丙烯丙烷浮阀塔底设计(编辑修改稿)

丙烯丙烷浮阀塔底设计(编辑修改稿)内容摘要：

T = m2 气体流道截面积： A=ATAd= m2 实际操作气速： = 实际泛点率： u / uf = 降液管流速 bU = vlsq/DA = 塔高 Np=135 20 20 CCVVLf Cu   uqA VVsATD 424 DAT Aqu VVsLVmmsVsVLV qqqqF VsLsVLVL 丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 16 取塔板间距 HT= 有效高度： Z= HT （ Np1） =*134= 进料处两板间距增大为 设置 9个人孔，每个人孔 塔顶空间高度 ,釜液上方气液分离高度取 . 釜液高度取 2m，封头高度取。 所以，塔体高度 h=Z++9*（ ） +++2+= 裙座取 5m 所以，塔的安装高度 =塔体高度 +裙座高度 =+5= 溢流装置的设计 1． 降液管（弓形） 由上述计算可得：降液管截面积： Ad=AT = 由 Ad/AT=,查《化工原理》（下册 ） P233 的图 可得： lw/D= 所以，堰长 lw== 符合要求 2． 溢流堰 取 E 近似为 1 则堰上液头高： =6mm 考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取堰高 hw=,底隙 hb= 液体流经底隙的流速： 符合要求 3/2  WV L how lqEh丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 17 阀空尺寸及排列方式 浮阀数 入口安定区与出口安定区 mmbb ss 75,  边缘区宽度 bc=50mm 由 Td AA ，查化工原理 (下 )图 得 Dbd 降液管宽度 mDb d  = 2 cDrb = 有效传质面积：有效传质面积： = 2m 选取 F1 型浮阀，重型，阀孔直径 d0= m,厚度 初选阀动能因子 110F ，计算阀孔气速 vFu00 = sm 浮阀个数 2004vvsqnd u=132 浮阀排列方式 选择等腰三角形排列，按 t=100mm 进行布孔，实排阀数 n=132 个 重新计算塔板以下参数： 阀孔气速 200/( )4su V n d= 动能因子  vuF  所以 110F 正确 )(2 sd bbDx )s i n(2 1222 rxrxrxA a 丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 18 浮阀的开孔率 DdnAAT 202044 %10% 所以，符合要求 塔板流动性能校核 由塔板上气相密度及塔板间 距查《化工单元过程及设备课程设计》书图 519 得系数 FC = 根据表 511所提供的数据， K可取 K=1。 KCAqFFTvlvvvs1  = Z=D2 db = AAA dTb 2 = KCAZqqFFbv lsvlvvvs 1  = 故不会产生过量的液沫夹带。 fh 的 核对 塔板阻力 hhhh lf  0 （ 1）干板阻力 ho 丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 19 临界气速 oku 8 2 173voku  =因阀孔气速大于其临界气速，所以在浮阀全开状态计算干板阻力 guhlv020 =（ 2）塔板清液层阻力 hl 液相为碳氢化合物 0 =  hhh owwl 0 = m （ 3）克服表面张力阻力 hσ = m 很小，一般忽略不计 以上三项阻力之和求得塔板阻力 hhhh lf  0 =++= 可取Δ =0 液体通过降液管的阻力主要集中于底隙处，近似取  =3 则得 = 液柱 则 = m液柱 取降液管中泡沫层相对密度：Φ = 则 = 03104dgh L  dfOWWd hhhhH  dd HH 39。 2822 2  bWv L hbWv L hdd hlqhlqguh dfOWWd hhhhH 丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 20 39。 dwT HhH  所以不会发生液泛。 液体在降液管中的停留时间应大于 3～ 5s =5s 满足要求 ,则可避免严重的气泡夹带。 当阀孔的动能因子低于 5 时将会发生严重漏夜，故漏液点的气速可取0F =5 的相应孔流气速 vFu039。 0 = m/s 39。 00uuK =＞ 满足稳定性要求 负荷性能图 以气相流量为纵坐标，液相流量为横作标 1． 过量液沫夹带线 根据前面液沫夹带的较核选择表达式： F 1 KCAZqqFbv lsvlvvvs  由此可得液沫夹带线方程： vvsq = vlsq 即 vvhq = VLsTdq HA 丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 21 此线记作线（ 1） 2． 