年产量14万吨氯乙烯精制工段高沸塔的设计

沈阳化工大学本科毕业论文题目：年产量14万吨氯乙烯精制工段高沸塔的设计院系：化学工程学院专业：化学工程与工艺论文提交日期：2010年6月24日论文答辩日期：2010年6月29日毕业设计（论文）任务书化学工程学院化学工程与工艺专业毕业设计（论文）题目：年产量14万吨氯乙烯精制工段高沸塔的设计毕业设计（论文）内容：1、工艺流程设计；2、物料衡算、热量衡算，主要设备工艺尺寸计算；3、绘制带控制点的工艺流程图，绘制设备图。毕业设计（论文）专题部分：氯乙烯精制工段高沸塔工艺尺寸的设计和计算指导教师：签字年月日教研室主任：签字年月日院长：签字年月日评阅人：签字年月日摘要氯乙烯在工业上的主要应用是生产聚氯乙烯树脂，故常称其为氯乙烯单体（VCM）。所谓聚氯乙烯树脂是一类由氯乙烯单体衍生的均聚物和共聚物，其中氯乙烯占树脂组分质量的50%，因此VCM的产品质量和成本直接影响到聚氯乙烯树脂的质量和成本。目前用于制造聚氯乙烯树脂的氯乙烯约占其产量的96%，VCM的需求量和产量在很大程度上取决于聚氯乙烯树脂的需求量。聚氯乙烯为五大合成树脂之一，由于其价廉易得、应用广泛，因此需求量和产量逐年上升。本文对年产14万吨氯乙烯精制工段的高沸塔进行了工艺设计和计算。本设计通过对氯乙烯各种生产方法的比较，确定了所要采用的生产工艺流程，并主要对氯乙烯精制工段的精制方法、原理、工艺流程及主要设备参数等进行了计算及设计。运用清晰分割法、Underwood法、逐板计算法等方法，同时结合计算机程序,完成了氯乙烯精制工段中高沸塔的物料衡算，热量衡算，塔及其附属设备的计算，并绘制了相应的工艺流程图和设备图。关键词：氯乙烯；高沸塔；工艺流程图

Abstract MajorapplicationofthevinylchlorideintheindustryistheproductionofPVCresin,soitiscalledvinylchloridemonomer(VCM).So-calledPVCresinisakindofhomopolymersandcopolymersthatisderivedfromthevinylchloridemonomerthataccountsfor50%ofvinylchlorideresincomponent,soproductqualityandcostofVCMdirectlyaffectsthequalityandcostofPVCresin.CurrentlyVCMusedinthemanufactureofthepolyvinylchlorideresinoccupiesabout96%ofitsproduction.ThedemandandoutputofVCMdependslargelyonthedemandofPVCresin.PVCisoneoffivesyntheticresin,becauseitischeapandwidelyused,soitsdemandandproductionincreasesyearbyyear.Thisannualoutputof140,000tonsofvinylchlorideontheRefiningSectionofhigh-boiling-pointtowerprocessdesignandcalculation.Thedesignofthevariousproductionmethodsthroughthecomparisonofvinylchloridewasdeterminedtobeusedintheproductionprocess,andthemainsectioninthepurificationofvinylchloriderefiningmethods,principles,processandmainequipmentparameterswerecalculatedanddesign.Segmentationmethodusingclean,Underwoodlaw,by-platecalculationmethodandothermethods,combinedwithacomputerprogram,andcompletedshopofhigh-boiling-pointvinylchloriderefiningtowermaterialbalance,heatbalance,thecalculationoftoweranditsancillaryequipment,anddrawthecorrespondingflow-sheetandequipmentplan.Keywords:Chlorideethylene;High-boiling-pointcolumn;Flow-sheet目录第一章文献综述 11.1氯乙烯的性质 11.1.1物理性质 11.1.2化学性质 11.2氯乙烯工业发展概况 21.3国内外PVC工业概述 31.4氯乙烯的作用 31.5氯乙烯的工业制备 41.5.1平衡乙烯氧氯化法 41.5.2电石乙炔法 41.5.3乙烯氧氯化法 51.6电石乙炔法工艺 6第二章物料衡算 8第三章热量衡算 103.1泡点的计算 103.2露点的计算 113.3回流比的计算 113.4热量衡算 13第四章塔板数的计算 17第五章塔的工艺计算及水力校核 195.1塔的选择 195.2浮阀塔的工艺计算及流体力学计算 195.2.1塔径的计算与选择 195.2.2其他工艺计算及流体力学计算 24第六章塔及其附属设备的计算与选型 426.1塔顶冷凝器的设计与选型 426.2塔底再沸器的设计与选型 436.3泵的选型与计算 436.4主要接管 456.5塔体结构 47浮阀塔设计结果与总结 48致谢 50符号说明 52附录一塔板负荷性能图 53附录二浮阀塔板结构图 55附录三翻译 57沈阳化工大学学士学位论文第一章文献综述沈阳化工大学学士学位论文第一章文献综述PAGE4PAGE7第一章文献综述1.1氯乙烯的性质1.1.1物理性质氯乙烯是一种在常温下比空气重一倍的微溶于水的无色气体,带有一种麻醉性的芳香气味,气态分子式是C2H3C1,结构式为CH2=CHCl,相对分子质量为62.5,沸点为-13.9℃,临界温度142℃,临界压力5.22MPa(52.22atm)，因而将其稍加压就可以得到液态的氯乙烯。氯乙烯可溶于烃类化合物、油、乙醇、氯化溶剂和大多数普通的有机液体中。在光线和催化剂影响下聚合，易液化，商品常压缩成液体，并加苯酚作阻聚剂，有醚样气味。氯乙烯与空气能形成爆炸混合物，爆炸极限3.6%-26.4%（体积），在正压力下更易爆炸。可发生聚合、共聚、加成、缩合、取代等反应，生产出多种产品。氯乙烯是由它的聚合物在软制品和硬制品两方面得到了广泛应用，从而它在全世界成为大量生产的化学物质之一，所以氯乙烯生产1.1.2化学性质腐蚀性：干燥态氯乙烯不具腐蚀性，但含水状态下会腐蚀铁及不绣钢。感光性：会进行迅速的光化学氧化作用与聚合反应。危害性聚合：(1)于空气中或遇热、日光会产生危害性聚合反应。(2)通常加酚为抑制剂以防止其聚合。