【文章內容簡介】 的效率， Aspen Plus 能夠根據(jù)給定的基準計算其他級的效率，我們給定 60塊板效率為 ， 在 “ Stage” 列輸入 60，在 “ Efficiency” 列輸入 . ⑾ Tray Sizing 18 圖 4— 11 這個窗口允許我們選擇合適的塔板類型，我選浮閥塔，在 “ Starting stage”中輸入 2，在 “ Ending stage” 中輸入 159，因為我們 設置的 160 塊板包括全凝器和再沸器。 ⑿ Tray Rating 圖 4— 12 分別在起始和終了板數(shù)輸入 2和 159，塔板類型選擇浮閥。 “ Diameter” （塔板直徑）的估計值是需要的，這里輸入 2meter。 ⒀ 塔板壓降 19 圖 4— 13 該圖用來計算 塔板 的壓降。 ⒁ 計算 過程 圖 4— 14 分析圖 控制面板上顯示的是 Aapen Plus 尋找解的迭代過程。共做了五次迭代。 ⒂ 實驗結果 20 圖 4— 15 結果圖表 由結果表我們可以看到丙烯在塔頂?shù)暮窟_到了 ％，塔底不超過 10％，操作壓力從塔頂?shù)剿追謩e為 、 。操作溫度塔頂從塔頂 。 ⒃ 部分結果圖 21 圖 4— 16 各項結果圖 這里列出了八種圖形，分別對溫度、壓力、組成、 K值等做了從塔頂?shù)剿椎姆植嫉那闆r分析。下面我們分別對溫度圖、壓力圖、組成圖和 k 值圖等做簡要的分析。 ① K 值圖 圖 4— 17 K 值圖 從這個圖可以看出丙烯的 K 值最大，丙烷次之，最小的是正丁烷，而且隨著塔板數(shù)的增加 k值也增加。丙烷與丙烯的 k值非常接近，也最難分。 ② 壓力圖 圖 4— 18 壓力圖 22 從圖我們可以看到從塔頂?shù)剿讐毫ζ骄峙浣o每塊塔板。 ③ 溫度圖 圖 4— 19 溫度圖 從圖 419 我們可以看出在提留段隨塔板數(shù)的增加溫度上升的比較緩慢，精餾段隨塔板數(shù)的增加溫度上升的較快。 ④ 組分圖 圖 4— 20 組分圖 從圖 420 我們可以看到經分離后塔頂丙烯含量最多，塔底丙烷含量最多， 23 正丁烷變化基本不大。 生產十年精餾塔板所需要消耗的費用約為 3000 萬元，則每小時塔板的折舊費為 417 元， 操作費用為每小時 9698 元，則投資費用標準為 417N+9698R=K (41) 平移（ 41）曲線選最優(yōu)點，如下圖 4— 25知 N=160,R=11時最優(yōu) ,則 417 160+9698 11=173398 元。 Aspen Plus 優(yōu)化曲線如下： 圖 4— 21 AspenPlus 優(yōu)化曲線 從上圖我們可以看出我們要的最優(yōu)點就是（ 160， 11），也就是最合適的塔板數(shù)與回流比。 結論 經過 Aspen Plus 軟件優(yōu)化后，我們的得出了如下結論：當進料板數(shù)為 160塊板時，當回流比為 11 時，我們設計的精餾塔能滿足設計任務，而且是以經濟指標為目標函數(shù)的；塔頂丙稀含量 ，塔底為 ，塔頂丙烷含量為 ，塔底為 ；塔頂沒有正丁烷組分，塔底正丁烷含量為 平均分配給每塊塔板的；溫度從塔頂?shù)剿资侵饾u升高的，從 43℃升高到℃ . 24 我們把以上結果作為塔設備參數(shù)確定的數(shù)據(jù)，開始進行下一章的計算。 25 第五章 塔設備參數(shù)的計算 浮閥塔的設計計算 由《化工原理》（下） [7]：塔設備從結構形式上分為板式塔和填料塔，在工業(yè)生產中，由于處理量大，多采用板式塔，在本設計丙烯分離量大，故采用板式塔。在板式塔中由于浮閥塔兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，并且浮閥塔的優(yōu)點有：（ 1）生產能力大；（ 2）操作彈性大；（ 3）塔板收率高；（ 4）氣體壓強降及液面 落差較??；（ 5）塔的造價低。綜合以上的因素，在本次設計中選擇浮閥塔。 