液相下限线 对于平直堰，其堰上液头高度 owh 必须大于 ， 取 owh = ，即可确定液相流量的下限 取 E=1，代入 wl ，可求得 wl 的值，则 hmlq wV L h /6 6  此线记作线（ 2） 与纵轴平行 3. 严重漏液线 当阀孔的动能因子低于 5时将会发生严重漏夜，故取 50 F 时，计算相应气相流量 则 hmFdnuAqvvvh/ 3020xx   此线记作线（ 3） —— 与 横 轴平行 4. 液相上限线 hmHAqTdhv / 由上述关系可作得线（ 4） 5. 降液管液泛线 其中 Δ =0 发生降液管液泛时，  hHH wTd 其中 mhw  3/2 3  lqhwv lhEow hhhh lf  0 其中 h 可忽略不记 3/2v3  WLhow lqEh dwTd HhHH 39。 dfOWWd hhhhH 丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 22 guhlv020    hhh owwl  0 将各式代入可得液泛方程线： 2632329 V L hV L hV V h qqq   即 21223257 )( V L hV L hV V h qqq  操作弹性 364 5 0/2 7 0 0)/()( m inm a x  v v hv v h qq 由负荷性能图可知，设计点在负荷性能图中的位置较适中，有较好的操作弹性和适宜裕度，其他性能均满足要求，故本设计较合理。 2822  bWv L sbWv L sdd hlqhlqguh  丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 23 第三章 再沸器的设计 设计任务与设计条件 选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力： 压力降： Np hf Lg =135 1 = 塔底压力 =+= ．再沸器壳程与管程的设计 壳程 管程 温度（℃） 100 53 压力 （ MPa 绝压） 1） 壳程凝液在温度（ 100℃ ）下的物性数据： 潜热： rc=热导率：λ c =(m*K) 粘度： μ c =*s 密度：ρ c =2） 管程流体在（ 53℃ ）下的物性数据： 潜热： rb=液相热导率：λ b =(m*K) 液相粘度：μ b =*s 液相密度：ρ b =440kg/m3 液相定比压热容： Cpb= (kg*k) 表面张力：σ b＝ 丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 24 气相粘度：μ v =*s 气相密度：ρ v =30kg/m3 蒸气压曲线斜率（ Δ t/Δ P） = K/kg 估算设备尺寸 热流量： = 3118119w 传热温差： =10053=47K 假设传热系数： K=960W/( m2 K) 估算传热面积 Ap = m2 拟用传热管规格为： Ф 25 2mm,管长 L=3000mm 则传热管数： =349 若将传热管按正三角形排列 得： =21 管心距： t=32m 则 壳径： =682mm 圆整后 D=700mm L/D= 故选择合理 取 管程进口直径： Di= 管程出口直径： Do= 传热系数的校核 显热段传热系数 K 假设传热管出口汽化率 Xe= 则循环气量： =1) 计算显热段管内传热膜系数 α i 传热管内质量流速： = ( m2• s) 雷诺数： =9940010000 ccbbR VVQ  bm tTt mRtKQLdAN pT 00)3~2()1( dbtD S ebt xDW0sWG tTi Nds 20 40sWG tbiGdRe丙烯 — 丙烷精馏塔工艺设计说明书 25 普朗特数： = 显热段传热管内表面系数： = 1447w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算 α o 蒸气 冷凝的质量流量： = 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =(m• s) = 7132100 管外冷凝表面传热系数： = (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧： Ri= m2• K/w 冷凝侧： Ro= m2• K/w 管壁 热阻： Rw=b/λ w= m2• K/w 4）显热段传热系数 = 1507w/( m2• K) . 蒸发段传热系数 KE 计算 传热管内釜液的质量流量： Gh=3600 G = 1278000kg/( m2• h) Lockhutmartinel 参数： 在 X。