【正文】 = kg/m3⑸ ⑹ 103N/m 進(jìn)料條件下的參數(shù)P= t=－6℃該條件下的物性數(shù)據(jù)參見下表：該條件下的物性數(shù)據(jù)由文獻(xiàn)[4]和[6]查得列入下表：表36 進(jìn)料物性數(shù)據(jù)表（P=，t=－10℃）組分ρi(kg/m3)μi(103Pas)σi(103N/m)XFiKFiyFiXFi′甲烷———乙炔510乙烯437乙烷427丙二烯630丙烯568丙烷556丁二烯666丁烯657丁烷623C5以上656⑴ 氣相平均分子量kg/kmol⑵ 液相平均分子量=⑶ 氣相密度 kg/m3⑷液相密度 = kg/m3⑸ ⑹ 103N/m 塔底條件下的參數(shù)P= t=67℃該條件下的物性數(shù)據(jù)由文獻(xiàn)[4]和[6]查得列入下表：表37 塔底物性數(shù)據(jù)表（P=，t=67℃）組分ρi(kg/m3)μi(103Pas)σi(103N/m)XWiKWiyWiXWi′乙烯———0乙烷———丙二烯512丙烯553丙烷553丁二烯558丁烯525丁烷520C5餾分577⑴ ⑵ 液相平均分子量kg/kmol⑶ 氣相密度 kg/m3⑷ 液相密度 = kg/m3⑸ ⑹ 103N/m精餾段物性參數(shù)⑴ ⑵⑶ kg/m3⑷ kg/m3⑸⑹103N/m提餾段的物性參數(shù)⑴ kg/kmol⑵ kg/kmol⑶ kg/m3⑷ ⑸⑹ 103N/m 精餾段塔徑的計(jì)算氣相流量 kmol/h液相流量 kmol/h選塔板間距離HT=，板上液層高度hL= [5] m氣相質(zhì)量流量kg/h氣相體積流量m3/hm3/s液相質(zhì)量流量kg/h液相體積流量m3/hm3/s 查文獻(xiàn)[5]得C20= [5]m/s取空塔氣速u=（～）umax [5]取u==m 截面積為m2 空塔氣速m/s 提餾段塔徑的計(jì)算kmol/hkmol/h 選=，板上液層高度hL’= [5] m氣相質(zhì)量流量kg/h氣相體積流量m3/hm3/s液相質(zhì)量流量kg/h液相體積流量m3/hm3/s 查文獻(xiàn)[5]得=[5]取空塔氣速u=（～）umax [5]取u==m m2數(shù)據(jù)結(jié)果表：表38 數(shù)據(jù)結(jié)果表項(xiàng)目精餾段提餾段（kg/kmol）（kg/kmol）（kg/m3）（kg/m3）（103Pas）（103N/m）（kmol/h）（kg/h）（kmol/h）（kg/h） 精餾段：選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰 [5]⑴ 堰長Lw：對于單溢流Lw=(～)D 取Lw==⑵ 堰高h(yuǎn)w： 本設(shè)計(jì)采用平直堰堰上液層高度：m=⑶ 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af 查文獻(xiàn)[5]得 = = 5s⑷ 降液管底隙高度 選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰 ==25mm [5]符合要求 提餾段 ⑴ 堰長：對于單溢流=（～）D 取==⑵ 堰高： 本設(shè)計(jì)采用平直堰==⑶ 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由 查文獻(xiàn)[5] m 5s 故降液管可以使用 ⑷ 降液管底隙高度==＞25mm[5] 精餾段⑴邊緣寬度Wc= 破沫區(qū)寬度Ws= D＞.5m時(shí)，Ws=80～110mm⑵鼓泡區(qū)面積[5]把數(shù)據(jù)帶入得=⑶開孔率F0=10（9～12） m/s [5]閥孔總數(shù)m[5]考慮到塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)，因此不能令m而令m，排閥130個(gè)此時(shí)m/s開孔率為 提餾段⑴邊緣寬度Wc= 破沫區(qū)寬度Ws=⑵鼓泡區(qū)面積[5] 把數(shù)據(jù)帶入得=⑶（9～12） m/s [5]m[5]考慮到塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)，因此不能令m而m，排閥90個(gè)此時(shí)m/s開孔率為 精餾段13m 精餾段⑴ 氣體通過浮閥塔的壓強(qiáng)降[5]—干板阻力—板上充氣液層阻力—液體表面張力所造成的阻力[5]u0=≥所以= [5]本塔主要分離C2餾分為碳?xì)浠衔?