反应性与不相容性：(1)与铜、铝和催化性不纯物质等金属、空气、氧、阳光、点火源、氧化剂接触起激烈聚合反应。(2)受热及未添加或耗尽抑制剂的情形下会发生放热性聚合反应，造成爆炸。(3)氯乙烯和大气中的氧以及強氧化剂反应会产生过氧化物，并会起剧烈的聚合反应。分解性：燃烧会产生HCl,CO,CO及高毒性的光气烟雾。氯乙烯的两个起反应部分，氯原子和双键，能进行的化学反应很多。但一般来讲，连接在双键上的氯原子不太活泼，所以有关双键的反应则比有关氯原子的反应多。1.2氯乙烯工业发展概况氯乙烯是制备聚氯乙烯及其共聚物的单体，也常称为氯乙烯单体（VCM），在世界上是与乙烯和氢氧化钠等并列的最重要的化工初级产品之一。氯乙烯的合成始于1835年，由法国化学家Regnault用氢氧化钾的乙醇溶液将二氯乙烷脱氯化氢制得，并于1838年观察到了它的聚合体，这次的发现被认为是PVC的开端。1902年，Biltz将1，2-二氯乙烷进行热分解也制得氯乙烯，但当时由于聚合物的科学和生产技术尚不成熟，他的发现没有导致工业生产的结果。Klatte于1912年通过乙炔与氯化氢的催化加成反应制得了氯乙烯，成为工业上氯乙烯合成的最初工艺，但在沿用将近30多年后，由于乙炔生产的高能耗而逐渐趋于淘汰。从1940年起，氯乙烯的生产原料——乙炔开始被乙烯部分取代，首先将乙烯直接氯化成1，2-二氯乙烷（EDC），再加以热裂解制得氯乙烯，裂解产生的氯化氢仍被用在乙炔-氯化氢法中。混合气体法制备氯乙烯采用石脑油作原料，将石脑油用燃烧气体裂解后，制成含乙炔和乙烯的混合气体，该混合气体先后与氯化氢和氯气反应，制成易分离的氯乙烯和1，2-二氯乙烷，经热裂解制成氯乙烯，日本吴羽化学公司将其工业化生产，将该法中的原料从石脑油换成石油，则成为原油裂解法，可得到高浓度的乙炔、乙烯的混合气体，而且可从副产物的芳香族的焦油、沥青的物质中制造热煤油或碳纤维等物质，具有综合的经济效益。1955-1958年，美国化学公司研究的大规模乙烯氧氯化法制备1，2-二氯乙烷取得成功。至此以后，乙烷全部取代乙炔成为制备氯乙烯的原料。至目前为止，大多数工厂都采用乙烯直接氯化（DC）和乙烯氧氯化（OXY）制备1，2-二氯乙烷（EDC），再将EDC加以热裂解得到氯乙烯单体（VCM）联合得到平衡的DC-EDC-OXY-EDC-VCM法来制备氯乙烯。联合平衡法充分利用廉价的原料，基本上不生成副产物，目前西方世界90%以上的氯乙烯产量是用该法生产的。我国从50年代开始研究和生产聚氯乙烯，1953年由沈阳化工研究院和北京化工研究院开始小试，1956年小试成功，并在锦西建立了第一个生产厂家。聚氯乙烯（简称PVC）以其低廉的价格和非常突出的均衡性能而成为十分理想的材料，也是促进了应用化学历史上古老而活跃的品种，预计全球PVC产品的需求量仍以每年4.0%的速度增长。1.3国内外PVC工业概述国外PVC生产线均为以石油为原料的乙烯法。其生产规模大、资源配置合理、生产成本低、环境污染轻。但国际油价波动直接影响着PVC企业的生产成本。由于PVC市场的国际化以及国际竞争的加剧，世界各国都采用各种方法降低产品成本，以便占据更大的市场份额。最有效的方法是开发新的工艺路线，如在氯乙烯生产技术方面，现在已有大公司开发采用价格便宜的乙烷做原料，直接氧氯化生产低成本的氯乙烯单体；PVC生产技术方面，开发出使用性能更好的专用树脂。另外，国外PVC行业的管理模式对国内PVC行业也有较大的市场压力，如行业重组和强强联合使国外各大PVC公司的生产结构得到调整，形成了从原料采集、合成、聚合直到加工的一条龙企业集团，使PVC产业供需更加平衡，提高了整个生产过程的经济效益。我国PVC行业的概况聚氯乙烯是我国发展较早的塑料品种，它广泛用在国民经济的各个领域。用聚氯乙烯加工的所有产品的年产值很难推算出来，因为很多产品是聚氯乙烯和其它材料复合而成的。农用塑料薄膜已成为重要的农业生产所用的材料，工业上主要用于包装管材和建筑制品。我国也是PVC树脂的生产大国之一，2002年产量360万吨，进口量168万吨，表观消费量588万吨[17]（国家统计局数据）。我国2001～2005年PVC需求年增长率为7.5%，2005年我国PVC树脂消耗量达到860万吨。另外，PVC行业的健康发展对我国氯碱工业和化学建材的发展也是意义重大。在中央和各级地方政府的大力引导下，我国化学建材行业发展迅速。2008年将在我国北京举办奥运会也为化学建材行业带来了前所未有的锲机，预示着未来一段时期内我国PVC市场将十分广阔。1.4氯乙烯的作用氯乙烯是塑料工业的重要原料之一，主要用于生产聚氯乙烯树脂。与醋酸乙烯、偏氯乙烯、丁二烯、丙烯腈、丙烯酸酯类及其他单体生成共聚物，也可用作冷冻剂等的生产原料。氯乙烯的工业地位：聚氯乙烯(PVC)是全球五大热塑性合成树脂之一,产量仅次于聚乙烯,约占世界合成树脂总消费量的30﹪。PVC树脂价格低廉,其制品广泛应用于工农业建设和人民的日常生活。从整个世界PVC市场的地区分布情况来看,当前,北美洲和亚洲是世界上最大的PVC消费市场，未来十几年间,拉美和中国将成为PVC消费增长最快的地区，因此伴随我国经济的长期持续稳定发展,PVC生产企业将存在着较大的利润增长空间，氯乙烯作为生产PVC的主要生产原料，他的生产在工业生产中将有很重要的意义。1.5氯乙烯的工业制备1、平衡乙烯氧氯化法；2、电石乙炔法；3、乙烯氧氯化法。1.5.1平衡乙烯氧氯化法迄今为止，平衡氧氯化工艺仍是工业化生产氯乙烯单体最先进的技术。在世界范围内，93%的聚氯乙烯树脂都采用平衡氧氯化法生产的氯乙烯单体经聚合而成；其具有反应器大、生产效率高、生产成本低、单体杂质含量少和可连续操作的特点。其主要反应为：4C2H4+2Cl2+O2→4C2H3Cl+2H2O在直接氯化反应中，可使用低温或高温氯化工艺。使用低温氯化工艺的优点是副产品少，但必须使1kg二氯乙烷中的含量保持在100mg以下，否则，如果中间体中氯化铁的浓度过高，会使生产的氯乙烯单体中的杂志含量增高，所以，一般允许的铁含量仅是在生产过程中物料缓慢腐蚀设备和管道所产生的很少量的铁。采用高温工艺时，所有与液体接触的设备都需要使用合金材料，尤其是反应器在强湍流条件下会造成设备腐蚀，在这里加入的铁催化剂是溶解在二氯乙烷中的无水氯化铁。与低温工艺相比，高温工艺也有其优越性，生产出的二氯乙烷一般不需要水洗脱除铁和共沸物进行干燥。此外，由于二氯乙烷形成的热是蒸发热的6倍，所以，沸腾发生器借助本身热量，靠反应热产生的蒸汽操作分馏塔，净化直接氯化产品；干燥氧氯化二氯乙烷并可以从裂解段回收未转化的二氯乙烷。1.5.2电石乙炔法在我国，由于乙烯法生产PVC受原料乙烯、氯乙烯、二氯乙烷供应紧张、氧氯化工艺装置投资高等因素的影响，发展受到很大制约。相比而言，电石法生产PVC因其投入资金少、国产化程度高、工艺流程简单、利润空间相对较大等优势，成为当前PVC行业投资发展的热点。在2007年的生产能力中，电石法生产能力约占78.2%，乙烯法生产能力约占21.8%。采用电石原料路线生产PVC的产量约占总产量的72%，采用乙烯法原料路线的产量约占总产量的13%；采用进口VCM和EDC原料路线的产量约占总产量的15%。