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1、精选优质文档-倾情为你奉上化工原理课程设计丙烯丙烷精馏装置设计 学 院（系）： 化工与环境生命学部 专 业： 化 创 学 生 姓 名： 高 天 宇 学 号： 指 导 教 师： 李 祥 村 完 成 日 期： 2014年7月1日 大连理工大学Dalian University of Technology专心-专注-专业前 言化工原理课程是化学化工专业学生的专业基础课程，作为化工专业出身的学生，学好化工原理相关知识对今后从事化工专业相关工作及进一步深造科研都有着非常重要的意义。经过一年化工原理基础知识的学习，我们已经基本了解了化工原理在化工生产中的重要应用，同时也基本掌握了最基础的化工过程计算方法和
2、设计原理。本设计说明书主要包括概述、方案流程简介、精馏塔设计、再沸器设计、辅助设备设计、管路设计和控制方案等部分，对丙烯-丙烷精馏装置进行了详细的分析设计计算和校核，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了详细的设计说明和校对。通过本次化工原理课程设计，完成了对丙烯-丙烷精馏装置的设计和计算，本次课程设计既是对化工原理课程学习的一个总结，充分利用所学的理论知识，也为今后从事化工相关行业工作打下良好的基础，在加深对所学知识的认识和理解的同时，也将所学的知识应用到实际化工生产设备的设计计算之中，锻炼了将理论应用于实际和理论联系实际的能力，相信课程设计在以后的学习、工作中都会起到良好的作用。 鉴于设计
3、者经验和水平有限，本设计说明书中还存在很多问题和不足，希望老师给予指导和帮助。目 录1 概述1.1 方案的确定和论证1.1.1 精馏过程简介精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。1.1.2 精馏塔简介精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离，为保
4、证精馏过程能稳定、高效地操作，适宜的塔型及合理的设计是十分关键的。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。 按照塔的内件结构，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔盘上的液层使两相密切接触，进行传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体自下而上流动，与液体逆流传质。两
5、相的组分浓度沿塔高呈连续变化。 本设计选取的是板式塔，相比较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较达，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场
6、，这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。项目板式塔填料塔压力降一般比填料塔大小，适于要求压力降小的场合空塔气速（生产能力）小大塔效率稳定，大塔比小塔有所提高塔径在1400mm以下效率较高；塔径增大，效率常会下降液气比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小安装维修较容易较困难造价直径大时一般比填料塔低直径小于800mm,一般比板式塔便宜；直径增大，造价显著增加重量较轻重材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料表1.1 板式塔和填料塔的性能比较1.1.3 常用塔板类型的比较 筛板塔板：突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小，但过去认为它很容易漏液、操作弹性小，且易堵塞，应用不广。
7、经过长期研究发现，只要设计合理和操作适当，筛板仍能满足生产上所要求的操作弹性，而且效率较高。目前已成为应用日趋广泛的一种塔板。浮阀塔板：浮阀塔板是综合了泡罩和筛板的优点研制出来的。这种塔操作弹性大，阻力比泡罩塔板大为减少，其生产能力大于泡罩塔板。另外，这种塔的板效率高。主要缺点是浮阀使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。常用的浮阀有F1和V4型两种，后者用于减压塔。泡罩塔板：在气液负荷有较大变动时也可操作，且具有较高的塔板效率，操作弹性较大，不易堵塞，对物料适应性强，长期以来应用较广。但泡罩塔板的生产能力不大，结构过于复杂，不仅制造成本高，且塔板阻力大，液面落差也大，近些年来在许多
8、场合已逐渐为其他型式的塔板所取代。本次设计中采用浮阀塔板，浮阀塔性能优越，具有显著特点，收到人们的广关注。浮阀塔的主要缺点是长期使用后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，而操作失常。1.1.4 回流比精馏塔在开车时原料由进料板加入，或有开车前将料液直接加入釜中。当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器开始加热，使液体部分汽化返回塔内。从塔底部上升的气相沿塔上升至塔顶，再由塔顶冷凝器将其全部冷凝。开车的初始阶段将凝液全部返回塔顶做回流液，即全回流。回流液从塔顶沿塔流下，在下降的过程中与来自塔底的上升蒸汽多次逆向接触和分离。只要塔板数足够多，塔顶的液相回流量足够大，在塔顶即可获得所要求纯度的易挥发组分产品
