同理：精馏段实际板数为：15；提馏段实际板数为：54； 取精馏段板间距为0.6m,提馏段板间距为0.6m； 则塔的有效高度为： 6 . 39 6 . 0 ) 1 54 ( 6 . 0 ) 1 15 (
m； 经过 Aspen Plus
计算后得出釜液液体体积流量为：21.3032m 3 /hr,停留时间设为 10min,结合塔径(1m),算出釜液高度： 5207 . 4 . 1 3032 . 21 60 10 4 2
m； 进料板间距设计为：0.7m,人孔板间距为：0.8m,塔顶上
部空间高度：1.5m,釜液上部高度：1.5m,裙座设定为：3m； 则全塔总高度为：32.35+4.5207+0.7+0.8+1.5+1.5+1.5+3=50.82m （3）塔板溢流装置 本设计选用的是单溢流弓形降液管,齿形堰(不设进口堰) ①堰长l w ： 取堰长l w =0.7D, 则： 0.7m 1 0.7 l w
②堰上
液层高度h ow ： 齿形堰的齿深h n 一般宜在15mm一下，这里取12mm。 02975 . 0 7 . 0 0012 . 0 68 . 21 0442 . 0 0442 . 0 5 2 5 2
w n h ow l h L h m 则出
OW
口堰高h w 为： 003525 . 0 02975 . 0 065 . 0
L w h h h m ③弓形降液管宽度W d ： 因为 l w /D=0.7,所以可以从弓形降液管的宽度与面积图中读出 A f /A T ≈0.09,W d /D ≈0.15； 沈阳化工大学学士学位论文 4 设备计算 42 则： m W d 15 . 0 1 15 . 0 0 0
07069 . 0 4 . 1 09 . 0 4 09 . 0 2 2
D A f m 2 ④降液管底隙高度 02925 . 0 006 . 0 03525 . 0 006 .
W h h m ⑤降液管底隙流速： 2942 . 0 02925 .
h l L u w h m/s ⑥
0 7 . 0 3600 68 . 21 3600 ' 0 0
降液管中液体的停留时间为： 2813 . 5 68 . 21 . 045 07069 . 0 3600 3600
h T f L H A
s 停留时间θ ＞5s,故降液管可
用。 （4）塔板布置及浮阀数目与排列 初取阀孔动能因数F 0 =11，阀孔气速为： m/s 7.9066 1.93554 11 0
V O F u
每层
塔板上浮阀数： 个 57.0864 3600 7.9066 039 . 0 4 1940.10631 4 2 0 2 0
u d V N s ，圆整得到：N=58 已知W d
=0.15 m，选取无效边缘区宽区W C =0.05m、破沫区宽度W S =0.07m，由下式计算鼓泡区面积，即： R x R x A a arcsin 180 2 2 2 2 c W D R m
45 . 0 05 . 0 2 1 2
R x
28 . 0 ) 07 . 0 15 . 0 ( 2 1 2
s d W W D x m 2020 . 0 45 . 0 28 . 0 arcsin 45 . 0 180
28 . 0 45 . 0 28 . 0 2 2 2 2
a A m 2 沈阳化工大学学士学位论文 4 设备计算 43
浮阀排列方式采用等腰三角形交叉。取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m，则：排间距 m 0.05534 58 06394 . 0 0.2020 '
tN A t a 按t=75mm、t′=65mm 以等腰三角形交叉方式作图，
排得阀数58 个。 按N=58 重新核算孔速及阀孔动能因数： 9026 . 7 3600 58 039 . 0 4 10631 . 1940 4 2 2 0 0 d V u S m/s 99 . 10 93544 . 1 9026 . 7 0
N
F 阀孔动能因
数 0 F 变化不大，仍在9-12 范围内。 塔板的开孔率= % 18 . 10 100 9066 . 7 8043 . 0 0
u u ，可见开孔率在 10％～14％之间，
故合适。 图4-16 塔板分布图 2．塔板流体力学验算 （1） 气相通过浮阀塔板的压强降
h h h h l c p
①干板阻力： 沈阳化
工大学学士学位论文 4 设备计算 44 临界孔速 m/ s 7.9066 / 7.3143 1.9355 1 . 73 1 . 73 0 1.825 825 . 1 0
u s m u V
C 因u 0 > u 0C ，故干板阻力计算式为： 0.04366 753.450303 9.81
