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1、-年产7万吨环氧环己烷精制工段工艺设计毕业论文-第 35 页年产7万吨环氧环己烷精制工段工艺设计The Refining Process Design of Epoxy-cyclohexane on 70 kt/a目 录摘要IAbstracII引言1第一章 绪论21.1 环氧环己烷21.2 环氧环己烷的合成21.3 环氧环己烷的精馏分离21.4 环氧环己烷精制工艺的国内外研究现状3第二章 设计方案52.1 设计方案52.2 工艺的选用5第三章精制工段工艺设计63.1 设计条件63.2 精馏塔的设计63.2.1 精馏塔的物料衡算63.2.2 塔板数的确定73.2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数
2、据的计算83.2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算143.2.5 塔板主要工艺尺寸计算163.2.6 塔板流体力学验算193.2.7 塔板负荷性能213.3 附属设备的设计253.3.1 全凝器的设计253.3.2 再沸器的设计263.3.3 原料预热器的设计263.3.4 法兰的设计273.3.5 接管的计算与选择27第4章 自动控制系统304.1 自动控制概述及要求304.2 自动控制设计31第5章 厂区布置325.1 概述325.2 布置原则及方法32结论34致谢35参考文献36年产7万吨环氧环己烷精制工段工艺设计摘要：环氧环己烷是一种重要的有机合成中间体，本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离
3、含环己烯0.40（以下皆为质量分数）的环己烯环氧环己烷混合液，其中环氧环己烷产量为70000t/年，最终获得0.985的塔顶产品环己烯和0.98的塔釜产品环氧环己烷。本设计采用泡点进料，泡点回流，塔釜采用间接蒸汽加热。本设计通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算以及计算接管壁厚。此外，还对一些辅助设备进行了设计，包括全凝器、再沸器和原料预热器，对本设计中需要的自动控制系统也有简单的介绍。在设计中，精馏塔塔径为1.5m，有效高度为11.1m，塔板采用分块式塔板和单溢流弓形降液管，板间距为0.45m。关键词：环氧环己烷；环己烯；浮阀精馏塔；精制The Refining
4、 Process Design of Epoxy-cyclohexane on 70 kt/aAbstrac：Epoxy-cyclohexane is important organic synthetic intermediates,and this paper designed a float valve distillation column of atmospheric pressure to separate cyclohexene-epoxy-cyclohexane mixture with cyclohexene containing 0.40（mass fraction,so
5、as follows）. Cyclohexene 0.985 was obtained at the top and 0.98 the bottoms product epoxy cyclohexane.The production of epoxy cyclohexane is 70kt/a.The bubble point feed, the bubble point back-flow were used,and the tower reactor employs indirect steam heating.A great deal of literature for processi
6、ng physical property data,computing tower plates,computing the tower body structure, computational fluid dynamics and computational takeover wall thickness were consulted in this design.In addition,some of the auxiliary equipment, including the whole condenser, reboiler and raw material preheater we