9、。塔底上升蒸汽和塔顶液体回流是精馏过程连续进行的必要条件。回流是精馏与普通蒸馏的本质区别。精馏过程的回流比是一直重要的设计和操作参数，直接关系到设备投资和操作费用大小。当其他条件不变时，增大回流比加入再沸器和移出冷凝器的热流量均随之增加，使设备费用和操作费用增加。因回流比R增大，使精馏段操作线斜率增大而远离平衡线，每块板的分离能力提高，从而使完成相同分离要求所需的理论板数NT减少，精馏塔高度随之降低。然而由于回流比R增大，使塔内气、液相流量增大，引起辅助设备尺寸增大，塔径变大以及塔板结构的改变，从而影响到设备的投资费用。由此可见，操作回流比变化对精馏装置生产成本的影响有利有弊，所以在设计时存在
10、操作回流比的优选问题。适宜回流比指操作费用和设备费用之和最小时对应的回流比，需进过衡算来决定，其准确值一般较难确定。初步设计时可取一经验数据，工程设计一般取1.22.0倍最小回流比。精馏设计时，实际回流比的选取还应考虑一些具体情况。如对于难分离的物系，宜选用较大的回流比，而在能源相对紧张的区域，为减少加热介质的消耗量，就考虑选取回流比较小的操作。1.1.5 压力的选择精馏塔的设计和操作都是基于一定塔压下进行的，因此一般精馏塔总是首先要保持操作压力的恒定。塔压的变化对塔的操作将产生如下影响：影响产品质量和物料平衡。改变操作压力，会改变组分间的相对挥发度，将使每块板上的气液平衡的组成发生改变。压力
11、增加，组分间的相对挥发度降低，分离效率下降，反之亦然。此外，操作压力对精馏塔所用的热源及冷剂品味影响较大，而低温冷剂较难获取，其成本常高于热源成本，因此应尽可能避免使用高品位的冷剂。通常选取常压操作。如果常压操作时，塔顶蒸汽的露点低于常温，则应适当提高塔的操作压力，使塔顶蒸汽露点升至常温以上，采用冷却水就能将塔顶蒸汽全部冷凝，此压力即适宜的操作压力。但是，压力提得过高，将导致设备投资过大，所以应权衡操作费用和设备投资，选择一个适宜的操作压力。然而，有时为了实现蒸馏在系统中的能量集成，需根据热源用户所需的温位，通过严格的模拟计算，来确定该塔顶蒸汽提至所需温位时相应的操作压力。1.1.6 再沸器再
12、沸器的作用是将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间接触传质得以进行。再沸器多与精馏塔合用，再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间的一种特殊换热器，从塔底线提供液相进入到再沸器中。通常再沸器中部分液相被汽化。形成的两相流被送回到塔中：气相组分向上通过塔盘、液相组分回塔底。 再沸器可分为立式和卧式两种，而立式又包括热虹吸式和强制循环式两种，卧式分为热虹吸式、强制循环式、釜式再沸器、内置式再沸器四种。本次设计采用立式热虹吸式再沸器是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热，它具有如下几个特点：将釜液和换热器传热管气液混合物的密度差作为循环推
13、动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环；能得到非常高的传热系数；结构紧凑、配管简单、占地面积小；在加热区的停留时间短，不易结垢，调节容易，设备及运行费用低。由于壳程不能机械清洗，造成修理和维修的难度增加，不适宜高粘度、或脏的传热介质；塔釜提供气液分离空间和缓冲区。立式热虹吸再沸器仅在循环量大时相当于一块理论板。同时由于是立式安装，因而增加了塔的裙座高度。再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，因为其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，本次设计中采用的是100下的饱和水蒸气（1个标准大气压）。1.1.7 冷凝器用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其
14、余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。本设计用水作为冷却剂。1.2 精馏过程流程设计1.2.1 分离序列的选择对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。1.2.2 能量的利用精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。精馏操作参数的优化：在保证
