精馏塔毕业设计

前言石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关，近十几年来，随着生产和科学技 术的不断提高，发展精细化工已成为趋势。我国的有机化工原料工业起步较晚，全国解放前除有少量炼焦苯和发酵酒精外，大量有机原料依靠进口。在解放初期的有机化工原料工业，只能在煤炭和农副产品基础上起步，随着新油田的相继幵发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。以石油为原料生产化工产品，并非起源于近代，在第二次世界大战以后，石油化学工业发展非常迅速，以石油为原料可以得到三烯、一炔、一萘及其他化工基础有机原料，进而制得醛、酮、酸、酐等基本有机产品和原料，再制得合成纤维、合成塑料、合成橡胶、合成洗涤剂、涂料、炸药、农药、染料、化学肥料等重要的化工产品。目前，全世界每年生产的石油虽然仅有 5%左右用于化学工业，但石油化工的总产值却占化学工业总产值的60%左右，某些国家甚至达到80%，由此可见，石油在化工领域中占有重要的地位。丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品， 如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合物得到分离。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔于50初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对

年代每个孔上装有一个可以上、 下浮动的阀片，浮阀的型式很多，目前国内最常用型式的为 h型和V-4型。Fi 型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛用于化工及炼 油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68)。操作时，由阀孔上升的气流， 经过阀片与塔板的间隙与塔板上横流的液体接触，浮阀开度随气体负荷而变， 当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家，摆在我们石油 工作者面前的任务是繁重的。 炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改造，继 续坚持“自力更生，革新挖潜，全面提髙，综合利用，大搞化工原料，赶超 世界先进水平” 的发展方针。要立足现有基础， 搞好一、二次加工和系统工 程的配套，扩大综合生产能力 ;要革新工艺，革新技术，革新设备，把老装置 开出新水平 ;要发展加氢技术，发展新型催化剂和添加剂，全面提高产品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次加工，增产有机化工原料;要充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;要治理“三废”，保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。目录1.0精馏塔工艺计算01.1全塔物料平衡计算01.2确定塔的操作条件11.2.1回流罐压力的确定11.2.3确定塔顶温度11.2.4塔底温度的求定31.2.5进料温度的求定31 . 3 回 流 比 及 理 论 塔 板 数 的 求 定 41.3.1求取相对挥发度41.3.2求最小回流比Rmin4Nmin51.3.3求定最少理论塔板数1.3.4计算实际回流比R及理论塔板数61.3.5确定实际塔板数及进料的位置61.4热量衡算71.4.1冷凝器71.4.2再沸器81.4.3全塔81.5塔径的确定91.5.1液体密度91.5.2气体的密度91.5.3体积流量112.5.4初选板间距及塔径计算121.5.5塔板浮阀数及开孔率的确定141.5.6溢流堰的设计及降液管的计算151.3水力学计算171.3.1塔板总压力171.3.2上液层压力降181.3.3雾沫夹带181.3.4浮阀塔的性能操作图221.3.5附属设备的选择26参考文献28主要符号说明29设计心得31摘要：石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关。