7、re designed in this paper.The necessary automatic control system are simply introduced.The rectifying tower diameter is 1.5 m,and its effective height is 11.1m.Plate of the tower adopt the block type plate and single overflow arch downcomer with plate distance is 0.45 m.Key words：cyclohexene oxide;c
8、yclohexene; float valve distillation column;refine引 言1,2-环氧环己烷又名环氧环己烷，是一种带香味的无色或淡黄色液体。由于环氧环己烷分子结构中存在十分活泼的环氧基，使其能与胺、酚、醇、羧酸等反应生成一系列高附加值的化合物。环氧环己烷的用途很广，可作为中间体用于制备农药克螨特，己二酸、尼龙66、环氧类涂料、橡胶促进剂、燃料等化工产品也是一种应用领域非常广泛的有机溶剂，为此，研究开发经济适用的高纯环氧环己烷的生产技术具有重要意义。环氧环己烷是一种热敏性物料，其精馏分离常采用常压蒸馏。常压蒸馏用于热敏性物料的分离，对温度要格外注意，因此对热敏性物
9、料的精馏分离应特别注意塔釜温度的控制。塔设备可以为传质过程创造适宜的外界条件，除了维持一定的压强、温度、规定的气、液流量等工艺条件外，还可以从结构上保证气、液有充分的接触时间、接触空间和接触面积，以达到相际之间比较理想的传质和传热效果。本设计通过使用热量衡算、物料衡算等方法，对操作压力、温度、塔板数、所用塔的个数进行计算，设计出所用的洗液的浓度和用量、以及副产物的合理循环利用等，以得到高质量的环氧环己烷产品。第一章 绪论1.1 环氧环己烷1,2-环氧环己烷又名环氧环己烷，是一种带香味的无色或淡黄色液体。熔点-40，沸点130132，闪点27。相对密度（20/4）0.966，不溶于水，能与乙醇、
10、丙酮、醚等挥发物质相溶；易燃、易挥发、无腐蚀性。由于1,2-环氧环己烷分子结构中存在十分活泼的环氧基，使其能与胺、酚、醇、羧酸等反应生成一系列高附加值的化合物。1,2-环氧环己烷的用途很广，可作为中间体用于制备农药克螨特，己二酸、尼龙66、环氧类涂料、橡胶促进剂、燃料等化工产品也是一种应用领域非常广泛的有机溶剂。1.2 环氧环己烷的合成1,2-环氧环己烷可从轻质油中分离，也可经过化学方法合成。含环氧环己烷的轻质油来源于环己烷氧化制环己酮的少量副产物，其产量受限于环己酮的产量，而且产品的纯度较低。因此，化学合成法是生产环氧环己烷的主要方法。目前其合成方法有氯醇法、空气催化环氧化法、以过氧化物为氧
11、源的催化环氧化法是环氧化物传统的合成方法。 氯醇法、过酸法本身存在着选择性不高、设备腐蚀严重、反应工艺复杂等缺点，而空气催化环氧化法一般只适用于低级烯烃。1983年Venturello等研究开发了杂多离子/PTC/H2O2复合催化体系应用于烯烃的环氧化，此方法具有工艺简单、催化活性及选择性高、绿色化及易于工业化等优点。在工艺路线设计及催化剂的选择上采用以过氧化氢为氧源，在温和的条件下由环己烯催化环氧化直接合成环氧环己烷。1.3 环氧环己烷的精馏分离环氧环己烷是一种热敏性物料，对温度十分敏感，受热到一定程度会发生分解、聚合或者其他的化学反应，即日常生活中所说的变质。热敏问题在医药、食品、香料、石
12、油炼制等工业生产过程比较常见，是生产中要予以考虑的重要问题。同时，热敏性物料的分离和精制是精馏技术应用领域中的重要技术课题之一。关于热敏性物料的分离，有很多种方法，常见的有精馏、溶剂萃取、膜分离等技术。就精馏方法而言，常压蒸馏用于热敏性物料的分离，对温度要格外注意，温度过高不仅物料会发生变质，分离塔也会发生一定程度的结焦现象，使塔的洗涤造成困难。因此对热敏性物料的精馏分离应特别注意塔釜温度的控制，避免以上情况的发生。 根据由Hickman和Embree等人提出，并由R.W.king发展的物料稳定性指数理论可知，影响热敏性物料是否发生热敏反应的关键因素有两个：一是物料的饱和蒸汽压，二是分离物料在