，?（～）m液注—液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨葹?+= m液注則單板壓降為= ⑵ 液泛為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 [5]因?yàn)樗迳喜辉O(shè)進(jìn)口堰，因此=m液注HT= hw= =（+）=＞，符合防止淹塔要求。⑶ 霧沫夾帶泛點(diǎn)率= [5]或泛點(diǎn)率=====本物系為正常物系，K= kg/m3 查文獻(xiàn)[5]得，代入公式得泛點(diǎn)率==%泛點(diǎn)率= =%% 提餾段⑴ 氣體通過浮閥塔的壓強(qiáng)降[5]—干板阻力—板上充氣液層阻力—液體表面張力所造成的阻力[5]u0=≥所以= [5]本塔主要分離C2餾分為碳?xì)浠衔?，?（～）m液注—液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨葹?+=則單板壓降為=⑵ 液泛為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 [5]因?yàn)樗迳喜辉O(shè)進(jìn)口堰，因此=m液注HT= hw= =（+）=＞，符合防止淹塔要求。⑶ 霧沫夾帶泛點(diǎn)率= [5]或泛點(diǎn)率==－2===本物系為正常物系，K= [5]得，代入公式得，泛點(diǎn)率==%泛點(diǎn)率= =%%精餾段⑴ 霧沫夾帶線泛點(diǎn)率==80%=80%解得 表39 計(jì)算結(jié)果表LS/ （m3/s）VS/（m3/s）⑵ 液泛線 解得 表310 計(jì)算結(jié)果表LS/ m3/sVS/ m3/s⑶ 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3～5s，3～5s，以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 m3/s⑷ 漏液線= m3/s⑸ 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度m作為液相負(fù)荷下限條件=1提餾段⑴ 霧沫夾帶線泛點(diǎn)率==80%=80%解得 表311 計(jì)算結(jié)果表LS/ m3/sVS/ m3/s⑵ 液泛線解得 表312 計(jì)算結(jié)果表LS/ m3/sVS/ m3/s⑶ 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3～5s，3～5s，以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限⑷ 漏液線=⑸ 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度m作為液相負(fù)荷下限條件=1描繪出負(fù)荷性能圖如下：⑴表示霧沫夾帶線⑵液泛線⑶液相負(fù)荷上限線⑷漏液線⑸液相負(fù)荷下限線圖31 脫乙烷塔精餾段負(fù)荷性能圖32 脫乙烷塔提餾段負(fù)荷性能圖篩板塔的工藝計(jì)算結(jié)果表見下表表313 篩板塔的工藝計(jì)算結(jié)果表項(xiàng)目數(shù)值及說明精餾段提餾段塔徑D/m板間距HT/m塔板形式單溢流弓形降液管單溢流弓形降液管空塔氣速u/（m/s）堰長Lw/m堰高h(yuǎn)w/m堰上液層高度/m降液管底隙高度/m浮閥數(shù)N/個(gè)13292閥孔氣速u0/（m/s）閥孔動(dòng)能因數(shù)F014臨界閥孔氣速（m/s）孔心距t/m排心距/m單板壓降/ Pa液體在降液管中停留時(shí)間/s降液管內(nèi)清液高度/m泛點(diǎn)率/%氣相負(fù)荷上限/（m3/s）氣相負(fù)荷下限/（m3/s）操作彈性 附屬設(shè)備的計(jì)算與選型 冷凝器的選取冷劑為－23℃的丙烯，采用臥式強(qiáng)制回流，對流換熱。