氨回收装置精馏塔的设计与研究毕业论文

990t/a氨回收装置精馏塔的设计与研究
The Design and Study of 990t/a Ammonia Recover Unit of The Rectifying Column
目录
摘要I
Abstract II
引言1
第1章合成氨的生产与发展状况2
1.1 合成氨的概述2
1.2 合成氨的化学反应2
1.3 国合成氨的生产现状与发展2
1.3.1 水煤浆气化工艺路线2
1.3.2 常压气化路线3
1.4 国外合成氨的发展3
1.5 合成氨生产的发展前景3
第2章合成氨尾气处理氨回收工艺4
2.1 产品与原料性能5
2.1.1氨5
2.1.2氢气6
2.1.3 氮气7
2.2氨回收工艺流程8
第3章工艺计算10
3.1 精馏塔的物料衡算10
3.2相对挥发度α的计算10
3.3平衡线，q线，精馏段操作线，提馏段操作线方程的确定11
3.4 塔的工艺条件与相关物性数据计算12
3.4.1 物性数据12
3.4.2 精馏段工艺条件12
3.5 塔板数的计算13
3.5.1塔板设计选用数据13
3.5.2 理论板数的计算13
3.5.3 实际塔板数的计算14
3.6浮阀塔板工艺尺寸的确定与计算15
3.6.1塔高的计算15
3.6.2 塔径D15
3.6.3 降液管与溢流堰尺寸18
3.6.4 浮阀数与排列方式19
3.7 塔板流动性能的校核20
3.7.1 液沫夹带量校核20
3.7.2 塔板阻力
h计算21
f
3.7.3 降液管液泛校核21
3.7.4 液体在降液管停留时间校核22
3.7.5 严重液漏校核22
3.8 塔板负荷性能图22
3.8.1 过量液沫夹带线22
3.8.2 液相下限线关系式23
3.8.3严重漏液关系式23
3.8.4液相上限线关系式23
3.8.5 降液管液泛线关系式23
3.9 热量衡算25
3.9 1塔顶冷凝器的热量衡算25
3.9.2塔底再沸器的热量衡算26
3.10浮阀塔工艺设计计算结果汇总26 结论28
致错误!未定义书签。

参考文献30
附件132
附件233
年产990吨氨回收装置精馏塔的设计与研究
摘要:氨是基本化工产品之一，用途很广。

氨回收装置是为了适应氨合成工序的工艺需要，回收利用有效成分，实现零排放等要求特设的配套装置。

因此，本文设计主要以年产990吨氨为精馏塔的生产目标，对精馏塔进行物料衡算，热量衡算，然后根据物料平衡对氨回收精馏塔进料量、塔顶、塔底出料量进行物料衡算，对氨回收精馏塔的塔高理论上进行了尺寸计算与选择，并且对精馏塔进行了校核。

根据热力学定律，对某些设备进行热量衡算，对设备理论上进行了计算与选择，使设备满足设计要求，达到所需要的工艺条件。

进料组成：17%；塔底产品组成＜0.2%；塔顶产品组成＞99%。

操作条件：年工作330天，每天24小时，总工作时间为24×330=7920小时。

关键词：氨回收物料衡算热量衡算工艺设计
The Design and Study of 990t/a AmmoniaRecover Unit of The
Rectifying Column
Abstract：Ammonia is one of the basic chemical products, uses is very wide.Ammonia recovery unit is in order to meet the needs of ammonia synthesis process technology, recycling use of effective components, to achieve zero emission for AD hoc supporting device. Therefore, this article designed mainly with annual output of 990 tons of ammonia rectification column’s production goal, for the distillation towerof material balance, heat balance, then according to the material balance of ammonia recovery feed rate of rectification column, the top and bottom shoes to carry on the material balance, the ammonia recovery distillation tower is high in theory for size calculation ,selectionand the check. According to the laws of thermodynamics, the heat balance for some equipment, the calculation and selection of equipment theory, make the equipment meet the design requirements, meet the need of process conditions. Feed composition:17%; <0.2%of the bottom and the products; Top product component > 99%. Operating conditions: years work 330 days, 24 hours a day, total working time for 24×330 = 7920 hours.
Keywords:Ammonia recoverymaterial calculation heat balance calculationsprocess design
引言
氨（Ammonia，旧称阿莫尼亚）是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。