13、热危险区的停留时间，其中饱和蒸汽压主要和加热温度有关。基于此理论，工业上对热敏性物料的分离主要采用以下两种方法：（1）采用减压或高真空精馏，降低蒸气压在减压下，纯物质的沸点较正常压力下要低。减压精馏可以降低混合物的泡点，从而降低分离温度。因此可减少用于加热的蒸汽消耗和使用较低压力的加热蒸汽。但真空操作对设备的密封性要求严格，在技术上带来一定的困难。特别对易燃易爆物质，当设备内漏入空气时，有爆炸的危险。且减压精馏的生产能力低于常压和加压精馏设备。（2）改造设备结构或流程，减少物料在高温区的停留时间改造设备结构或流程，主要方法包括：使用多塔连续精馏；在分离混合液中加入萃取剂：在混合液中加入重组分；
14、循环被分离的物料等等。在实际应用中，常将减压精馏与改造设备或流程结合起来，以达到分离的目的。环氧环己烷的分离采用常压间歇精馏与减压间歇精馏相结合的方法。先用常压间歇精馏分离出大部分环氧环己烷，再用减压间歇精馏分离出常压塔处理剩余的环氧环己烷。间歇精馏有以下特点：（1）间歇精馏为非定态过程在精馏过程中釜液组成不断降低。若在操作时保持回流比不变，则馏出液组成将随之下降；反之，为使馏出液组成保持不变，则在精馏过程中应不断加大回流比。为达到预定的要求，实际操作可以灵活多样。例如，在操作初期可逐步加大回流比以维持馏出液组成大致恒定：但回流比过大，在经济上并不合理。故在操作后期可保持回流比不变，若所得的馏
15、出液不符合要求，可将此部分产物并入下一批原料再次精馏。（2）全塔均为精馏段，没有提馏段（3）塔顶产品组成随操作方式而异间歇精馏的操作方式主要有以下两种：其一是馏出液组成恒定时的间歇精馏操作，即馏出液组成保持桓定，而相应的回流比不断的增大；其二是回流比恒定时的间歇精馏操作，及回流比保持恒定，而对应的馏出液组成逐渐降低。1.4 环氧环己烷精制工艺的国内外研究现状关于环氧环己烷分离提纯方法主要是以环氧环己烷作为环己酮的副产进行分离提纯，对以环氧环己烷为合成产品进行分离的文献报道较少。 王开云介绍了环己酮副产品的轻质油中分离得到的80环氧环己烷，用三氟化硼乙醚作催化剂，可以将其中的戊醇脱除，转化成高沸
16、点的环己二醇单戊醚，用轻胺与酮醛杂质反应，可使之转化成高沸点的肝，而易于通过精馏的方法脱除杂质而得到高含量的环氧环己烷。较适宜的脱除戊醇的反应条件为：催化剂三氟化硼乙醚用量为总原料量0.20.5，反应时间为12h，反应温度为3055。较适宜的脱除酮醛的反应条件为：经胺与酮醛比为2:14:1，反应温度3055，环氧环己烷纯度98，反应收率80。 岳阳石化唐前中等先将轻质油进行常压预蒸馏，收集128135的馏分（为环氧环己烷和正戊醇的混合物）将此馏份54份，另加入46份水，再进行常压蒸馏，收集（905）的馏分即为粗环氧环己烷，将粗环氧环己烷的有机含量作为50份，加入甲醇或乙醇25份（也可兑一半的水
17、）使之与环氧环己烷形成共沸物进行常压蒸馏，收集130132的馏分即为精环氧环己烷，其纯度可达95，整个工艺的回收率大于70。 Nakahigashi等也曾在1975年提出一种回收环氧环己烷的方法。他们是先将轻质油进行减压蒸馏，在13.2kPa压力下收集65.77的馏分（其中含环氧环己烷36.2），再往此馏分中加入10的NaOH水溶液，于98100回流lh，将其中的戊醛、己醛、环戊酮等低沸物转化成高沸物，接着用水洗涤以除去其中的碱，最后进行减压蒸馏，即可获得纯度达94.7的环氧环己烷，收率为69.7。 日本Tahara等曾在1974年提出一种回收环氧环己烷的方法。他们是先将轻质油进行蒸馏处理，收
18、集含环氧环己烷、丁醇、戊醛、环戊酮的馏分（其中含环氧环己烷37.9），再往此馏分中加入氨水进行搅拌，静置分层后取出含环氧环己烷和丁醇的有机层。然后将此其在13.2kPa压力下进行减压蒸馏，收集4486的馏分，即得到81的环氧环己烷。第二章 设计方案2.1 设计方案本设计任务为分离环己烯环氧环己烷混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2 工艺的选用双氧水催