从PVC生产工艺分布看，我国PVC生产路线有明显的地域倾向，石化系统及相关企业与合资企业的PVC生产全部采用乙烯法，中西部地区则多采用电石法。另外，今后几年，我国PVC装置的新建或扩建项目，大多数仍将采用电石为原料，因此，未来几年电石法仍将是我国PVC生产的主要工艺路线。1.5.3乙烯氧氯化法目前，乙烯氧氯化法生产聚氯乙烯已成为世界VCM生产厂家的主要工艺。乙烯平衡氧化法是使用乙烯、氯气和氧气为原料生产氯乙烯单体的生产方法，其生产原理主要有三个反应步骤来完成。直接氯化反应：乙烯和氯气在三氯化铁为催化剂条件下直接反应生成1，2-二氯乙烷，反应是放热反应，工业上一般控制温度在50-120℃之间，分为低温直接氯化法、中温直接氯化法和高温直接氯化法。使用低温氯化工艺的优点是副产品少，但必须使1kg二氯乙烷中的含量保持在100mg以下，否则，如果中间体中氯化铁的浓度过高，会使生产的氯乙烯单体中的杂质主反应：CH2=CH2+Cl2→CH2ClCH2Cl△H=-201kJ/mol该反应可以在气相中进行，也可以在液相中进行。气相反映由于放热大，散热困难而不易控制，因此工业上采用在极性溶液存在下的液相反应，溶剂为二氯乙烷。副反应：CH2ClCHCl+Cl2→CH2ClCHCl2+HClCH2ClCHCl2+Cl2→CHCl2CHCl2+HCl主要生成多氯乙烷。乙烯中的少量甲烷和微量丙烯亦可发生氯代和加成反应形成相应的副产物。（2）氧氯化反应：乙烯、二氯乙烷裂解出的氯化氢和氧气在以为载体的CuCl催化剂条件下进行反应，反应过程是一个放热反应，控制温度在240℃左右，按氧气的来源分空气法和纯氧法，按照反应器的性质分为沸腾床法和固定床法。主反应：CH2=CH2+2HCl+O2→CH2ClCH2Cl+H2O△H=-251kJ/mol这是个强放热反应。副反应：CH2=CH2+2O2→2CO+2H2OCH2=CH2+3O2→2CO2+2H2OCH2=CHCl+HCl→CH3CH2Cl还有生成其它氯衍生物的副反应发生。这些副产物的总量仅为二氯乙烷生成量的1%以下。乙烯液相氯化反应的催化剂常用FeCl。其中FeCl的主要作用是抑制取代反应，促进乙烯和氯气的加成反应，减少副反应和增加氯乙烯的收率。乙烯氧氯化制二氯乙烷需要在催化剂存在下进行。工业常用催化剂是以γ—为载体的CuCl催化剂。根据氯化铜催化剂的组成不同，可分为单组分催化剂、双组分催化剂和多组分催化剂。近年来，发展了非铜催化剂。（3）二氯乙烷的裂解：二氯乙烷在裂解炉管内加热到500℃左右，压力2.5MPa条件下裂解为氯乙烯单体和氯化氢，转化率一般为50%-55%。氯乙烯单体在主反应：CH2ClCH2Cl→CH2=CHCl+HCl△H=79.5kJ/mol此反应是吸热可逆反应。副反应：CH2=CHCl→CH≡CH+HClCH2=CHCl+HCl→CH3CHCl2CH2ClCH2Cl→H2+2HCl+2C1.6电石乙炔法工艺含有未反应的乙炔、氯化氢、升华的汞蒸汽及其他杂质的合成气，进入脱汞器（D-301），脱除合成气中的汞蒸汽。经过初步净化的合成气由脱汞器顶部出来进入上层是筛板、下层是填料的筛板脱酸塔(T-301)中，中部用酸泵输送稀盐酸进行氯化氢气体的吸收，上层筛板计量地加入生产水吸收残余的氯化氢，使合成气得到进一步的净化，净化后夹带着少量盐酸雾的合成气由筛板脱酸塔上部出来。水和稀酸吸收氯化氢后生产出的浓盐酸进入盐酸贮槽(V-302)，再由筛板脱酸塔的进酸泵送回筛板脱酸塔(T-301)进行循环吸收合成气体中的氯化氢。由筛板脱酸塔(T-301)顶部出来含有少量氯化氢雾的合成气由底部进入碱洗塔(T-302)中，与塔顶经碱循环泵(P-302)计量加入碱液进行中和吸收氯化氢气体，从碱洗塔（T-302）上部出来的中性粗氯乙烯合成气一部分送往气柜(V-305)中作为备用，一部分送去机前冷却器(E-301)。循环碱液由底部流入碱循环槽(V-303)和配碱槽（V-304）中，再由碱循环泵(P-302)送回碱洗塔（T-302）中循环使用。由碱洗塔顶部出来的粗氯乙烯气体进入机前冷却器(E-301)中，与冷冻水进行间接换热降温，冷凝脱出一部分水后，以正压低温状态进入压缩机(C-301)中，经压缩后高温高压的氯乙烯气体，进入机后冷却器(E-302)与循环水进行进一步换热降温，脱水。由机后冷却器(E-302)顶部出来的粗VCM气体，进入全凝器(E-303)中，使VCM几乎全部冷凝液化。全凝器出来的冷凝液体VCM进入粗氯乙烯缓冲罐(V-305)中，利用水和VCM的密度差连续分层脱除水分，然后进入粗氯乙烯固碱干燥器（D-302）中，利用固碱的碱性进一步脱除氯乙烯中的氯化氢，使粗氯乙烯中的氯化氢得到彻底地脱出。净化后的粗氯乙烯连续进入低沸塔(T-303)中，低沸塔底部的低沸塔再沸器(E-305)借循环热水间接换热，将VCM液体中的低沸物(主要是)蒸出。塔釜（再沸器）蒸出的气相沿逐层塔板而上，在逐块塔板上与向下的液体接触，进行热量和质量的交换，使液相中的低沸点组分得以气化蒸出，气相中的高沸点组分VCM得以冷凝，二相流体均得到逐级提纯分离，最后进入低沸塔的塔顶冷凝器（E-306）中，以冷冻水降温液化，得到的凝液进入低沸塔回流罐(V-307)中,在回流罐（V-307）中借重力作用回流至低沸塔(T-303)中。低沸塔塔底的VCM连续送至高沸塔(T-304)中。含有高沸物的氯乙烯液体连续进入高沸塔（T-304）中部，高沸塔底部液体中的轻组分VC被高沸塔再沸器(E-308)以热水加热而气化上升,与下降的液体在逐层塔板上充分接触进行传质和传热的过程，上升气相中的重组分被液化下降，下降液相的轻组分被汽化上升，进入精馏段后再与高沸塔塔顶计量返回的回流液体在精馏段塔板上进行冷凝蒸发，使物料得以充分的分离提纯，直至在塔顶出口获得极高纯度的VC气体,进入高沸塔冷凝器（E-308）中，以冷冻水液化为液体进入高沸塔回流罐(V-308)中，一部分计量回流至高沸塔(T-304)中作为回流液，另一部分作为氯乙烯的成品进入氯乙烯成品球罐(V-310)内贮存，供以后聚合使用。高沸塔（T304）塔底以1.1－二氯乙烷为主的高沸点物质，间歇排入到EDC贮槽（V-309）中。沈阳化工大学学士学位论文第二章物料衡算PAGE14PAGE9第二章物料衡算一、已知条件（1）、进料组成见表1：表1进料组成表序号组成摩尔分数1乙炔0.00000762氯乙烯0.97843乙醛0.0005754二氯乙烷0.0053825水0.0136（2）、进料p=5atmt=40℃；塔顶p=4atmt=26℃；塔底p=5.3atm二、计算方法和计算机程序框图1、计算方法采用清晰分割方法建立数学模型,清晰分割法就是把物料分成轻关键组分和重关键组分后，认定比重关键组分还重的组分全部在塔底产品中，比轻关键组分还轻的组分全部在塔顶产品中，本设计中的轻关键组分为氯乙烯，重关键组分为乙醛。式中：由数学模型可得：若,则；若,则；若,则；若，则。