我国的有机化工原料工业起步较晚，随着新油田的相继开发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，其基本原理是利用被分离的各组分的挥发度不同，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式气液传质设备。浮阀塔的优点是：生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压强降及液面落差较小、塔的造价低。浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔型。我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家，摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。因此必须坚持独立自主、自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平。关键词：塔板浮阀丙烯开空率雾沫夹带1.0精馏塔工艺计算1.1全塔物料平衡计算根据进料量 F=170Kmol/h，进料组成 XF=0.5582(为丙烯摩尔分率）及两轻重关键组分的摩尔分率在塔顶塔底中分配情况，既 Xd=0.83，Xw=0.10列方程组F = D+ WFXF=DXD+WXW170=D + W170×0.55=0.83D+0.10W解得 D =106.7041 kmol/hw=63.2959kmol/h式中：XF—丙烯的进料组成。XD—塔顶产品中丙烯的组成。Xw—塔底产品中的丙烯组成。D、W—塔顶、塔底产品流量。而进料摩尔流量=摩尔百分数×进料量。馏出液的摩尔流量=摩尔百分数×馏出液流量。釜液摩尔流量=摩尔百分数×釜液流量。例如：甲烷进料摩尔流量 =0.05%×170=0.085Kmol/h甲烷进料质量流量=0.08×16=1.360Kmol/h甲烷馏出液摩尔百分数=0.085/106.7041=0.0796%其它各组分依此类推。对全塔的物料平衡进行计算，其结果列于下表。表-1精馏塔物料衡算结果汇总表进料 塔顶馏出液 塔釜残液组分摩尔质量摩尔流质量流摩尔质量摩尔流质量流摩尔质量摩尔流质量流分数量分数分数量分数量分数%量Kg/h量Kg/h分数%量Kg/h%Kmol/h%%Kmol/h%Kmol/h丙烯70.3372162.997199.7399.499.1171.5347184.750.5910.540.3714.85丙烷25.726.559.582649.900.60.91.03565.2598.2940.162584.65正丁烷3.961.59.15149.991.195.460.74150.13合计100100231.759999.62100100172.569725010010062.272749.63由表一1计算数据可知本塔物料是平衡的。1.2 确定塔的操作条件1.2.1回流罐压力的确定由已知回流液温度为t=40°C,根据泡点方程Yi=kixi，利用试差法来确定回流罐的压力。在t=40°C时，设P回=1.7MPa由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得h值及计算数据列于下表。表-2试差法确定回流罐压力数据表t=40℃ 设P回=1700KPa回流液组成Ki Yi=kixi丙烯0.99410.994丙烷0.006520.90.005868合计 1 ＿＿＿＿ 0.9998所以假设的P回值即为所求压力值。由工艺条件知 P顶=P回101.325=1801.325kPao1.2.3确定塔顶温度因为P顶=1.7MPa，利用露点方程全Xi=Yi/Ki，应用试差法确定塔顶温度。设塔顶温度t顶=42.5°C。由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值及计算数据列于下表。表-3试差法确定塔顶温度数据表t=40℃设P回=1700KPa密度回流液组成组成KiYi=kixi丙烯0.9941.060.99940.994丙烷0.006520.960.0058680.00652合计1＿＿＿＿0.99981.00052Xi=Yi/Ki=1.00052所假定的温度t 顶=40°C即为所求定的塔顶温度。