19、化氧化环己烯制备环氧环己烷过程中所得到的产物是一种含有多组分的混合物，环氧环己烷需要通过分离达到一定纯度后方可被利用。本设计着力于目的产物环氧环己烷的分离与精制，利用精馏分离使环氧环己烷的纯度达到工业应用所需要的纯度，并对分离过程中得到的环己烯加以回收利用，确定精馏操作最佳工艺参数，为工业放大生产提供理论依据。全 凝 器原 料预 热 器精 馏 塔 环己烯储罐 塔顶 冷 却 器 塔 底冷 却 器环氧环己烷 储 罐再 沸 器图2.1 环氧环己烷精制工段工艺流程图 第三章精制工段工艺设计3.1 设计条件原料为含环氧环己烷40（质量分数,下同）的环己烯环氧环己烷混合物，环氧环己烷产量70000吨/年。
20、 塔顶环己烯产品浓度：98.5 塔底釜液含环氧环己烷不低于 98 操作条件：精馏塔的塔顶压力 4 kPa（表压）进料状态 泡点进料回流比 1.5Rmin全塔效率 52加热蒸汽压力 101.33kpa饱和水蒸汽压力 0.25Mpa （表压）设备形式 浮阀塔设备工作日 300天3.2 精馏塔的设计3.2.1精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率环己烯的摩尔质量 MA=82.15kg/kmol环氧环己烷的摩尔质量 MB=98.14kg/kmol原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量物料衡算环氧环己烷产量 =99.454kmol/h全塔物料衡算 F=D+W F0.443=0.987D+0.024W
21、/0.976联立解得 D=76.49kmol/h F=175.95kmol/h3.2.2塔板数的确定 环己烯-环氧环己烷属于理想体系，可采用图解法求理论板层数。由环己烯-环氧环己烷的汽液平衡数据绘出x-y图，如下: 表3.1 各组分的饱和蒸汽压与温度的关系温度T/环己烯（Pa）环氧环己烷（Pa）总压（Pa）xy90115100.037250.01013300.8230.93592123960.040606.01013300.7290.89194131048.043290.81013300.6610.85596136718.445438.61013300.6120.82698141254.747
22、156.91013300.5760.803100159400.054030.01013300.4490.706102170340.058494.01013300.3830.644104179092.062065.21013300.3360.593106186093.664922.21013300.3000.552108191694.967207.71013300.2740.519110214100.076350.01013300.1810.383图3.1 环己烯-环氧环己烷的汽液平衡图最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图一中对角线上，自点e（0.443,0.443）作垂线，该线与
23、平衡线的交点坐标为yq=0.701,xq=0.443，故最小回流比为 =取操作回流比为 R=1.5Rmin = 1.51.11=1.66求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.66 76.49=126.97（kmol/h） V=（R+1）D=（1.66+1）76.49=203.46（kmol/h） L=L + F=126.97+175.95=302.92（kmol/h）V= V=203.46（kmol/h）操作线方程精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图3.2所示。求解结果为：总理论板层数NT=15，其中NT，精=8，NT，提=7（包括再沸器），进
24、料板位置NF=8取总板效率ET=0.52精馏段实际板层数 NP，精=7/0.52=13.4613提留段实际板层数 NP，提=7/0.52=13.4613总实际板层数 NP= NP，精+ NP，提=263.2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力塔顶操作压力 =当地+表=101.33+4=105.33 kPa塔底操作压力 =105.330.726=123.53 kPa每层塔板压降 p=0.7 kPa进料板压降 =105.33+0.713=114.43 kPa精馏段平均压降 pm=（105.33+114.43）/2=109.88 kPa提馏段平均压降 =（114.43+123.53）/2