15、分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。包括适宜回流比和理论塔板数的选择，进料位置的选择，进料热状态的选择，操作压力的选择等。精馏系统的能量集成：从全过程系统用能的供求关系进行分析，将过程系统中的反应分离、换热等用能过程与公用工程（加热蒸汽、冷却水、电等）的使用一同考虑，综合利用能量。常用的能量集成策略有多效蒸馏、热泵技术、塔偶合技术等。通过能量集成，可进一步降低有效能损失，提高系统用能的完善程度。 2 方案流程2.1 精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产
16、品。流程如下：原料（丙烯和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2.2 工艺流程2.2.1 物料的储存和运输精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储
17、存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2.2.2 必要的检测手段为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。2.2.3 调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。具体的工艺流程为：由泵P-101A/B将要分离的丙烯丙烷混合物从原料罐V-101引出，送入精馏塔T-101中。T-101塔所需的热量由再沸器E-103加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器
18、E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝，凝液存入回流罐V-102。凝液一部分经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送入丙烯产品罐V-103中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷产品罐V-104中。此外，还应备一残液罐V-105，以便收集不合格产品以及停车时收集装置内全部滞留物料，以待检测设备。2.3 设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。2.4 处理能力及产品质量要求处理量：50kmol/h产品质量：（以丙烯摩尔百分数计） 进料：xf65 塔顶产品：xD98 塔底产品: xw2总板效率：0.6饱和液体进料2.5 设计的目的和
19、意义本次设计是为了确定一处理量为50kmol/h的丙烯-丙烷精馏塔的尺寸及性能参数，以获得较大的生产能力及较高的生产效率，并尽量节约能源，减少污染并得到较高的经济效益。3 精馏塔工艺设计3.1 精馏过程工艺流程1. 分离序列的选择对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。2. 能量的利用精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理
20、、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。（1）精馏操作参数的优化 在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。（2）精馏系统的能量集成 着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。3. 辅助设备4. 系统控制方案3.2 设计条件1. 工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，总板效率为0.6。2. 操作条件：（1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）（2）加热剂及加热方法：加热剂 饱和水蒸气 加热方法间壁换热（3）冷
21、却剂及冷却方法：冷却剂循环冷却水 冷却方法间壁换热（4）回流比系数：R/Rmin=1.23. 塔板形式：浮阀4. 处理量：qnF=50kmol/h5. 塔板设计位置：塔底6. 安装地点：大连3.3 系统物料衡算和热量衡算3.3.1 物料衡算系统总物料衡算 （3.1）轻组分物料衡算 （3.2）式中 进料摩尔流量及摩尔分数 塔顶产品摩尔流量及摩尔分数 塔底产品摩尔流量及摩尔分数带入数值，得： 3.3.2 热量衡算塔底再沸器热流量 塔底再沸器加热蒸汽质量流量 塔顶冷凝器热流量 塔顶冷凝器冷剂质量流量 3.4 精馏塔塔板数的确定3.4.1 塔顶，底温度确定（1） 塔顶压力P=1.73mPa;状态方程（
22、EOS）法计算高压气液平衡。（P-R）方程。查出所需纯物质的参数：表2.1 丙烷-丙烯物性参数Pc/MPaTc/K丙烷4.25369.80.152丙烯4.62365.00.148P-R方程: (3.3)式中，aT=aTcTr, (3.4) (3.5) (3.6) (3.7) (3.8)组分逸度的计算： (3.9)式中， (3.10) (3.11) (3.12)， , (3.13)气液相平衡关系： (3.14)计算框图如图3.1。泡点迭代计算，得塔顶温度TD=316.14K。由T=316.14K,查P-T-K图，得KA=1.00，KB=0.89，=1.124。误差假设理论板NT=110，NP=(