2、计算机程序框图开始开始输出结束输出结束读入,图1计算程序框图计算结果见表2：表2物料衡算结果表摩尔分数乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水塔顶7.846E-060.999945.215E-0500塔底00.31440.018780.171290.4328轻关键组分：氯乙烯重关键组分：乙醛由得：沈阳化工大学学士学位论文第三章热量衡算PAGE16PAGE17第三章热量衡算为了计算塔顶冷凝器、塔底再沸器及工艺尺寸负荷，需要进行热量衡算，所以首先要确定塔顶、塔底及进料的温度。规定：塔顶温度为露点温度，塔底温度为泡点温度，进料温度为泡点温度。此混合物看成理想物系，所以在计算温度时相平衡常数可按理想物系的公式进行计算，即相平衡常数表示为组分的饱和蒸汽压和总压之比。3.1泡点的计算已知物系的液相组成确定物系温度的计算方法称为泡点计算，此时温度叫泡点。计算过程中物系是平衡物系，求解过程一般用牛顿迭代法。首先选定一个温度作为迭代初值，并给定一个操作压力P，用安托因公式计算该组分的饱和蒸汽压，则相平衡常数,由此可求出该组分的气相摩尔分率。然后判断的值是否趋近于1，若不满足要求则以函数作为迭代函数。其中，一阶导数作为迭代过程的分母，即。式中左边的T为迭代的T，右边的T为上次为满足要求的T。对于某组分i，。由安托因公式：得：安托因常数见表3：表3安托因常数表：组分ABCDE乙炔72.6005-2309.8-27.2230.023721-3.9E-10氯乙烯52.9654-2501.6-17.6140.010821-4.5E-14乙醛87.3702-3682.2-31.5480.0201145.53E-13二氯乙烷48.4226-3180.3-15.370.0072942.68E-14水29.8605-3152.2-7.30372.42E-091.81E-06操作压力：5.3atm计算程序框图如下：开始读入开始读入温度初值T输出结果T图2计算机程序框图计算结果：塔底温度：353.97K。进料温度的计算：计算方法与塔底温度计算方法相同，计算结果：进料温度：307.39K。3.2露点的计算与多元泡点计算方法相似，已知气相组成求物系温度的过程叫露点的计算，物系此时的温度成为露点温度。计算露点时用函数：。计算结果：塔顶温度：298.83K3.3回流比的计算最小回流比的确定当塔的理论板数无限多时的回流比叫最小回流比，最小回流比的确定常用的方法是underwood法，此公式推导时有两点假设：a、塔内气液相的摩尔流率均是恒定的；b、各组分的相对挥发度是常数。式中：－进料中i组分的浓度、摩尔分率N－组分个数－塔顶馏出物中i组分的相对挥发度－underwood参数本设计为泡点液体进料：q=1，乙醛为重关键组分，即其相对挥发度为1。理想混合物的各个组分的相对挥发度为各个组分与重关键组分的饱和蒸汽压之比。求出各组分的相对挥发度见表4：表4理想混合物各组分相对挥发度组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水相对挥发度27.6062.4051.00046.1080.045计算程序框图如下：开始开始输入初值输出图3计算机程序框图计算结果：=0.5589（2）、回流比的确定从经济角度来选定最优的回流比时，从精馏操作和设备投资费用两方面来考虑。当时达到指定分离要求所需要的理论板数N是无穷大，相应设备费用为无穷大；当R稍增大，N从无穷大急剧减小，R增大精馏段上升的蒸汽量随之增大，使冷凝器和再沸器的负荷增大；当这些费用超过塔板减少的费用时，设备费用开始随R的增加而增加，因此，随着R的增大设备费用先是急剧减少后经一最小值又重新开始增大。实际回流比一般取最小回流比的1.1到2.0倍。本设计取1.4倍，即。3.4热量衡算热量衡算的目的是为了确定冷凝器和再沸器的热负荷及热水和冷却水的用量，衡算范围下图中虚线所示：图4热量横算图以精馏塔为系统作热量衡算：或其中再沸器加入的热量 （1）、进料带入的热量由《化工工艺设计手册，上》P2-321查得表5：表5进料比热容值组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水7.6E-060.97845.75E-045.382E-030.0136()45.03255.85756.862130.10875.361（2）、回流带入的热量，，，由《化工工艺设计手册，上》P2-321查得表6：表6塔顶比热容值组分乙炔氯乙烯乙醛7.8465E-060.999945.2146E-0544.53154.94256.069（3）、塔顶气流带出的热量∴表7物性数据表组分乙炔308.30.96930.1877.8465E-0616361.2444.53129688.44氯乙烯4320.69170.1010.9999420973.554.94237391.82乙醛4610.64820.3175.2146E-0527340.956.04944090.02（4）、塔底产品带出的热量由《化工工艺设计手册，上》P2-321查得表8：表8塔釜比热容值组分氯乙烯乙醛二氯乙烷水0.31440.018780.17128950.432838660.65761.346137.58875.184（5）、再沸器热负荷热水用量：取进口温度为90℃（6）、冷凝器热负荷（全凝器）冷却水的用量：取进口温度为10℃沈阳化工大学学士学位论文第四章塔板数的计算PAGE18第四章塔板数的计算严格的多元精馏应采用逐板计算法，逐板计算法不仅可以求得总理论板数和加料板位置，同时还可以清楚各层塔板间的组成变化情况，以及塔内的温度分布情况。但在计算之前要先确定最小回流比、回流比、回流量、塔内汽液量。a、最小回流比前面已经算出为0.5589；b、回流比为0.7825；c、逐板计算理论板数。逐板计算的原则是在给定的条件下，对每一块板同时进行物料衡算、相平衡及热量衡算，计算相当复杂，故一般用计算机计算。表9塔顶相对挥发度塔顶乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水38.6412.9211.00094.3060.0266表10塔底相对挥发度塔底乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水19.7321.9811.00022.5640.0772表11进料相对挥发度进料乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水34.1262.7231.00072.430.0324计算机程序见附件2计算结果：理论板数：4精馏段：1提馏段：3料板：第二块选择合适的塔效率的计算：（1）、精馏段：T==303.11K由《化工工艺设计手册，上》P2-331查得表12：PAGE18PAGE18表12精馏段粘度值组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水0.0130.781.240.80.95实际精馏段塔板数：1/0.2361=4.24取5块（2）、提馏段：T==330.68K由《化工工艺设计手册，上》P2-331查得表13：表13提馏段粘度值组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水0.0180.551.00.570.54实际提馏段塔板数：3/0.3304=9.08取10块∴塔实际塔板数为：15块第6块为进料板。