从表-3中最终所得数据1.2.4 塔底温度的求定根据已知工艺条件全塔总压降为 0.5x101.33KPa，则塔底压力P底=P回+0.10133=1.7+0.10133=1.801335MPa,再根据泡点方程全 Yi=KiXi,应用试差法确定塔底温度，设塔底温度为 t=50°C。由《石油炼制设计数据图表集》 下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得 ki值及计算数值列于表-4。表-4试差法确定塔底温度数据表F1型重阀P=1851.95Kpa设t=50℃组分釜残液KiYi=kixi丙烯0.0059111.110.00656丙烷0.982191.010.9920丁烷0.011890.350.004165合计0.999991＿＿＿＿1.00272n由表-4中数据可知最终求得h=i1kixi=l.00272,所以假设之t底=50°C即为所求的塔底温度。1.2.5 进料温度的求定根据有关资料进料压力可近似用塔顶及塔底压力的算术平均值表示，即：P进料=(P顶+P底）/2=(1.801325+1.7)/2=1.7506625MPa,根据工艺条件已知进料热状态为泡点进料，因此利用泡点方程Yi=kixi，仍采用试差法求定进料温度。设进料温度为t=47°C，由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值，并将Xi、KiXi值一并列入下表。试差法确定进料温度数据表进料组成 P=1826.625KPa 设t=47°CKiYi=kixi丙烯0.70331.060.7455由0.25710.930.2391表丙烷丁烷0.03960.330.0131-合计10.99775中数据求得最后0.9977≈1所以假设进料温度t=47°C即为所求值。1.3回流比及理论塔板数的求定1.3.1 求取相对挥发度根据塔顶、塔底的温度和压力，由《石油炼制设计数据图表集》 下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得各组分的相平衡常数，然后以重关键组分丙烷为基准，求出各组分的相对挥发度 αi=ki/kj 计算结果列于下表。表-6相对挥发度计算结果汇总表组分塔顶Ki塔釜KiKi=K顶*K釜αij丙烯11.111.05363.0103丙烷0.91.010.95812.73743丁烷00.350.351.05361.3.2求最小回流比minR根据恩德伍德公式求取最小回流比 Rmin，恩德伍德公式如下：，其中αij 为i组分对重关键组分的相对挥发度，θ为的根，且其值介于轻重关键组分的相对挥发度之间，由于本设计所选取的轻重关键组分为两个相邻的组分，因此θ仅有一个值。下面就运用试差法求取，再求出Rmin的值，计算结果得出θ=2.8056因为是泡点进料，所以q=l，即。=1-q=0当θ=2.8056=3.01030.70332.737430.25711.09970.03963.01032.7374301.0997即可以满足工艺要求，因 此θ值可以作为计算值使用。Rmin= -1=3.01030.9942.737430.006113.3763.01031.1272.737432.8056R=13.376x1.09=14.5861.3.3 求定最少理论塔板数 Nmin最少理论塔板数 Nmin利用芬斯克方程求取，因为塔顶采用全凝器，芬斯克方程式表示如下：其中L表示轻关键组分，W表示重关键组分XLXW83.000073.0000logXLWlog9.9989WXWD110.42012D1=102.87Nminlog1.12381.1009logLWαLW表示轻关键组分对重关键组分的相对挥发度，取塔顶塔底的几何平 均 值 ， 即 αLW= a顶a底顶：塔顶条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度底：塔底条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。1.3.4 计算实际回流比 R及理论塔板数根据经验公式R=(1.1?2.0)Rmin来选择 R，首先在1.1?2.0之间选取若干个不同的 R值，然后根据R、Rmin及Nmin，求出NT值。由吉利兰图或李德公式求 NT值，为了避免由吉利兰图读数据引起的误差，采用李德公式求NTY=0.545827-0.591422x+0.00274/X 式中、、、、、、、、、=1.1048=0.528求出几个不同的Nt值，因R增大时，所需 NT值应随之减少，当 R增加至某一值，NT减少的趋势变得很缓慢时，此时的 R值即为所求的 R值。当R=13.376时，再增大R值相应的理论板数NT下降的较少，所以取回流比R=13.26，相应的理论板数为248块。1.3.5 确定实际塔板数及进料的位置1.3.5.1 计算全塔平均板效 ET利用奥康奈尔关联式计算