23、110-1)/0.6=182. （2） 液体密度，查表化工物性算图手册，得=479kg/m3，则每块板阻力按100mm液柱计算，有=1721.3+1820.14799.8/1000=1806.7 kPa假设塔底温度TW=325.3K 查图 KA=1.10，KB=0.98，误差0.002输入参数Pci，Tci，kij；P，xi设T，并假定值由P-R方程求VL由式（10）（12）求aLm, bLm由式(9),(13)求yi=xi/由式（9），（13）求第一次迭代？是由式（10）（12）求aVm, bVm,由P-R方程求VV否Tk+1=Tk+Tyi有变化？是否yi=1？是 打印结果图3.1 泡点温度
24、计算框图3.4.2 最小回流比进料状态为泡点进料，q=1，因而q线方程即为： (3.15)又相平衡方程： (3.16)联立上式，解得：因而最小回流比则R= 1.2Rmin = 14.033.4.3 塔板数计算精馏段操作线方程： (3.17)式中 R回流比 离开第n块板的液相摩尔组成 离开第n+1块板的汽相摩尔组成即 提馏段操作线方程： (3.18)式中 进料热状态参数 进料摩尔流量 精馏段液相摩尔流量 釜液摩尔流量及摩尔组成 离开第n块板的液相摩尔组成 离开第n+1块板的汽相摩尔组成即 相平衡方程 (3.19)逐板计算各板气液相组成：精馏段， 提馏段初值，精馏段计算至，进料板即为第i块。并且换
25、提馏段方程继续计算，直至。计算结果：进料板i=65，理论版NT=109，Excel计算结果详见附录一所示。实际板Np=108/0.6=180.3.5 精馏塔工艺设计3.5.1 物性数据 (3.20)对于塔顶丙烯，T=43，Tr=316.1/365.0=0.866, Pr=1.73/4.62=0.374，使用普遍化Virial系数法计算： (3.21)其中 (3.22) (3.23)式中 Z压缩因子 Pr对比压力 Tr对比温度带入数值，计算结果Z=0.802，。查表，表面张力，M=42.1kg/kmol.3.5.2 塔径估算（1）塔内气液相摩尔流量：精馏段：提馏段： 气液体积流量：液相体积流量
26、两相流动参数： (3.24)式中 气、液相体积流量， 气、液相体积流量， 气、液相质量流量，代入数据假设塔板间距HT=0.4m，查Smith关联图，C20=0.058。因而气体复合因子.液泛气速： (3.25)式中 C气体负荷因子即，取泛点率操作气速u=0.70.158=0.11m/s气体流道截面积： (3.26)代入数值，得A=1.518m2对于有降液管的踏板，气体的流通截面积A并非塔的总截面积，而是塔板上方空间的截面积，即塔的截面积AT与降液管截面积Ad之差： (3.27)取=0.12代入数值，则塔径，圆整值为1.6m.液体流量和塔径符合溢流形式塔板的选择要求。对圆整后塔径校核：实际面积：
27、AT=2.01 m2，降液管截面积：Ad=AT0.12=0.20 m2，气体流道截面积：A=AT-Ad=1.81 m2 ,实际操作气速： m/s实际泛点率：，不满足要求，重新计算假设。选取D=1.4m，则：实际面积：AT=1.54 m2，降液管截面积：Ad=AT0.10=0.18 m2，气体流道截面积：A=AT-Ad=1.36 m2 ,实际操作气速：泛点率，满足要求。同时塔径和塔板间距之间亦符合经验关系要求。3.5.3 塔高计算实际板180块，HT=0.4m，则塔有效高度Z0=72 m.设釜液在釜内停留时间为20min，排出釜液流量也即精馏段液相流量，塔釜丙烷密度，则釜液的高度为：m将进料所在
28、班的板间距增至700mm，每20块板设置一个人孔，人孔所在板的板间距增至800mm，共10个人孔。此外在考虑塔顶端及上方的气液分离空间高度取1.5m，裙座取5m。各段高度之和为h=93.0m。3.6 溢流装置的设计3.6.1 降液管（弓形）由=0.10查表，可知：lw/d=0.72，bd/D=0.15。因而堰长lw=0.72D=1.01m，堰宽bd=0.15D=0.21m。 选取平形受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙hb=0.03m。3.6.2 溢流堰堰上方液头高度hOW可由下式计算： (3.28)式中 液体流量，m3/h 堰长，m E液流收缩系数代入数值计算，得，其中E取值为1.溢流
29、强度，降液管底隙液体流速堰高取0.05m。3.7 浮阀3.7.1 浮阀数选取F1型浮阀，重型，阀孔直径d0=0.039m，初取阀孔动能因子F0=11，计算阀孔气速： 浮阀个数：个。3.7.2 浮阀排列方式通过计算及实际试排确定塔盘的浮阀数n。在试排浮阀时，要考虑塔盘的各区布置。例如塔盘边缘区宽度bc、液体进出口安定区宽度bs、bs以及塔盘支撑梁所占的面积。取塔板上液体进、出口安定区宽度bs=bs=0.075m，边缘区宽bc=0.05m，前步骤计算得bd=0.21m。当塔板为单流型时，有效传质区面积As由下式计算： (3.29) (3.30) (3.31)代入数值计算，得x=0.43m，r=0.