农业上使用的氮肥，除氨水外，诸如尿素、硝酸铵、磷酸铵、氯化铵以与各种含氮复都是以氨为原料生产的。

氨是基本化工产品之一，用途很广。

化肥是农业的主要肥料，而其中的氮肥又是农业上应用最广泛的一种化学肥料，其生产规模、技术装备水平、产品数量，都居于化肥工业之首，在国民经济中占有极其重要的地位。

各种氮肥生产是以合成氨为主要原料的，因此，合成氨工业的发展标志着氮肥工业的水平[1]。

以氨为主要原料可以制造尿素、硝酸铵、碳酸氢铵、硫酸铵、氯化铵等氮素肥料，还可以将氨加工制成各种含氮复料。

此外，液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用，一些国家已大量使用液氨[2]。

可见，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。

合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料[3]。

回收氨有双重意义，首先可将氨制成化肥，其次从净化的观点出发，防止以氨为媒介的腐蚀性介质造成设备的严重腐蚀。

氨回收装置是为了适应氨合成工序的工艺需要，回收利用有效成分，实现零排放等要求特设的配套装置。

第1章合成氨的生产与发展状况
1.1 合成氨的概述
合成氨指由氮和氢在高温高压和催化剂存在下直接合成的氨。

别名氨气，分子式为NH
3
，英文名：synthetic ammonia。

世界上的氨除少量从焦炉气中回收外，绝大部分是合成的氨。

合成氨主要用于制造氮肥和复料。

氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12％[4]。

硝酸、各种含氮的无机盐与有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料生产。

液氨常用作制冷剂。

1.2 合成氨的化学反应
德国化学家哈伯(F.Haber，1868-1934)从1902年开始研究由氮气和氢气直接合成氨。

于1908年申请专利，即“循环法”，在此基础上，他继续研究，于1909年改进了合成，氨的含量达到6%以上。

这是目前工业普遍采用的直接合成法[5]。

反应过程中为解决氢气和氮气合成转化率低的问题，将氨产品从合成反应后的气体中分离出来，未反应气和新鲜氢氮气混合重新参与合成反应。

合成氨反应式如下：
N 2+3H
2
≒2NH
3
(该反应为可逆反应,等号上反应条件为:“高温高压”,下为:“催化剂”) 合成氨的主要原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。

经过近百年的发展，合成
氨技术趋于成熟，形成了一大批各有特色的工艺流程，但都是由三个基本部分组成[6]，即原料气制备过程、净化过程以与氨合成过程。

1.3 国合成氨的生产现状与发展
我国合成氨工业的发展情况，解放前我国只有两家规模不大的合成氨厂，解放后合成氨工业有了迅速发展[7]。

1949年全国氮肥产量仅0.6万吨，而1982年达到1021.9万吨，成为世界上产量最高的国家之一[8]。

近几年来，我国引进了一批年产30万吨氮肥的大型化肥厂设备[9]。

我国自行设计和建造的吴泾化工厂也是年产30万吨氮肥的大型化肥厂。

这些化肥厂以天然气、石油、炼油气等为原料，生产中能量损耗低、产量高，技术和设备都很先进。

我国油、气资源少，煤炭资源丰富，随着科技的进步以煤为原料的氨厂仍有发展前景。

提出了煤基合成氨工艺的选择原则，以煤为原料制氨的总体流程选择,大体上可分为水煤浆气化工艺路线与常压气化路线[10]。

1.3.1 水煤浆气化工艺路线
美国德士古水煤浆气化技术是较完善的煤气化技术，其气化温度高达1350～1450 ℃，气化压力从3. 92MPa 到 6. 37MPa 。

该流程特点是以煤（主要用烟煤）为原料，制成水煤浆，配置大型空分装置，其氧气供气化，氮气在氮洗配入合成气之中，气化后饱含水的合成气先进入变换（耐硫催化剂）使CO 与 H 2O 反应为 H 2和CO 2。