沈阳化工大学学士学位论文第五章塔的工艺计算及水力校核PAGE38PAGE41第五章塔的工艺计算及水力校核5.1塔的选择在较大塔径（1m以上）的塔设备中，板式塔是化工和炼油生产中广泛采用的传质设备，因为在板式塔中，气泡与液体接触较为充分，传质比较好，板式塔的单位容积的生产强度比填料塔大得多。板式塔分为多种形式，如：泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等，其中泡罩塔是化工生产上应用最早的一种板式塔；筛板塔是最早用于生产的一种塔设备；而浮阀塔是近年来新发展的一种新型塔设备，它综合泡罩塔和筛板塔的特点，将固定在塔板上的泡罩变成可随气速变化而上下浮动的阀门。浮阀塔的优点是：（1）、生产能力大，比泡罩塔高20—40％，与筛板塔相近；（2）、操作弹性大，在较宽的气速范围内板效率变化小；（3）、由于气液接触良好，蒸汽以水平方向吹进，雾沫夹带量小，故板效率比泡罩塔高15％；（4）、塔板上设有复杂结构的障碍物，因而液体流动阻力小，液面梯度小，蒸汽分布均匀，此外塔板压降比泡罩塔小；（5）、塔板的结构简单，安装容易，制造费用约为泡罩塔的60—80％，为筛板塔的120—130％；（6）、国内外使用结果表明，对于粘度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。故选用浮阀塔。5.2浮阀塔的工艺计算及流体力学计算5.2.1塔径的计算与选择1、精馏段由《石油化工基础手册》通过温度查得数据，见表14：表14物性数据表组分乙炔0.347526.038189.2308.30.6146.140.013氯乙烯0.894262.499259.8429.70.6055.6030.78乙醛0.764644.054293.64610.6375.5731.24二氯乙烷1.23898.96356.65610.6365.370.8水0.995718.015373.2647.30.57622.0480.95—正常沸点的对比温度表15塔顶、进料组成表组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水0.99994000.97840.01360.98920.0068液相密度：0.3475×+0.8942×0.9892+0.7646×+1.238×+0.9957×0.0068=894.6309平均分子量：26.038×+62.499×0.9892+44.054×+98.96×+18.015×0.0068=62.23平均压力：平均温度：气相密度：气相流率：液相流率：全塔气速：式中可由史密斯关联图查得，横坐标数值为取塔板间距，取板上液层高度，则查得校正：其中的单位为6.14×+5.603×0.9892+5.573×+5.37×+22.048×0.0068=5.708=56.33308.3×+429.7×0.9892+461×+561×+647.3×0.0068=433.3797K表16计算结果表组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水0.62670.57040.68800.67570.72430.6267×+0.5704×0.9892+0.6880×+0.6757×+0.7243×0.0068=0.5712==14.6172∴安全系数取0.8∴塔径：按标准圆整为：2、提馏段由《石油化工基础手册》通过温度查得数据，见表17：表17物性数据表：组分乙炔0.21026.038189.2308.30.6146.140.018氯乙烯0.841262.499259.8429.70.6055.6030.55乙醛0.725644.054293.64610.6375.5731.0二氯乙烷1.197798.96356.65610.6365.370.57水0.984418.015373.2647.30.57622.0480.54—正常沸点的对比温度表18塔顶、进料组成表：组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水00.31440.018780.1712950．432840.97840.01360.64640.088340.22322液相密度：0.21×+0.8412×0.6464+0.7256×+1.1977×0.08834+0.9844×0.22322=876.0076平均分子量：26.038×+62.499×0.6464+44.054×+98.96×0.08834+18.015×0.22322=53.58平均压力：平均温度：气相密度：气相流率：液相流率：全塔气速：式中可由史密斯关联图查得，横坐标数值为取塔板间距，取板上液层高度，则查得校正：其中的单位为6.14×+5.603×0.6464+5.573×+5.37×0.08834+22.048×0.22322=9.071=89.524308.3×+429.7×0.6464+461×+561×0.08834+647.3×0.22322=477.7159K表19计算结果如下表组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水0.62670.57040.68850.67570.72430.6267×+0.5704×0.6464+0.6880×+0.6757×0.08834+0.7243×0.22322=0.5712==22.107∴安全系数取0.8∴塔径：按标准圆整为：5.2.2其他工艺计算及流体力学计算1、精馏段（1）、堰及降液管的设计：塔截面积：空塔气速：板式塔的溢流装置是指溢流堰和降液管，降液管有圆形和弓形之分。圆形降液管的流通截面小，没有足够的空间分离液体中的气泡，气相夹带（气泡被液体带到下层塔板的现象）较严重，降低塔板效率，同时溢流周边的利用也不充分，影响塔的生产能力。所以，一般不采用圆形降液管。弓形降液管具有较大的容积，又能充分利用塔板面积，应用较为普遍。降液管的布置规定了板上液体流动的途径。一般有U型流、单溢流、双溢流及阶梯流。目前，凡直径在2.2m以下的浮阀塔一般都采用单溢流。本设计采用单溢流型结构、弓形降液管、不设进口堰。各项计算如下：a、出口堰尺寸堰长堰长是指弓形降液管的弦长，根据液体负荷及溢流形式而决定。对于单溢流，一般为（0.6—0.8）D，其中D为塔径。取堰长堰高为了保证塔板上有一定的液层，降液管上端必须超出塔板板面一定高度，这一高度即为堰高，以表示。板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即：堰上液层高度可由弗朗西斯经验公式计算，即塔内液体流量：流体收缩系数E一般情况下可取1，所引起的误差不大。∴圆整到0.05m∴实际上b、降液管底隙高度确定降液管底隙高度的原则是：保证液体流经此处的阻力不太大，同时要有良好的液封。