塔頂 t=－17℃ ℃，傳熱系數(shù)為2500kcal/m2h2℃故m2查查文獻(xiàn)[4]得：本設(shè)計(jì)選用的低合金鋼正三角形排列，管心距為25mm的固定管板式換熱器，系數(shù)見下表。表314 冷凝器參數(shù)表換熱面積（m2）公稱直徑（mm）公稱壓力（MPa）管程流通面積（m2）管程數(shù)管子根數(shù)中心排管數(shù)管長（mm）6006360203000折流板間距取300mm。 再沸器的選取選用立式熱虹吸式再沸器，熱介質(zhì)為H2O（g）t=150℃塔底t=67℃ ℃，傳熱系數(shù)為1000kcal/m2h2℃故m2查查文獻(xiàn)[4]得：本設(shè)計(jì)選用的低合金鋼正三角形排列，管心距為32mm，系數(shù)見下表。表315 再沸器參數(shù)表換熱面積（m2）公稱直徑（mm）公稱壓力（MPa）流通面積（m2）換熱管長度管程數(shù)管子根數(shù)中心排管數(shù)5002500117414支持板間距取300mm。接管及除沫器⑴ 本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，該除沫器具有比表面積大，重量輕，空隙率大以及使用方便等優(yōu)點(diǎn)，且除沫效率高，壓降小的特點(diǎn)也是選用的理由。① 計(jì)算氣速 取 [7] 則m/s m/s② 絲網(wǎng)的使用面積式中m3/s m3/s計(jì)算得m m⑵ 回流管的確定（彎管）采用泵強(qiáng)制回流，取流速m/s回流管mm 圓整到57mm查文獻(xiàn)[7]回流管參數(shù)如下：表316 回流管參數(shù)項(xiàng)目內(nèi)管外管RH1H2內(nèi)管重公斤/米回流管571084175120150⑶ 加料管料液由高位槽流入塔內(nèi)，取m/smm 圓整到159mm查文獻(xiàn)[7]加料管參數(shù)如下：表317 加料管參數(shù)項(xiàng)目內(nèi)管外管RH1H2內(nèi)管重公斤/米回流管1592196480150200⑷ 塔釜出料管取塔釜流出液體的速度為m/smm 圓整到159mm查文獻(xiàn)[7]塔釜出料管參數(shù)如下：表318 塔釜出料管參數(shù)項(xiàng)目內(nèi)管外管RH1H2內(nèi)管重公斤/米塔釜出料管1592196480150200⑸塔頂蒸汽接管取m/smm 圓整到89mm查文獻(xiàn)[7]塔頂蒸汽接管參數(shù)如下：表319 塔頂蒸汽接管參數(shù)項(xiàng)目內(nèi)管外管RH1H2內(nèi)管重公斤/米塔頂蒸汽接管8941334265120150裙座；選取裙座高度4000mm人孔設(shè)置5個(gè)人孔，人孔處板間距為700mm，人孔直徑450，mm其伸出塔體長度為350mm，人孔中心操作平臺1000mm。[8]封頭選取橢圓形封頭，公稱直徑Dg4004，曲面高度h=500mm，直邊高40mm。 塔高H=34483m第四章 設(shè)計(jì)結(jié)果與總結(jié) 設(shè)計(jì)結(jié)果表表41 浮閥塔的工藝計(jì)算結(jié)果表項(xiàng)目數(shù)值及說明精餾段提餾段塔徑D/m板間距HT/m塔板數(shù)2017塔板形式單溢流弓形降液管單溢流弓形降液管空塔氣速u/（m/s）堰長Lw/m堰高h(yuǎn)w/m堰上液層高度/m降液管底隙高度/m浮閥數(shù)N/個(gè)13292閥孔氣速u0/（m/s）閥孔動(dòng)能因數(shù)F014臨界閥孔氣速（m/s）孔心距t/m排心距/m單板壓降/ Pa液體在降液管中停留時(shí)間/s降液管內(nèi)清液高度/m泛點(diǎn)率/%氣相負(fù)荷上限/（m3/s）氣相負(fù)荷下限/（m3/s）操作彈性 總結(jié)本次設(shè)計(jì)對脫乙烷塔進(jìn)行了物料衡算、熱量衡算、塔型設(shè)計(jì)、尺寸計(jì)算與造型。其中包括塔徑計(jì)算、塔板布置、流體力學(xué)計(jì)算，附件的計(jì)算與造型，其中包括塔冷凝器的選擇、再沸器的選取、接管及除沫器的計(jì)算、塔高的計(jì)算等內(nèi)容。雖然設(shè)計(jì)仍存在一些不足之處，但通過上述計(jì)算