g u h L
2 7.9066 1.9355 34 . 5 2 34 . 5 2 2 0 V c
m液柱 ②板上充气液层阻力：本设备分离烃化液，液相为碳
0 =0.5。 0.0325 065 . 0 5 . 0 0
L l h h m液柱 ③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的压强降所相当的液柱高度为 07616 . 0 0325 . 0 04366 . 0
p h m液柱 则 单板压
g h P
降 5629613 81 . 9 4503 . 753 07616 . 0 L p p
P （2）降液管液泛校核 为了防止降液管液泛现象发生，要
求控制降液管内清液层高度H d ≤φ (H T +H w )。其中：H d =h p +h L +h d ①气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度h P 前面已求出，h p = 0.07616m液柱。 ②液体通过降液管的压头损失（不设进口堰） 0.01731 02925 . 0 0.7 3600 21.6824 2 . 0 2 . 0 2 2 0
h l L h W S d m液柱 ③板上
液层高度：之前已选定板上液层高度为 h L =0.065m 则 Hd= 0.07616+0.065+0.01731=0.1585 m 又已选定板间距 H T =0.45m，h w =0.03525m
(H T +h w )=
=0.3,
03525 . 0 45 . 0 3 . 0 0.1906m 可见，H d (H T +H w )，
符合防止降液管液泛要求。 （3）雾沫夹带量校核 依下面两式分别计算泛点率F，即 泛点率 % 100 36 . 1 1 KC Z L V F
b F L S V L V S A
沈阳化工大学学士学位论文 4 设备计算 45 及 泛
F T V L V KC A F
板上液体流
板上
点率 % 100 78 . 0 2
径长度 m W D Z d L 0 . 7 0 . 1 5 2 1 2
液流面积 6 4 4 0 . 0 0 7 0 6 9 . 0 2 4 1 2 2
f T b A A A C F 可以根据气相密度 V 和板间距 H T 在泛点负荷系数图 [8] 中查得：C F =0.19，物性系数K=1.0 将以上数据代入： 27.04% 0.644 0.19 1 0.7 3600 21.6824 36 . 1 1.9355 - 753.450303 1.9355 3600 1940.10631 36 . 1 1 L S V L V S A KC Z L V F
b F
27.56% 0.19 1 7854 . 0 0.78 1.9355
F T V L V KC A F
- 753.450303 1.9355 78 . 0 2
对于精馏塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。
上两式计算的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足e V ＜0.1kg(液)/kg(气)的要求。 3．塔板负荷性能图： （1）雾沫夹带线（图4-20 中（1）线）：根据上面的泛点率计算公式,按其为80% 时,计算得出,雾沫夹带线方程为： S S L V 7587 . 18 6447 . 1
； （2）
液泛线(图4-20 中（2）线)：当出现液泛时,H d =φ (H T +h w ),代入数值后,方程为： 3 2 2 2 4423 . 8 3624 . 3173 9159 . 0 S S S L L V
； （3）液相负荷上限线(图 4-20 中（3）线)：当液体
在降液管内的停留时间θ 为 5s 时,则 s m H A L T f S / 007069 . 0 5 45 . 0 07069 . 0 5 ) ( 3 max
沈阳化工大学学士学位
论文 4 设备计算 46 （4）漏液线(图4-20 中（4）线)：以F 0 =5 作为气体最小负荷的标准,则 s m F N d V V S / 04902 . 0 9355 . 1 5 58 039 . 0 4 4 ) ( 3 2 0 2 0 min
（5）
液体负荷下限线(图4-20 中（5）线)：按照 h ow =0.006m 作为液体负荷下限条件则： s m l h L w ow S / 006593 . 0 3600 7 . 0 ) 1 84 . 2 1000 02975 . 0 ( 3600 ) 1 84 . 2 1000 ( ) ( 3 2 3 2 3 min