Et，其表达式是

Et=0.49(α

LwμL)

-0.245,

其中3.01032.73743=2.871t1t242.547℃时进料的液相平均粘度,并且μL为t246.252nmxii由《石油炼制设计数据图表集》下册419页，图i111-1-5烃类液体粘度图、常压及中压）查得t=65°C时进料中个组分的粘度μ最终求得μ。LiL那么-0.245×-0.245%t1.3.5.2 计算实际塔板数因为 Et=Nt/N，N=Nt/Et=58/0.95=61块，不包括再沸器。2n Xlg 0.206 lgm X

FCF

XDX

WHDm+n=N=146解得m=88,n=58Nnp=n=5861ET0.95Nnp+1既得进料位置为 61+1=621.4 热量衡算1.4.1 冷凝器QP=VHVD-(L×HLL+D×HLD)V=L+DR=L/D 得下式：QP=(R+1)(H VD-HLD)×D=(14.586+1) ×(747.68-383.47) ×172.57=979606.9KJ/h由石油化工图表手册得 HVi=HVD yiHvi H混合V=(0.994 ×179+0.005868 ×110)×4.187=747.68KJ/kmolHLD xiHLi H混合L=(0.994 ×92+0.006×23)×4.187=383.47KJ/kmol1.4.2 再沸器Qw=V’H+WH-L’H’VW LW L WV=V’R=L/D V ’=V=(q-1)F=V ’L’=V’+W 得下式：QW=V’(HVW-HLD)=(R+1)(H VW-HLW)D（14.586+1）×（480.39-119.39）×172.57=970979.01KJ/hHVW yiHvi=(0.00656 ×181+0.992×114+0.00416×110)×4.187=480.39KJ/KmolHLW xiHi=(0.00656 ×96+0.992×28+0.00416×26)×4.187=119.39KJ/Kmol1.4.3 全塔HF xiHi=(94 ×0.7033+26×0.2571+0.0396×108)×41.187=322.70KJ/KmolQ+F =DH +WH +Qp+Q损W HF LD LW左边=970979.01+231.753×322.70=1074808.7KJ/h右边=172.57×383.47+62.27×119.39+979606.9=1053216.73KJ/h+Q 损得：Q损=2x104KJ/h左边≈右边，即能量守恒1.5 塔径的确定1.5.1液体密度查《石油化工图表手册烷烃液体比重图》得注：表中组分密度塔顶温度进料温度塔釜温度各组分的丙烯0.4730.4650.4576密度单位丙烷0.4670.4500.4483为丁烷＼0.5450.5435Kg/m31xi1（mv为液体的平均密度）mli塔顶：0.991×11000110002.111030.4730.467ml472.95Kg/m3进料：0.72110.26510.015110002.1651030.46510000.4510000.545ml 461.94Kg/m3塔底：10.94112.210.005410000.05460.54350.45760.44810001000ml 452.68Kg/m31.5.2 气体的密度1.5.2.1查《石油化工图表手册》丙烯、丙烷、丁烷机构化数据得塔顶参数，如下表所示摩尔分临界温临界压YipciX组分力YiTciYimiW数度106x106丙烯0.994364.64.61362.4.5841.70.1441677丙烷0.005369.674.262.170.0250.240.1486754丁烷＼425.013.797＼＼＼0.1928合计0.9991159.212.66364.4.6042.00.4588580789MMAXAMBXB=４２×0.994+44×0.005868=42.0172组分摩尔分数临界温度临界压力YiTciYipciX106YimiWx106丙烯0.00656364.64.612.390.030.290.1477丙烷0.9920369.674.25366.714.21643.80.1454丁烷0.00416425.013.7971.7710.0160.180.1928合计1.002721159.2812.66370.874.26244.270.4589PrPPLiyi1801.31030.224.6103(BOWB')RyiTLIByiPLi=0.4490.6120.1778.314364.583.151044.601061.5.2.2查《石油化工图表手册》丙烯、丙烷、丁烷机构化数据得塔釜参数，如下表所示TrTyTTLT=42.5273.15362.410.8652.71BO0.0830.422Tr1.6=0.0830.4220.4490.8651.6B'0.1390.1724.2Tr=0.1390.1720.1770.8654.2WW1W2W33=0.14770.14540.19280.1623ZBP1RT=13.151041801.31030.7668.31450273.15mvMPZRT=42.0121801.3100039.7Kg/m30.7668.314(50273.15)1.5.3 体积流量q=1v=v’=(R+1)D（14.586+1）x7250=112998.5Kg/hL=RD=14.586x7250=108.5Kg/h’=V’+W=(R+1)D+W=112998.5+105748.5=115748.13Kg/hR、D、W代质量流率得VSVm112998.50.855m3/smv顶36.73600VS'Vm112998.50.791m3/smv釜39.73600LsL'm105748.50.062m3/smv顶472.953600L'SL'm115748.13'0.071m3/sml釜452.683600V、v’L 、L’→转换成体积流量，并得两端流速2.5.4 初选板间距及塔径计算查《化工数据手册》丙烯、丙烷、丁烷液体表面张力 ，如下表所示组分（42.5℃）（50℃）丙烯5.053.939丙烷5.0394.173丁烷＼9.195ni，mN/m由mXi可得T1精馏段：m0.9945.050.0065.0295.05/mmN提馏段：m 0.005913.939 0.9822 4.173 0.0119 9.195 4.228mN/m精馏段塔径的确定在史密斯关联图中查横坐标Ls LVS V

0.062 472.950.855 36.7

0.043取板间距HT=0.45m；取板上液层高度 hL=0.07m则图中参数值HT-hL=0.45-0.007=0.38m由此在史密斯关联图上读取C20为0.08580.25.050.2CC200.0850.0652020HT-hl→C→Umax→U→VS=1D2U→D’→D4泛点气速：fCLV472.9536.7ms0.0650.224/V36.7取安全系数为 0.6，则空塔气速0.60.2240.1344m/s塔径4Vs40.885mD3.140.13442.850按标准圆整为D=3m塔截面积：ATD23.14327.06544实际的空塔气速：Vs0.855msAT7.0650.121/0=0.1344m/s提馏段塔径的确定同理： Ls LVs V