25、=118.98kPa操作温度 其中，上下表示上、下限，P为饱和蒸汽压，t为温度。 相对挥发度： 说明：根据精馏段或全塔的平均温度，由内插法得到各组分的饱和蒸汽压，即可计算对应精馏段和全塔的平均相对挥发度。为求出塔内不同位置的物性数据，需确定所处的温度，由于塔内由上向下温度不断上升，因此物性数据也不断变化，在设计中可利用不同塔段的平均温度以求得近似的物性数据。为设计方便，在本设计中粗略以精馏段和提馏段的平均温度确定两段的物性数据，以便进行体积流量的计算。在这一部分的计算中，要计算出指定体系的塔顶温度（td）、加料板处温度（tf），精馏段温度（t1）。根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图，由不同部位
26、的含量在图中查得塔顶及加料板处的温度并计算精馏段的平均温度。 图3.2 汽液相平衡图绘制汽液相平衡图如图3.2可得以下温度：塔顶温度： tD= 86.86塔釜温度： tw= 110.05加料板温度： tF= 98.04 精馏段平均温度为： 92.45提馏段平均温度为： 104.04全塔平均温度为： 98.46表3.2 各组分的饱和蒸汽压与温度的关系温度（）环己烯（Pa） 环氧环己烷（Pa）80820302494090115100372501001594005403011021410076350120282600105400查表3.2并计算精馏段A物质的蒸汽压：PA，精=115100+（1594
27、00-115100）（92.45-90）/10=125953.5kPa精馏段B物质的蒸汽压：PB，精=37250+（54030-37250）（92.45-90）/10=41361.1 kPa提馏段A物质的蒸汽压： PA，提=159400+（214100-159400）（104.04-100）/10=181498.8 kPa提馏段B物质的蒸汽压： PB，提=54030+（76350-54300） （104.04-100）/10=63208.2 kPa全塔A物质的蒸汽压：查表3.2并计算全塔B物质的蒸汽压：精馏段相对挥发度：提馏段相对挥发度：全塔相对挥发度：平均摩尔质量塔顶汽液混合物平均摩尔质量：
28、由和相平衡方 得x1=0.962MVDm=0.98782.15+0.01398.14=82.358（kg/kmol）MLDm=0.96282.15+0.03898.14=82.758（kg/kmol）进料板汽液混合物平均摩尔质量：由=y2=0.7和相平衡方程 得x2=0.441MVFm=0.782.15+0.398.14=86.947（kg/kmol）MLFm=0.44182.15+0.55798.14=91.088（kg/kmol）塔顶汽液混合物平均摩尔质量： 由=y3=0.987和相平衡方 得x2=0.008MVWm=0.02482.15+0.97698.14=97.756（kg/kmol
29、）MLWm=0.00882.15+0.99298.14=98.012（kg/kmol）精馏段汽液混合物平均摩尔质量： MVm=（82.358+86.947）/2=84.652（kg/kmol）MLm=（82.758+91.088）/2=86.923（kg/kmol）提馏段汽液混合物平均摩尔质量：MVn=（97.756+86.947）/2=92.352（kg/kmol）MLn=（98.012+91.088）/2=94.550（kg/kmol）平均密度气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即精馏段 Vm=（kg/m3）提馏段 Vn=（kg/m3）液相平均密度 内插关系式： 液相混合物密度： 其中，
30、 、分别为环己烯（A），环氧环己烷（B）组分的质量分率， 、分别为A，B纯组分的密度。可根据塔顶、塔釜、加料板的质量分率及各纯组分的密度求得三处混合液的密度同时可计算三段的平均温度 表3.3 各组分的液相密度与温度的关系温度/（）环己烯（kg/m3）环氧环己烷（kg/m3）80616.0648.190605.5638.9100594.8629.5110583.7620.0120572.2610.2 塔底液相平均密度 加料板液相平均密度 =615.605 精馏段平均密度 提馏段平均密度 液相平均表面张力内插关系式：混合物表面张力：表3.4 各组分的表面张力与温度的关系温度（）环己烯（）环氧环己烷