30、65m，Aa=1.02m2。开孔所占面积：0.090m2。选择错排方式，其孔心距t可由以下方式估算。由开孔内阀孔所占面积分数解得 (3.32)根据估算提供孔心距t进行布孔，并按实际可能的情况进行调整来确定浮阀的实际个数n，按t=125mm进行布孔，实际阀数n=70.并重新计算塔板的各参数。阀孔气速：动能因子：，基本满足假设。塔板开孔率3.8 塔板流动性能的校核3.8.1 液沫夹带量校核为控制液沫夹带量eV，应使泛点F1小于等于0.80.82。浮阀塔板泛点率由下式计算： (3.33)或 (3.34)式中 汽、液相体积流量，m3/s ZL液体横过塔板流动的行程，m K物性系数塔板气相密度和塔板间距
31、查图得CF=0.112。本物系K值可取1.塔板上液体流道长ZL及液流面积Ab分别为：故得 或 所得泛点率F1均低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。3.8.2 塔板阻力hf计算 （1） 干板阻力h0临界孔速u0=1.99m/s因阀孔气速u0大于临界阀孔气速uoc，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。 (3.35)代入数值，h0=0.078m。（2） 塔板清液层阻力hl塔板上充气液层的阻力hl与堰高、溢流强度、气速有关，影响因素比较复杂，通常由以下经验公式计算。 (3.36)式中 hL塔板上清液层高度，m 充气系数，无量纲对于本物系，充气系数0取0.4，hL=0.4(0.05+0.035)=0.03
32、4m（3） 克服表面张力 (3.37)式中 阀孔直径，m 液体表面张力，mN/m代入数值，由以上三项阻力之和求得塔板阻力hf3.8.3 降液管液泛校核降液管中清液层高度由下式计算，其中hd为流体流过降液管底隙的阻力，计算公式如(3.34). (3.38) (3.39)式中 液体流过底隙处的速度，m/s 液体流量，m/s 堰长，m 底隙，m代入数值计算hd=0.024m，Hd=0.221m取降液管中泡沫层相对密度=0.6，则可求降液管中泡沫层高度Hd=Hd/=0.36m。而HT+hw=0.45m，故不会发生降液管液泛。3.8.4 液体在降液管中的停留时间校核为了避免严重的气泡夹带是传质性能降低，
33、液体通过降液管时应有足够的停留时间，以便释放出其中夹带的大部分气体。液体在降液管中的平均停留时间为 (3.40)式中 平均停留时间，s 液体体积流量，m3/s Ad降液管面积，m2 HT塔板间距，m代入数值，满足要求。3.8.5 严重漏液校核漏液使塔板上的液体未和气体充分接触就直接漏下，降低了塔板的传质性能，而严重漏液似的塔板无法工作。因此，设计时应避免严重漏液并使漏液量较少。当气速由大变小，开始发生严重漏液使的阀孔气速称为漏液点气速，一般要求孔速u0为漏液点气速u0的1.52倍，它们之比称为稳定系数，以K表示。对于浮阀塔，一般取F0=5时，当其小于5时发生严重漏液，故漏液点的孔速u0可取F0
34、=5的相应孔流气速稳定系数K= u0/ u0=2.34，不会发生严重漏液。3.9 塔板负荷性能图3.9.1 过量液沫夹带线关系式在式(3.28)或(3.29)中，已知物系性质及塔盘结构尺寸，同时给定泛点率F1时，即可表示出气、液相流量之间关系。令F1=0.8，(3.28)式化为：作图如曲线1.3.9.2 液相下限线令=0.006，得：。做出曲线23.9.3 严重漏液线因动能因子F05时，会发生严重漏液，故取F0=5，计算相应气相流量 (3.41)式中所以此即为漏液线，也称为气相下限线，记为3.3.9.4 液相上限线降液的最大流量为可见该线为一平行的轴直线，记为4.3.9.5 降液管液泛线关系式