一般按下式计算，即：，为液体通过降液管底隙时的流速。根据经验一般可取=0.07—0.25，本设计取=0.08。c、液体在降液管中的停留时间—降液管的面积由由《化工原理，下》P-164差得：—弓形降液管的宽度∴∴所以降液管尺寸适用。（2）、塔板布置塔板有整块式和分块式两种。直径在800mm以内的小塔采用整块式塔板，直径在900mm以上的大塔，通常采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。本设计采用分块式塔板，分为4块。（3）、浮阀的数目与排列浮阀塔的操作性能以板上所有浮阀处于全开时的情况最好，这时塔板的压强降及板上液体的泄露都比较小而操作弹性较大。浮阀的开度与阀孔处气相的动压有关，而动压的大小取决于气体的速度和密度。阀孔动能因子一般取9—12，本设计取阀孔气速阀孔数：个—阀孔直径取=0.039m鼓泡区面积无效区宽度取0.06m破沫区宽度取0.10m∴∴∴阀孔采用等腰三角叉排形式，同一排孔间距为75mm,因为个分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积故相邻两排孔间距要小于100mm,故取为t=80mm。按t=75mm,t=80mm以等腰三角形交叉排方式作图，排得阀数184个。按N=168重新核算空速及阀孔动能因数：u==3.532m/sF=3.532=11.85阀孔动能因数F变化不大，仍在9—12范围内。开孔率=×100﹪=10.79﹪本设计的开孔率在10—14﹪之间，所以满足要求。精馏段浮阀塔板结构图见图5。（4）、浮阀塔板的流体力学验算A、气体通过浮阀塔板的压降：a、干板压降（阀全开前）（）（阀全开后）（）将二式联立解得：液柱b、板上液层阻力为充气因数取0.5∴液柱c、液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：液柱则，单板压降：B、液泛（淹塔）为使液体能由上一层塔板稳定地流入下一层塔板，降液管内必须维持有一定高度的液柱。由伯努利方程可得：—上升气体通过一层塔板的压降所相当的液柱的高度，m—板上液层高度，m此处忽略了板上液面落差并认为降液管出口液体中不含气泡。—液体流过降液管的压降所相当的液柱的高度，m塔板不设进口堰：液柱∴液柱为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔板的出口堰。为此，在设计中令：—系数，是考虑到降液管内液体充气及安全操作两种因数的校正系数。对于一般的物系，取0.5；对于发泡严重的物系，取0.3—0.4；对于不易发泡的物系，取0.6—0.7。在这里取0.5，∴m，故满足要求。C、雾沫夹带雾沫夹带是指板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象。过多的雾沫夹带将导致塔板效率严重下降。为了保证板式塔能维持正常的操作效果，应使每千克上升气体夹带到上一层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量。影响雾沫夹带量的因数很多，最主要的是空塔气速和塔板间距。对于浮阀塔板上雾沫夹带量的计算，迄今上无适用于一般工业的确切公式。通常是间接地用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量大小的指标。此比值称为泛点百分率，或称泛点率。在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定的指标：大塔泛点率<80﹪直径0.9m以下大塔泛点率<70﹪减压塔泛点率<75﹪泛点率可按下面的经验公式计算，即：泛点率×100﹪泛点率×100﹪—板上液体流经长度，m—板上液流面积—泛点负荷系数，由《化工原理，下》P170查得：6—物性系数，正常系统，无泡沫，=1.0∴泛点率×100﹪=43.07﹪泛点率=×100﹪=43.76﹪均小于80﹪∴雾沫夹带量能够满足要求。D、漏液当上升气体流速减少，致使气体通过阀孔的动压不足以阻止板上液体经阀孔下流时，便会出现漏液现象。液体经阀孔向下泄露会使塔板效率严重下降。正常操作时，漏液量应不大于液体流量的10﹪。经验表明，当阀孔动能因数时，漏液量常接近10﹪，故作为控制漏液量的操作下限。前已取,故满足要求。（5）、浮阀塔板的负荷性能图按前述确定了塔板的工艺尺寸和流体力学验算之后，便可确认所设计的塔板能在任务规定的气、液负荷下正常操作。此时，还有必要进一步揭示该塔板的操作性能，即求出维持该塔板正常操作所允许的气、液负荷波动范围。这个范围通常以塔板负荷性能图的形式表示。影响板式塔操作状态和分离效果的主要因素包括物料性质、气液负荷及塔板结构尺寸等。在系统物性、塔板结构尺寸已确定的条件下，要维持塔的正常操作，必须把气液负荷限制在一定范围内。在以V、L分别为纵、横轴的直角坐标系中，标绘各种界限条件下的关系曲线，从而得到允许的负荷波动范围图形。这个图形即称为塔板的负荷性能图。雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线表示雾沫夹带量时的关系，塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将因为过多的雾沫夹带而使板效率严重下降。此线可根据泛点率公式求出，取泛点率为80﹪作为上限，则：=80﹪=80﹪表20取点表0.0010.0020.0030.0041.5231.5091.4941.480b、液泛线液泛线表示降液管内泡沫层达到最大允许值时的关系，塔板的适宜操作区也应在此线以下，否则将可能发生液泛现象，破坏塔的正常操作。液泛线可由下式得到：∴表21取点表0.0010.0020.0030.0041.4941.4671.4441.421c、液相负荷上限线CC液相负荷上限线又称为降液管超负荷线。此线反映对于液体在降液管内停留时间的起码要求。对于尺寸已经确定的降液管，若液体流量超过某一限度，使液体在降液管内的停留时间过短，则其中的气泡来不及放出就进入下层塔板，造成气相的返混，降低塔板效率。液体在降液管内的停留时间为：不应小于2~3s，即按计算，则：m/s求出上限液体流量L（常数）。d、漏液线DD（气相负荷下限线）漏液线又叫气相负荷下限线，此线表明不发生严重漏液现象的最低气体负荷，是一条平行于横轴的直线。塔板的适宜操作区应在此线的上方。前已述及，对于型重阀，当阀孔动能因数时，泄漏量接近10﹪，这可作为确定气相负荷下限值的依据。即按计算，则：由公式：可得：e、液相负荷下限线对于平堰，一般取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，低于此限时，便不能保证板上液流的均匀分布，降低气液接触效果。根据公式：∴∴在负荷性能图上，由上述、、、、所包围的阴影区域，应是所设计的塔板用于处理指定物系时的适宜操作区。在此区域内，塔板上的流体力学状况是正常的，但该区域内各点处的板效率并不完全相同。代表塔的预定气、液负荷的设计点P如能落在该区域内的适中的位置，则可望稳定良好的操作效果。