0.071452.680.7910.04839.7取板间距HT=0.45m；取板上液层高度 hL=0.07m则图中参数值 HT-hL=0.45-0.007=0.38m由此在史密斯关联图上读取 C20为0.0870.20.2CC2084.2280.0850.0642020泛点气速：fCLV0.064452.6839.70.206m/sV39.7取安全系数为 0.6，则空塔气速0.60.2060.124m/s4Vs40.8852.85m塔径D3.140.1240按标准圆整为D=3m塔截面积：ATD23.14327.065m244实际的空塔气速：Vs0.855msAT7.0650.121/<0=0.124m/sD>2.2 时，一般采用双溢流，采用三角排列。1.5.5 塔板浮阀数及开孔率的确定圆孔气速：F0 0 V：气体通过圆孔时，动能因数一般为 9—12。：圆孔气速。：气体密度。取=10则=/ V精馏段：提馏段：

00

101.65m/s36.7101.59m/s39.7塔板浮阀数及开孔率的确定N

Vs4

d02 0：圆孔气速。：圆孔直径，=0.039m精馏段：NVs=40.855433块3.140.039221.65d004提馏段：NVs40.791块4173.140.039221.594d00N1N2425块则n2取边缘区密度=0.06m塔上的鼓泡区宽度=0.10m塔上的鼓泡区面积：Aa2xR2x2sin1R2x180R精馏段：RD30.061.44wc22提馏段：RD31.44wc0.0622塔板截面积：AD23.14327.065m2(精提)T44nd022开孔率：4d0nD2D24精馏段：4330.039232100%7.3%20.039提馏段： 417 32 100% 7.04%1.5.6 溢流堰的设计及降液管的计算选双溢流，塔板为（单、双溢流）；溢流堰为弓形，降液管我弓形。1.5.6.1 计算停留时间AfHTL降液管截面积：塔板间距：液体流量Af查表有 0.0721=0.45mAT=0.0721x7.065=0.51=0.0721x7.065=0.51AfHT=0.450.51L0.0623.702AfHT0.0450.051L0.0713.232降液管流速精馏段：提馏段：

LL（一般≤0.1m/s）Af0.062L0.1m/s0.510.071L0.1m/s0.111.5.6.2 降液管底隙高度的确定h0LU0'LW精馏段：h00.0620.172m0.630.20.071提馏段：h0 0.197m0.6 3 0.20.1720.197h0.185m21.5.6.3 溢流堰上液层高度采用平直堰2h0w2.84E(hL)31000LW(0.0622精馏段：h0w2.8413600)3=0.071m10000.63(0.0712提馏段：h0w2.8413600)30.077m10000.63常减、加压塔中堰高一般取 40-50mm，取=45mmhLhwh0w精馏段：hL0.0450.0710.116m提馏段：hL0.0450.0770.122m0.1160.1220.119mhL21.3 水力学计算1.3.1 塔板总压力hp hc hL h干板压力降计算0.7G00.1750.175hc019.90ALL气孔阀全开前精馏段：提馏段：

19.90.13440.175hc472.950.030m19.90.1240.175hc452.680.031m两者取较大值，则=0.031m气孔阀全开后0.175hc5.340v2gL精馏段：hc5.340.013440.17536.73.82104m29.81472.95提馏段：hc5.340.1240.17539.73.67104m29.81452.68两者取较大值，则=3.82104m1.3.2 上液层压力降hL0.4hWhow精馏段：hL0.40.0450.0710.089m提馏段：hL0.40.0450.0770.091m忽略表面张力的压力降，即 h 0hphchL精馏段：hp0.0003820.0890.089382m提馏段:hp0.0003670.0910.091367m1.3.3雾沫夹带Vsv1.36LsZl泛点率=Lv100%KCFAbVS.或泛点率=