31、（）8014.9217.009013.8515.9910012.8014.9911011.7614.0012010.7313.02 塔顶平均表面张力：=0.98714.18+0.01316.31=14.21mN/m进料板平均表面张力： =14.22mN/m塔底平均表面张力： mN/m精馏段平均表面张力： =14.22mN/m提馏段平均表面张力： mN/m液相平均粘度混合液体粘度=（d+w）/2 表3.5 各组分的粘度与温度的关系温度（）环己烯（）环氧环己烷（）800.2170.277900.1990.2551000.1840.2351100.1720.2171200.1610.202查表3.5
32、并根据公式计算进料板物料平均粘度：得 塔顶物料平均粘度=0.205 塔底物料平均粘度=0.215 精馏段物料平均粘度=0.202 提馏段物料平均粘度0.207 全塔物料平均粘度根据奥康奈尔关联法：故假设成立，总板效率3.2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 查史密斯关联图的方法是分别由精馏段和提馏段的参数得史密斯关联图的横坐标A（精）和A（提），以及曲线值B,获得C20值。 板间距是由塔径来选用的，在未知塔径的情况下，可根据进料的情况设塔径的范围，查得板间距。由设定的板间距计算出塔径后，再核实板间距是否合适，如不合适，重新设定板间距后计算塔径。 塔径计算需要确定空塔气速u，空塔气速由极限空塔气速（最
33、大空塔气速）乘以安全系数得到，计算空塔气速需要知道操作物系的负荷系数C，C值由表面张力为20dyn/cm的物系负荷系数计算而得，由史密斯关联图查得。塔径的计算最大空塔气速计算公式：精馏段的气、液相体积流率为C由式子求取，其中的C20由上图查取，图中横坐标为取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则得HThL=0.450.05=0.4（m）查图得C20=0.115取安全系数为0.6，则空塔气速为 u=0.6umax=0.61.517=0.910m/s m塔径按标准塔径圆整后为：D=1.5m塔截面积为： 实际空塔气速为： 提馏段的气、液相体积流率为C由式子求取，其中的C20由上图查
34、取，图中横坐标为取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则 HThL=0.450.05=0.4（m）查图得C20=0.115取安全系数为0.6，则空塔气速为 u=0.6umax=0.61.420=0.850m/s m塔径按标准塔径圆整后为：D=1.5m塔截面积为： 实际空塔气速为：精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为Z精=（N精1）HT=（131）0.45=5.4（m）提馏段有效高度为Z提=（N提3）HT=（133）0.45=4.5（m）在进料板处及提馏段各开1个人孔，其高度均为0.8m，故精馏塔的有效高度为 Z有效=（Z精+ Z提）+0.82=5.4+4.5+（0.82）=
35、11.5（m）精馏塔实际高度的计算 根据要求：塔顶空间高度为（1.52.0）HT，则取其为0.8m；塔底空间高度要求储存液量停留时间为38min且液面至最下层塔板12m,故取塔底空间高度2m。另取进料板处板间距0.8m，人孔处板间距0.8m，封头高度0.375m，裙座高度2m Z实际=（2612）0.45+0.82+0.8+2+0.375+2=17.125m3.2.5塔板主要工艺尺寸计算溢流装置计算因塔径D=1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长lW 溢流堰高度hw 溢流堰高度计算公式选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即近似取E=1，则取板上液层高度hL=0.0
36、5m，故 =0.05-0.0106=0.0394（m）弓形降液管宽度Wd及截面积Af 为求降液管的宽（Wd）和降液管的面积（Af），需查图获得，此图的横坐标值为lw/D，用K表示。在图中横坐标为K处向上做垂线，与图中的两条曲线各得一交点，由这两点分别作水平线与纵轴分别交于两点I和J，I=Wd/D，J=Af/AT，AT为塔截面积。I、J为由横坐标K值在图中查得的纵坐标值，为塔截面积（），为降液管面积（），为降液管宽（）。 由lw/D=0.7，查得，Af/AT=0.09，Wd/D=0.15故Af=0.091.77=0.1593（m2） Wd=0.151.5=0.225（m2）液体在降液管中的停留时