計算時以進料板為界，分為精餾段和提餾段兩段計算： 精餾段 塔板工藝尺寸計算 ⑴ 塔徑： 定性溫度 t=(tF+tD)/2=(+)/2==℃ x 丙烯 =(xD+xFi)/2=(+)/2= yFi=KixFi= = y 丙烯 =(xD+yFi)/2=(+)/2= x 丙烷 =(xD+xFi)=(+)/2= yFi=KixFi= = y 丙烷 =(xD+yFi)/2=(+)/2= x 丁烷 =(xD+xFi)/2=(+0)/2= yFi=KixFi= = y 丁烷 =(xD+yFi)/2=(0+)/2= 所以，氣相的 M1=∑ yiMi= 42+ 44+ 58= 查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》 [4]得到三種物質的 Tc,Pc: Tc丙烯 =℃ ,Tc丙烷 =℃ ,Tc正丁烷 =℃ Pc丙烯 =,Pc丙烷 =,Pc正丁烷 = Tc=∑ Tciyi= (+)+ (+)+ (+)= Tr=TcT= = Pc=∑ Pciyi= + + = P=== 106Pa Pr=?cPP = 26 因為 Pr在 0— 1之間，所以選擇低壓段。 查《化工熱力學》 [6]圖 2— 7（ a）得到 Z= ρ V= 37 6 ??? ???R T ZPMkg/m3 在 t=℃時，查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》 [4]得 ρ Li見下表： 表 5— 1 各組分的密度 物質 40℃： g/cm3 50℃： g/cm3 C3H6 C3H8 C4H10（正） 運用線性內插得： 1? ???? L? ρ L1=依次類推： ρ L2=ρ L3=由《化工分離工程》 [5]得： LiiciLa?? ??? 11 液相的 M2=∑ Mixi= 42+ 44+ 58= 其中 ， a1=x1M1/M= 42/= a2=x2M2/M= 44/= a3=x3M3/M= 58/= 所以 ， 1/ρ L=++ρ L=V=(R+1)D=(11+1) =Vs= ???37 ? m3/h=L=RD=11 =Ls=471 ??LLM?= m3/h= m3/s Ls/Vs(vl?? ) 2/1 = (37471 ) 2/1 = 取板間距 HT=,取板上液層高度 hL=,則 HThL== 27 根據(jù)以上數(shù)值 ， 由《化工原理》 （ 下 ） [7]圖 35 查得 C20= 在 t=℃時，查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》 [4]得到 σ i見下表： 表 5— 2 各組分的σ值 組分 40℃： mN/m 50℃： mN/m C3H6 C3H8 C4H10（正） 運用線性內插求出： σ 丙烯 =σ 丙烷 =σ 正丁烷 =σ =∑ xiσ i= + + = mN/m C=C20 )()20( ??? = Umax=37 ????V VLC ? ??=取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 U== =塔徑 D= ?? ??UVs= 圓整 D=2m ⑵ 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 : 取閥孔動能因子 F0=10 U0= 27100 ??VF?m/s 每層塔板上的浮閥數(shù) N=4020?Ud Vs=)(2 ???=163 查《金屬設備》（ 2） [8]浮閥塔盤標準系列選用表： 按 N=214 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) U0= 496)(2??? ?m/s F0= 27 = 因為 F0在 8— 12之間，所以選用的浮閥塔盤符合要求。