L VL100 %0.78KC F Ab3式中：Vs、Ls分别为气、液负荷 m/s; 、分别为塔内气、液密度 kg/m3; 为板上液体流经长度 m，对单溢流塔板2Zt=D-2Ws=2.2-2X0.44=1.32m;Ab为板上液体流经面积m,对单溢流塔板Ab=AT-2Af=3.7994-2X0.5509=2.69762m2;CF为泛点负荷系数，可根据气相密度及板距 HT查得，Ab、AT(塔截面积)、Af(降液管截面积)。由《化工原理》下册167页，表3-4取K=1.0，在根据A=60.92、HT=0.6,由《化工原理》下册176页，图3-16查得泛点负荷系数Cf=0.118。精馏段：0.85536.71.360.062204427.9536.7泛点率一：100%43%10.1426.920.85536.7472.9536.7100%32%泛点率二：0.7810.1427.06提馏段：0.79139.71.360.071204452.1839.7100%45%泛点率一：10.1426.920.79139.7452.6839.7100%31.3%泛点率二：10.1427.060.78对于D>0.9m的大塔，泛点率都应小于80%，实际求得的泛点率均小于 80%,符合要求，所以雾沫夹带量能满足 eV<0.lkg( 液）/kg(气）。1.3.3.1 雾沫夹带量p(T1)42.5p(T2)50C丙烯0.00870.0089丙烷0.00820.0083丁烯 0.0075 0.0076yi i mimyi mi塔顶：m0.9940.0087420.0058680.0082448.71030.994420.00586844塔釜：m0.006560.0089420.982190.0083448.291030.00565420.98219440.0118958列表如下：气体粘度/泊x10-3 Kg/m2x107T8.7 8.871T8.298.452即8.71038.871078.291038.451079.811039.811030.2950.425m5.63105mLV塔顶：塔釜：

Vm0.29536.70.425m5.631055.05472.951.741078.8710736.70.2950.425m5.631054.288452.6839.71.6110739.78.451071.3.3.2鼓泡区面积1xxDwsAp2xr2x22sinwd1800rr2取泡沫区宽度ws80mm边缘区ws60mmmxDwdwsrDwcAPx30.480.080.9422AT2r31.440.062Ap20.941.440.9423.1401.44sin10.944.54221801.444.540.6427.0651.3.3.3雾沫夹带量A0.052hL3.7e1.72n2mHT取0.7HT400mm时A0.159n0.95HT0.45m精馏段：提馏段：

0.1590.0521161.720.1213.7e5.6710304500.950.720.6420.1740.1590.0521121.720.1213.7e6.091034500.950.720.6420.1612.3.3.4淹塔情况HdHThw假设塔不设内堰公式HdhLhphd无进口堰2hd0.153Lx经验证<x符合条件HThwLwh00.0622精馏段：hd0.1536.141030.630.172Hd0.0890.08946.141030.184540.0712提馏段：hd0.1536.131030.630.197Hd 0.091 0.0913676.13103 0.1884971.3.4 浮阀塔的性能操作图1.3.4.1 雾沫夹带线Vsv1.36LsZl泛点率=Lv100%KCFAb精馏段：36.71.36Ls2.04泛点率=Vs472.9536.76.92100%80%(1)10.142整理得：0.29+2.7744=0.786Vs=2.711-0.283取值列表如下:Ls/(m3/s)0.010.040.07Vs/m3/s2.7682.7102.691提馏段：39.71.36Ls2.04泛点率=Vs452.6839.76.92100%80%（2）10.142整理得：0.31+2.7744=0.786Vs=2.535-0.283取值列表如下Ls/(m3/s)0.010.040.07Vs/m3/s2.5322.5242.515QHThwhphLhdhchshhhd220.700.5hc5.34V0hd0.153LsL.2gLwh0

1.3.4.2液泛线h0hc0hLhLhwhw22228.4E3+1QHThw5.34V00.153Ls0hw3600LsL.2gLwh01000LwVSaV02bcLS220dLs30.785d02N精馏段：222Ls28.43V0QHThw5.340.153+1hw3600LsL.2gLwh00ELw1000Vs20.70.450.0455.3436.70.7850.039243329.81412.95Ls23600Ls228.430.1531.50.0450.60.172330.6100022（3）Vs17.032.7Ls19.3Ls3取值列表如下：Lsm3/sVsm3/s