37、间一般不应小于35s，以保证溢流液体中的泡沫有足够的时间在降液管中得到分离。但是对于高压下操作的塔及易起泡的物质，停留时间应更长些。在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即： 精馏段 故降液管设计合理。提馏段 故降液管设计合理。降液管底隙高度h0计算公式 精馏段 取=0.08m/s，则 0.006m故降液管底隙设计合理。 提馏段 取=0.20m/s，则 0.006m 故降液管底隙设计合理。塔板布置设计 本塔采用F1型浮阀，阀孔直径d0=39mm，阀片直径48mm，阀片厚2mm，最大开度8.5mm，静止开度2.5mm,阀质量33g。临界阀孔气速 阀孔动能因子 精馏段 提馏段
38、 阀孔气速（m/s）：（F0=10） 每层塔板浮阀数 精馏段 精馏段 开孔率 精馏段 提馏段 鼓泡区面积其中 ，取边缘区宽度Wc=0.06m，泡沫区宽度Ws=0.075m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=0.08m，则可按下式估算排间距 精馏段 提馏段 由于塔径较大，应采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，故排间距应小于计算值，故取。重新计算阀数 ，又， 精馏段 提馏段 动能因数变化不大，仍在812范围内，开孔率3.2.6 塔板流体力学验算气相通过浮阀塔板的压降 根据计算塔板压降求干板阻力， 临界孔速： 精馏段 提馏段 阀孔气速： 精馏段 提馏段 因
39、为，则hc可按计算，即 精馏段 提馏段 板上充气液层阻力h1 可取充气系数=0.5。克服表面张力所造成的阻力 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为： 精馏段： 单板压降 700Pa 提馏段： 单板压降 700Pa液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制液管中清液层高度。气体通过塔板的压降相当的液柱高度 精馏段 hp1=0.0689m 提馏段 hp2=0.0682m液体通过降液管的压头损失hd，因不设进口堰，故 精馏段 提馏段 板上液层高度，取hL=0.05m 精馏段 Hd=hp+hL+hd=0.0689+0.05+0.00272=0.121（m）
40、 提馏段 Hd=hp+hL+hd=0.0682+0.05+0.01678=0.135（m）取=0.5，则 精馏段 提馏段 可见,符合防止淹塔的要求。雾沫夹带 当气体上升时雾沫夹带量时，泛点率应小于80。其中，为泛点率且应小于80，为降液管宽（m），为板上液体流径长（m），为塔截面积（），为板上液流面积（），为弓形降液管截面积（），D为塔径（m），为泛点负荷系数且查图得，K为物性系数且查表（正常系统取1）。 板上液体流径长度ZL（m）：ZL=1.05板上液流面积Ab（）：Ab=1.4514根据 计算泛点率： 精馏段 提馏段又有精馏段 提馏段计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带能满足0.1kg液/kg汽的要求。漏液验算 ，取F0=5 精馏段 5.56 提馏段 5.303.2.7塔板负荷性能雾沫夹带线 按式子 做出 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、及均为已知值，相应于=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出VsLh的关系式，据此做出雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下： 整理得0.0709Vs+1.428Lh=0.1463 或Vs=2.0620.14Lh雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Lh值，依上式算出相应的Vs值列于下表中表3.6 雾沫夹带线Lh/（m3/s）0.0010.002Vs/（m3/s）