0.5,liL2=IIl=0.5x0.06=0.03m液体表面

53、张力所造成地阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板地压降相当地高度为:hp2=0.04187+0.03=0.07187mPp2=g=0.07187x873.4905x9.81=615.8498pa3.4.2淹塔为了防止淹塔现象，要求塔板压降所相当地液柱高度：Hd(HT+hw),即Hd=hp+hL+hd精僻段单层气体通过塔板压降所相当地液柱高度：1咕=0.08009m液体通过降液管地压头损失：hdl=0.153(L：1)2=0.153(心4)2=0.002203mlwh011.54x0.02995板上液层高度：hL=0.06m,贝ijHdl=0.08009+0.002203+0.06=

54、0.1423m取0=0.5,已选定H=0.6,1】祕=0.04396m则0(Ht+h丿=0.5x(0.6+0.04396)=0.3220m因0.1423m0.3220/?,故本设计中不会出现液泛。(2)提懾段单层气体通过塔板压降所相当地液柱高度：1.=0.07187m液体通过降液管地压头损失：=0.153(匚力尸=0.153(8979)2=oo()22O3m“lwh021.54x0.04859板上液层高度：hL=0.06m,贝ijHdl=0.07187+0.002203+0.06=0.1341m取0=0.5,已选定H=0.6,1】心=0.04396m则0(HT+hw)=0.5x(0.6+0.0

55、3885)=0.3194m因0.1341m0.3194/?,故本设计中不会出现液泛。3.4.3雾沬夹带ViPvi+1.36L.iZl泛点率.X10%板上液体流经长度：ZL=D-2W(I=2.2-2X0.308=1.584/w板上液流面积：Az,=Ar-2Af=3.8013-2x0.3345=3.1323”特性系数K查下表，K取1.0.式中：IL板上液体流经长度，moAb板上液流面积，m2；CF泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098K特性系数，查下表，取1.0.系统物性系数K无泡沫，正常系统1.0氟化物（如BF3,氟里昂）0.9中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）0.850.73

56、多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）0.60严重发泡系统（如甲乙酮装置）0.30形成稳定泡沫地系统（如碱再生塔）釘kg/m1精饰段泛点负荷系数Cy由图查得Cf=0.1087.0741.1759738.2910-1.1759+1.36x0.005534x1.5841.0 x0.108x3.1323xl00%=86.31%对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%.由以上计算可知，雾沫夹带能够满足ev0.1（Rg液/Rg气）地要求.（2）提憾段KCFAbxlOO%泛点负荷系数由图查得Cf=0.1037.5014泛点率=0.8647彳873.49050.8647+136x0.008979x

57、1.5841.0 x0.103x3.1323xl00%=79.19%对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%.由以上计算可知，雾沫夹带能够满足evs4)w7.5150.016.8310.026.1470.035.4630.044.7790.054.0950.063.4110.071.3560.1352液泛线0(HT+liw)=hp+hL+hd=1_+1吐+1_+/+他284z3600Ls)2/3L+ToooE(由此确定液泛线，忽略式中匚TOC o 1-5 h z2T0(HT+hJ=534x+0A53x()2+a+eQ)h2PlS1。_v而l】0=矜精饰段0.3220=5.34x

58、;L179xl+0.153x()20.7852x5332x0.0394x789.5022x2x9.811.54x0.02995+1.5x0.04396+x1.025x(360QL：:)2/3L10001.54V；=255.86-71853.614-768.397L；3在操作范围内任取若干个L,值，算出相应地叫值见表L/m3s1)V.(mW)0.01513.8910.02013.0510.02512.0450.03010.8090.0359.2430.0407.1340.0453.625提镭段TOC o 1-5 h z0.3194=5.34x；0.864x,+0.153x()20.7852x50

59、42x0.0394x873.4905x2x9.811.54x0.04859+1.5xo.O3885+xl.025x(36QQL：)2/3L10001.54V；=350.93-36725.24厶76&38L?；在操作范围内任取若干个D值，算出相应地叫值见表LXm3s1)VXmd)0.04513.3910.05012.4430.05511.3450.06010.0480.0659.2430.070&4590.0752.7753.5.3漏液线对于F1型重阀，以Fo=5作为规定气体最小负荷地标准，则V:=-djNu0精段TOC o 1-5 h zjr5V.)min=-x0.0392x533x=2.93

60、43(m3/$)vV.】4VTT759-提係段V.J.=-x0.0392x504x=3.2357(n?/5)V,4V0.8647_354液相负荷下限取堰上层高度how=0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限，该线为与气相流量无关地竖直线.竺e10003600(L)min2/3=0.006取E=1.025,则(厶)込=0.006x1000?2总皿66（心）355液相负荷上限液体地最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s液体降液管中停留时间0=仝里=35sL.以Q=5s作为液体在降液管内停留时间地下限，贝IJ。(L.)max=AfHT503345x0.455=0.030(m3/5)由以上