35、当塔降液管内泡沫层上升至上一层塔板时，即发生了降液管液泛。根据降液管液泛的条件，得以下降液管液泛工况下的关系 (3.42) 显然，为了避免降液管液泛的发生，应使，将上式中均表示为函数关系，同时略去表面张力影响，简化关系式。式中 ;E=1 ，代入整理可得 (3.43)代入数值整理，得即，作图线5.将以上1.2.3.4.5.条线标绘在同一直角坐标系中，塔板负荷性能如图3.2所示。分别从图中读得气相流量的下限及上限，并求得塔的操作弹性： 操作弹性=3.10 塔板设计结果由负荷性能图可知，设计点在负载性能图中位置比较适中，有较好的操作弹性和适宜裕度，其他性能均满足要求。所以本设计较为合理。图3.2 塔
36、板负荷性能塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果：名称名称塔内径D（m）1.4空塔气速u（m/s）0.11板间距HT（m）0.40泛点率u/uf0.76液流型式单流式动能因子F011降液管截面积与塔截面积比Ad/AT0.10孔口流速U0（m/s）1.99出口堰堰长lw（m）1.01降液管流速Ub（m/s）0.40弓形降液管宽度bd（m）0.21稳定系数k2.34出口堰堰高hw（mm）50溢流强度uL（m3/mh）42.77降液管底隙hb（mm）30堰上液层高度how（mm）0.035边缘区宽度bc（mm）50每块塔板阻力hf（mm）0.112安定区宽度bs（mm）75降液管清液层高度Hd（mm）22
37、1板厚度b（mm）4降液管泡沫层高度Hd/(mm)368浮阀个数70降液管液体停留时间（s）5浮阀直径（mm）39底隙流速ub（m/s）0.40开孔率（%）5气相负荷上限（m3/h）748气相负荷下限（m3/h）250操作弹性2.994 再沸器工艺设计4.1 设计任务与设计条件4.1.1 设计任务 选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：0.1013+1.62=1.7213MPa压力降：=1820.14799.8/1000=0.0854 kPa塔底压力=1.8067MPa4.1.2 再沸器壳程与管程的设计条件进入釜液液体的体积流量，压力1.807MPa，露点温度52.1。使用饱和水蒸气为加热介质，温度
38、为100。4.1.3 物性参数表4.1 壳程凝液在定性温度100下的物性数据：潜热热导率粘度密度2257kJ/kg0.683/（）0.283mPas958.4表4.2 管程丙烷在52.1下物性参数气化潜热278.18kJ/kg液相热导率0.082W/(mK)液相粘度0.072mPas液相密度443.9 kg/ m3液相定压比热2.98kJ/(kgK)表面张力4.5 mNm汽相粘度0.0078mPas汽相密度35 .5kg/ m3蒸汽压曲线斜率2.6710-54.2 估算设备尺寸再沸器的热流量根据式，求得热流量计算传热温差。假设传热系数，即用式(4.1)可估算传热面积： (4.1)代入数值，得A
39、p=54.82m2.拟用传热管规格为，管长L=3000mm，可用式(4.2)计算总传热管数NT: (4.2)代入数值计算，。若将传热管按正三角形排列，则可得：壳体内径，取焊接，圆准取0.7m。此时，范围较为合适。取管程进口管直径，管程出口管直径4.3 传热系数的校核4.3.1 显热段传热系数KCL设传热管出口出汽化率，用式(4.3)计算循环流量qmt: (4.3)代入数值式中 釜液循环质量流量，kg/s 釜液汽化质量流量，kg/s 出口气含率（1） 显热段管内表面传热系数用式(4.4)计算传热管内质量流速G: (4.4)计算得G=208.0.管内的雷诺数Re，普朗特数Pr分别如下计算： (4.5) (4.6)式中 管内液体粘度，PaS 管内液体定压比热容，kJ/(kgK) 管内液体热导率，W/(mK)分别计算，得， 用式(4.7)计算显热段传热管内表面换热系数：