如果操作点紧靠某一条边界线，则当负荷稍有波动时便会使效率急剧下降，甚至完全破坏塔的操作。通常把气相负荷上、下限的比值称为塔板的操作弹性系数，简称弹性。操作弹性大，说明塔适应变动负荷的能力大，操作性能好。在某些精馏操作中，当负荷波动时，液、气流量之比维持大体不变，故可在负荷性能图上以过原点O及设计点P的直线表示塔内气、液负荷变化的对应关系。在这种情况下，塔的气相负荷上、下限要根据此直线OP与适宜操作区边界线的上下交点来确定。负荷性能图见图6。由负荷性能图可得：操作弹性=2、提馏段（1）、堰及降液管的设计塔截面积：空塔气速：板式塔的溢流装置是指溢流堰和降液管，降液管有圆形和弓形之分。圆形降液管的流通截面小，没有足够的空间分离液体中的气泡，气相夹带（气泡被液体带到下层塔板的现象）较严重，降低塔板效率。同时溢流周边的利用也不充分，影响塔的生产能力。所以，一般不采用圆形降液管。弓形降液管具有较大的容积，又能充分利用塔板面积，应用较为普遍。降液管的布置规定了板上液体流动的途径。一般有U型流、单溢流、双溢流及阶梯流。目前，凡直径在2.2m以下的浮阀塔一般都采用单溢流。本设计采用单溢流型结构、弓形降液管、不设进口堰。a、出口堰尺寸堰长堰长是指弓形降液管的弦长，根据液体负荷及溢流形式而决定。对于单溢流，一般为（0.6—0.8）D，其中D为塔径。取堰长堰高为了保证塔板上有一定的液层，降液管上端必须超出塔板板面一定高度，这一高度即为堰高，以表示。板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即：堰上液层高度可由弗朗西斯经验公式计算，即：塔内液体流量：流体收缩系数E一般情况下可取1，所引起的误差不大。∴圆整到0.05m∴实际上b、降液管底隙高度确定降液管底隙高度的原则是：保证液体流经此处的阻力不太大，同时要有良好的液封。一般按下式计算，即：，为液体通过降液管底隙时的流速。根据经验一般可取=0.07—0.25，本设计取=0.15c、液体在降液管中的停留时间—降液管的面积由由《化工原理，下》P164查得：—弓形降液管的宽度∴∴所以降液管尺寸适用。（2）、塔板布置塔板有整块式和分块式两种。直径在800mm以内的小塔采用整块式塔板，直径在900mm以上的大塔，通常采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。本设计采用分块式塔板，分为4块。（3）、浮阀的数目与排列浮阀塔的操作性能以板上所有浮阀处于全开时的情况最好，这时塔板的压强降及板上液体的泄露都比较小而操作弹性较大。浮阀的开度与阀孔处气相的动压有关，而动压的大小取决于气体的速度和密度。阀孔动能因子一般取9—12，本设计取阀孔气速阀孔数：个—阀孔直径取=0.039m鼓泡区面积无效区宽度取0.06m破沫区宽度取0.10m∴∴∴阀孔采用等腰三角叉排形式，同一排孔间距为75mm,因为个分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积故相邻两排孔间距要小于100mm,故取为t=80mm。按t=75mm,t=80mm以等腰三角形交叉排方式作图，排得阀数173个。按N=173重新核算空速及阀孔动能因数：u==3.537m/sF=3.537=11.27阀孔动能因数F变化不大，仍在9—12范围内。开孔率=×100﹪=10.26﹪本设计的开孔率在10—14﹪之间，所以满足要求。提留段浮阀塔结构图见图7。（4）、浮阀塔板的流体力学验算A、气体通过浮阀塔板的压降：a、干板压降（阀全开前）（）（阀全开后）（）将二式联立解得：液柱b、板上液层阻力为充气因数取0.5∴液柱c、液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。∴因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：液柱则，单板压降：B、液泛（淹塔）为使液体能由上一层塔板稳定地流入下一层塔板，降液管内必须维持有一定高度的液柱。由伯努利方程可得：—上升气体通过一层塔板的压降所相当的液柱的高度，m—板上液层高度，m此处忽略了板上液面落差并认为降液管出口液体中不含气泡。—液体流过降液管的压降所相当的液柱的高度，m塔板不设进口堰：液柱∴液柱为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔板的出口堰。为此，在设计中令：—系数，是考虑到降液管内液体充气及安全操作两种因数的校正系数。对于一般的物系，取0.5；对于发泡严重的物系，取0.3—0.4；对于不易发泡的物系，取0.6—0.7，在这里取0.5∴m液柱，故满足要求。C、雾沫夹带雾沫夹带是指板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象。过多的雾沫夹带将导致塔板效率严重下降。为了保证板式塔能维持正常的操作效果，应使每千克上升气体夹带到上一层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量。影响雾沫夹带量的因数很多，最主要的是空塔气速和塔板间距。对于浮阀塔板上雾沫夹带量的计算，迄今上无适用于一般工业的确切公式。通常是间接地用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量大小的指标。此比值称为泛点百分率，或称泛点率。在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定的指标：大塔泛点率<80﹪直径0.9m以下大塔泛点率<70﹪减压塔泛点率<75﹪泛点率可按下面的经验公式计算，即：泛点率×100﹪泛点率×100﹪—板上液体流经长度，m—板上液流面积—泛点负荷系数，由《化工原理，下》P170查得：—物性系数，正常系统，无泡沫，=1.0∴泛点率×100﹪=43.21﹪泛点率=×100﹪=46.81﹪均小于80﹪∴雾沫夹带量能够满足要求。D、漏液当上升气体流速减少，致使气体通过阀孔的动压不足以阻止板上液体经阀孔下流时，便会出现漏液现象。液体经阀孔向下泄露会使塔板效率严重下降。正常操作时，漏液量应不大于液体流量的10﹪。经验表明，当阀孔动能因数时，漏液量常接近10﹪，故作为控制漏液量的操作下限。前已取,故满足要求。（5）、浮阀塔板的负荷性能图按前述确定了塔板的工艺尺寸和流体力学验算之后，便可确认所设计的塔板能在任务规定的气、液负荷下正常操作。此时，还有必要进一步揭示该塔板的操作性能，即求出维持该塔板正常操作所允许的气、液负荷波动范围。这个范围通常以塔板负荷性能图的形式表示。影响板式塔操作状态和分离效果的主要因素包括物料性质、气液负荷及塔板结构尺寸等。在系统物性、塔板结构尺寸已确定的条件下，要维持塔的正常操作，必须把气液负荷限制在一定范围内。在以V、L分别为纵、横轴的直角坐标系中，标绘各种界限条件下的关系曲线，从而得到允许的负荷波动范围图形。这个图形即称为塔板的负荷性能图。雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线表示雾沫夹带量时的关系，塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将因为过多的雾沫夹带而使板效率严重下降。此线可根据泛点率公式求出，取泛点率为80﹪作为上限，则：=80﹪=80﹪表22取点表0.0010.0020.0030.0041.5861.5711.5561.541b、液泛线液泛线表示降液管内泡沫层达到最大允许值时的关系，塔板的适宜操作区也应在此线以下，否则将可能发生液泛现象，破坏塔的正常操作。液泛线可由下式得到：∴表23取点表0.0010.0020.0030.0044.1534.1444.1364.129C、液相负荷上限线CC 液相负荷上限线又称为降液管超负荷线。此线反映对于液体在降液管内停留时间的起码要求。对于尺寸已经确定的降液管，若液体流量超过某一限度，使液体在降液管内的停留时间过短，则其中的气泡来不及放出就进入下层塔板，造成气相的返混，降低塔板效率。液体在降液管内的停留时间为：不应小于2~3s，即按计算，则：m/s求出上限液体流量L（常数）。d、漏液线DD（气相负荷下限线）漏液线又叫气相负荷下限线，此线表明不发生严重漏液现象的最低气体负荷，是一条平行于横轴的直线。塔板的适宜操作区应在此线的上方。前已述及，对于型重阀，当阀孔动能因数时，泄漏量接近10﹪，这可作为确定气相负荷下限值的依据。即按计算，则：由公式：可得：e、液相负荷下限线对于平堰，一般取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，低于此限时，便不能保证板上液流的均匀分布，降低气液接触效果。根据公式：∴∴在负荷性能图上，由上述、、CC、DD、所包围的阴影区域（其中液泛线的各数据很大，由于其已经对操作无影响故在坐标纸上部没有画出），应是所设计的塔板用于处理指定物系时的适宜操作区。在此区域内，塔板上的流体力学状况是正常的，但该区域内各点处的板效率并不完全相同。代表塔的预定气、液负荷的设计点P如能落在该区域内的适中的位置，则可望稳定良好的操作效果。如果操作点紧靠某一条边界线，则当负荷稍有波动时便会使效率急剧下降，甚至完全破坏塔的操作。通常把气相负荷上、下限的比值称为塔板的操作弹性系数，简称弹性。操作弹性大，说明塔适应变动负荷的能力大，操作性能好。在某些精馏操作中，当负荷波动时，液、气流量之比维持大体不变，故可在负荷性能图上以过原点O及设计点P的直线表示塔内气、液负荷变化的对应关系。在这种情况下，塔的气相负荷上、下限要根据此直线OP与适宜操作区边界线的上下交点来确定。负荷性能图见图8。由负荷性能图可得：操作弹性=沈阳化工大学学士学位论文第六章塔及其附属设备的计算与选型PAGE46PAGE48第六章塔及其附属设备的计算与选型6.1塔顶冷凝器的设计与选型因为被冷凝的气相介质的饱和蒸汽压不是很高，且腐蚀性不严重，冷凝膜系数也不高，所以选用管壳式换热器中的固定管板式卧式换热器。具体的说明：（1）、冷凝量相同，用相同型号冷凝器时，卧式壳程冷凝膜传热系数比立式管内或管外的膜传热系数高数倍。（2）、在壳程冷凝时，饱和气体的压力降比管程小。（3）、冷却水走管内便于清除水垢，且水走管内容易保持较高流速，这样对于降低水垢的生成速度与提高水膜的传热系数都有好处。虽然浮头式有壳体和管束的温度不受限制，管束便于更换，壳程可以用机械法清除等优点，但其造价高且结构复杂，同时固定管板式具有结构简单造价低的优点，故选用固定管板式卧式冷凝器（全凝器）。冷却介质为10℃水，升温10℃，出口温度为物料蒸汽进口温度为26℃，回流露点温度为25.68冷凝器热负荷前已算出，∴取总传热系数为：∴传热面积为：=438.59m由《金属设备，上册》P118查得：根据传热面积选择设备型号：G1000Ⅰ-6-446.2碳钢标准图号为:JB1145-71-1-05有效换热面积：446.2公称直径：10管程数：Ⅰ管子数：1267个管长6000mm公称压力：6.00公斤/厘米6.2塔底再沸器的设计与选型塔底物体粘度值较大，且不易受热分解清洁介质，管程和壳程温差大于30所以可以用立式热虹吸式再沸器。其优点：（1）、占地面积小（2）、连接管线长（3）、管程流体不易结垢（4）、传热面积较小时，再沸器的金属耗量最低（5）、在加热段的停留时间短（6）、出塔产品的缓冲容积较大，流率稳定性较高故采用固定管板式热虹吸式再沸器。加热介质为：90℃热水出口温度为：75物料进口温度为52℃出口温度为：热水走管程，物料走壳程。∴取总传热系数为：∴传热面积:=333.15×1.1=366.465m由《金属设备，上册》P156查得：根据传热面积选择设备型号：GCH1800Ⅳ-16/10-400碳钢标准图号为:JB1145-71-1-22有效换热面积：400公称直径：1800mm管程数：Ⅰ管子数：1181个管长3000mm公称压力：16/10(公斤/)6.3泵的选型与计算本设计采用Y型卧式离心油泵。各泵由《化工工艺设计手册，下》P4-48查得：（1）、回流泵∴为了保证安全通常取的1.1倍，则泵型号：65Y-60B流量：20.0扬程：37.5m转数：2950r/min效率：47﹪轴功率：4.35KW电机功率：5.5KW（2）、进料泵进料温度：307.42K26.038×+62.499×0.9784+44.054×+98.96×+18.015×0.0136=61.952由《化工工艺设计手册，上》P2-315查得表24：表24取点表组分乙炔氯乙烯乙醛二氯乙烷水302.5886.3758.751232.02994.21302.5×+886.3×0.9784+758.75×+1232.02×+994.21×0.0136=895.532∴为了保证安全通常取的1.1倍，则泵型号：65Y-100流量：25扬程：110m转数：2950r/min效率：40﹪轴功率：18.3KW电机功率：30KW（3）、塔釜液泵塔釜温度：353.97K62.499×0.3144+44.054×0.01878+98.96×0.1712895+18.015×0.4328386=45.23由《化工工艺设计手册，上》P2-315查得表25：表25取点表组分氯乙烯乙醛二氯乙烷水792.76911163971.8792.7×0.3144+691×0.01878+1163×0.1712895+971.8×0.4328386=938∴为了保证安全通常取的1.1倍，则泵型号：40Y-40×2流量：2。50扬程：87m转数：2950r/min效率：17﹪轴功率：3.48KW电机功率：7.5KW6.4主要接管各管由《化工原理，上册》P357查得：（1）、塔顶蒸汽出口管出口气体体积流量：取流速∴无缝钢管：351×7.5（2）、回流液管径取流速∴无缝钢管：83×3.5（3）、加料管径=取流速∴无缝钢管：95×3.5（4）、塔釜出料管径取流速∴无缝钢管：32×3（5）、塔釜进气管径塔釜温度：353.97K62.499×0.3144+44.054×0.01878+98.96×0.1712895+18.015×0.4328386=45.