具體數(shù)據(jù)見表 5— 3： 28 表 5— 3 浮閥塔盤 開孔率： % 孔閥數(shù)： 214 個 一層塔盤的重量： 171kg 降液管面積與截面積之比： 14% L=1599mm H=399mm 塔板流體力學驗算 ⑴ 氣相通過浮閥塔板的壓強降： hP=hc+hl+hσ ① 干板阻力： Uoc= 37 82 ??v?m/s 因為 UoUoc, 所以 hc= 22 ??? ???gU l ov??m液柱 ② 板上充氣液層阻力： 因為本次設備分離丙烯、丙烷和丁烷的混合液，液相為碳氫化合物，則可取充氣 系數(shù)ε 0= hl=ε 0hL= = 液柱 ③ 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不計 ，因此，與氣體流經一層浮閥塔的壓強降所相當?shù)囊褐叨葹? hp=+= 液柱 （單板壓降△ Pp=hpρ Lg= 471 =374Pa） 由于 hp在 265kPa— 530kPa 之間，所以符合要求。 ⑵ 淹塔： 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度， Hd≤Φ（ HT+hW） 因為堰長 Lw=, ??whLL ??DLw 查《化工原理》下 [7]圖 3— 18，得到收縮系數(shù) E= 采用平直堰， 29 堰上液層高度 how= 3/2)( whlLE= 3/2) ( ??= 堰上液層高度 how6mm,符合要求。 因為 hL=hw+how,則出口堰高 hw== 出口堰高 hW不在 25mm— 50mm 之間，不符合要求。 取 hw=,hL=hw+how=+= 降液管底隙高度 h0=39。3600 owhUlL （ 5— 1） 取降液管底隙處液體流速 Uo’ =則 h0= 0 ??? m Hd=hp+hL+hd （ 5— 2） （ a） 與氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨?hp= 液柱 （ b） 液體通過降液管的壓頭損失 因不設進口堰，故 hd= ) ()( 220 ????hl Lw sm 液柱 （ c） 板上液層高度 hL= 液柱 則 Hd=++= 液柱 取φ =，又選定 HT=， hw= 則φ (HT+ hw)= (+)= 可見 Hdφ (HT+ hw),符合防止淹塔的要求。 ⑶ 霧沫夾帶： 由前面已知的降液管面積與塔截面積之比： 14% 查《金屬設備》（ 2） [8]得 AT=38010cm2=3． 801m2 則降液管面積 Af== 降液管寬度 Wd= 泛點率 = %100???bFLsVLVsAKCZLV ?? ? （ 5— 3） 其中， ZL=D2Wd= = Ab=AT2Af= = m2 查《化工原理》（下） [7]表 3— 5 得： K= 又由圖 3— 16 查得泛點負荷系數(shù)： CF= 則泛點率 = %42% ???? ????? 30 又按式： 泛點率 = 37471% ??? ?????TFVLVsAKCV ?? ? 100% =% 對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過 80%。根據(jù)以上兩 式 計 算 出的 泛 點率 都 在 80% 以 下 ，故 可 知霧 沫 夾 帶量 能 夠滿 足eV(液 )/kg(氣 )的要求。 塔板負荷性能圖 ⑴ 霧沫夾帶線 依照前面的泛點率公式， 泛點率 =bFLsVLVsAKCZLV ?? ?? ? （ 5— 4） 對于一定的物系及一定的塔板結構，式中ρ V、ρ L、 Ab、 K、 CF 及 ZL 均為已知值，相應于 eV= 的泛點率上限值也可確定，將各已 知數(shù)代入上式，可得出Vs— Ls的關系式，據(jù)此可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。 按泛點率 =80%計算： 37??? ?? ss LV 整理得： Vs= (1) 由（ 1）式知霧沫夾帶線為直線，在操作范圍內任取兩個 Ls，可得到相應的 Vs列于下表。 表 5— 4 Ls 與 Vs 線性數(shù)據(jù)表 數(shù)據(jù) 數(shù)據(jù) Ls， m3/s Vs， m3/s ⑵ 液泛線 φ (HT+ hw)= hp+hL+hd=hc+hl+hσ + hL+hd （ 5— 5） 忽略 hσ ，則由上式確定液泛線。 (+)= ????