0.01 0.03 0.07 0.1 0.133.933 3.833 3.566 3.333 3.300提馏段：222Ls28.43V0QHThw5.340.153+10hw3600LsL.2gLwh01000ELwVs20.70.450.0455.3436.70.7850.0392417452.6829.8122Ls28.43600Ls30.1531.50.0450.60.172330.610002（4）Vs15.067103221.29Ls11.762Ls3取值列表如下：Lsm3/s0.010.030.070.10.13Vsm3/s1.3331.1330.8670.7330.6991.3.4.3 液相负荷上限值停留时间AfATsLs3~5以3s，则LsmaxAfAT0.510.450.0765（5）33求得上限流体流量Lsmax，在VsLs图上，液相负荷上限为为与气体流量无关的竖直线。1.3.4.4漏液线对于F1型重阀依F00V5计算则05VVs0.785d02N0则Vs0.785d02N5V以F0=5作为规定气体最小负荷标准Vsmin0.785d02NF0V精馏段：Vsmin0.7850.039243350.427m3/s（6）36.7提馏段：Vsmin0.7850.039241750.395m3/s（7）39.71.3.4.5 液相负荷下线取堰上液层高度 hw=0.006m(h w>6mm)228.43600Lsmin3ELw0.06E=110002Lsmin0.0063Lw2.84360020.006 3Lsmin2.84

0.63（8）0.001753600由（1）~由（8）式分别做出塔板负荷性能图上的五条线，做附图；塔板负荷性能图可看出<1>任务规定的气液负荷下的操作点 P（设计点）处在适宜操作区的适中位置。精馏段：提馏段：

V0.040.04L1V'0.060.077L'0.78<2>塔板气相负荷上限由雾沫夹带控制操作下限为漏液控制。<3>按固定液气比，附图查出塔板气相负荷：上限:Vsmax 1.495或1.43下限:Vsmax 0.654或0.627精馏段操作弹性：提馏段操作弹性：

Vsmax1.495Vs2.29mix0.654Vsmax1.43Vs2.28mix0.6271.3.4.6 塔高H Hd N 2HT Hb HfH1.214620.451.50.4567.75m1.3.5 附属设备的选择1.3.5.1 全凝器的选择Qp979606.9KJ/h设冷却水入口温度20℃，出口温度为30℃。查表：20℃水热焓为83.47KJ/h℃水热焓为KJ/h30125.60h125.683.4741.86KJ/KgQCmpWhKAtmW冷hQpQPW冷htmt1t2K500~1500kcd/m2h℃AQlnt1Ktmt2979606.923401.9842.52042.530代数得：W冷tm42.52017.0141.86ln3042.5979606.913.75m2100041.8717.011.3.5.2 再沸器Qw970979.01KJ/hK=10002h℃kcd/m出料温度T2→T1选择100℃沸水=100-T2AQwtm1005050℃A970979.014.64m2Ktm10004.187501.3.5.3 塔体接管及材料的确定塔顶蒸汽管 Vs 0.785d2 10~40m/s取 10m/sdVsd0.8550.7850.7850.33m10查得: 选公称直径Dg=450mm外径=480mm壁厚=8mm内流管 一般液体 0.5~3m/s取 2m/sdLsd0.0620.199m0.7850.7852查得:选公称直径Dg=250mm外径=273mm壁厚=6mm参考文献《塔的工艺计算》，石油化工工业部石油化工规划设计院编写，1981年，石油工业出版社出版。姚玉英主编，《化工原理》上、下册，天津大学化工原理教研室编，1995年8版，天津科学技术出版社出版。《化学工程手册》第13篇，气液传质设备，《化学工程手册》编辑委员会编写，1984年,化学工业出版社出版。《石油炼制设计数据图表集》上、下册，1978年，上海化工学院炼油教研室编。苏E.H朱达柯夫等著，黄文瀛译，《石油加工主要过程和设备的计算》，1984年12月，石油工业出版社出版。张锡鹏主编，《炼油工艺学》，1986年3月，石油工业出版社出版。程侣柏、胡家振、姚蒙正、高昆玉编译，《精细化工产品的合成及应用》，1992年5月，大连理工大学出版社出版。《石油炼制》上册，华东石油学院炼油工程教研室编，1979年9月，石油工业出版社出版。《物理化学》，天津大学物理化学教研室编，1985年5月，高等教育出版社出版。侯祥麟主编