经甲醇洗（Rectisol ）脱除CO 2和 H 2S ，再经液氮洗脱除微量CO 、CO 2与其它杂质，配以N 2制成纯净的净化合成气去氨合成工序。

1.3.2 常压气化路线
常压气化一般以无烟块煤或焦炭为原料，用空气或富氧空气气化，经常压脱硫、低压段压缩、变换脱 CO 2、净化、高压段压缩去氨合成。

1.4 国外合成氨的发展
近几年来，世界合成氨工业的技术进展主要有以下几方面：
英国ICI 公司采用LCA 工艺流程，在英国的SevernsNe 氨厂建了两套并列的产量各为450吨／天，但只有一套公用工程系统的合成氨装置[11]。

美国凯洛格公司对氨厂的某些工艺单元与设备的传统构型进行了改革，开发出了合成氨生产的4种新技术，即用于氨合成回路的KAAP 工艺，用于工艺气转化换热的KRES 系统，以计算机为基础的氨厂节能降耗动态控指KDAC 技术和公用工程蒸汽系统的冷凝液汽提KICS 技术[12]。

由于生态和环保的原因，今后发达国家化肥用量将减少，世界合成氨生产能力将缓慢增长。

1.5 合成氨生产的发展前景
目前，化学模拟生物固氮的重要研究课题之一，是固氮酶活性中心结构的研究[13]。

固氮酶由铁蛋白和钼铁蛋白这两种含过渡金属的蛋白质组合而成。

铁蛋白主要起着电子传递输送的作用，而含二个钼原子和二三十个铁和硫原子的钼铁蛋白是络合N 2或其他反应物（底物）分子，并进行反应的活性中心所在之处。

关于活性中心的结构有多种看法，目前尚无定论。

从各种底物结合物活化和还原加氢试验来看，含双钼核的活性中心较为合理[14]。

我国有两个研究组于1973—1974年间，不约而同地提出了含钼铁的三核、四核活性中心模型，能较好地解释固氮酶的一系列性能，但其结构细节还有待根据新的实验结果精确化[15]。

国际上有关的研究成果认为，温和条件下的固氮作用一般包含以下三个环节： (1)络合过程。

它是用某些过渡金属的有机络合物去络合N 2，使它的化学键削弱； (2)还原过程。

它是用化学还原剂或其他还原方法输送电子给被络合的N 2，来拆开N 2
中的N—N键；
(3)加氢过程。

它是提供H+来和负价的N结合，生成NH
3。

目前，化学模拟生物固氮工作的一个主要困难是，N
2
络合了但基本上没有活化，或络合活化了，但活化得很不够。

所以，稳定的双氮基络合物一般在温和条件下通过化学还原
剂的作用只能析出N
2，从不稳定的双氮络合物还原制出的NH
3
的量相当微少。

因此迫切需
要从理论上深入分析，以便找出突破的途径。

固氮酶的生物化学和化学模拟工作已取得一定的进展，这必将有力地推动络合催化的研究，特别是对寻找催化效率高的合成氨催化剂，将是一个有力的促进。

虽然使用“无机”氮的生物农业将会有所发展，但是，在以后的15—20年，生物技术(如固定氮工艺)还不可能取代合成氨作为化学肥料的主要来源[16]。

现今所有的合成氨消费中，只有13％是用在化学和工业应用上，其他87％都用于生产化肥[17]。

因此，氮肥的供应还得继续依靠合成氨的生产。

第2章合成氨尾气处理氨回收工艺
2.1 产品与原料性能
2.1.1氨
(1)生产规模
本装置以稀氨水为原料，通过蒸氨精馏塔提炼出纯度较高的液氨。

生产规模：年产990吨氨的氨回收精馏塔。

(2)氨产品
化学名称：氨气
分子式：NH
3
分子量：17.031
(3)物理性质[18]：
氨气在标准状况下的密度为：0.771g/L
临界点133℃，11.3atm
蒸汽压 506.62k Pa(4.7℃)
熔点 -77.7℃
沸点101.325kPa(1atm)-33.5℃
溶解性：极易溶于水(1:700)
临界温度405.65K，-132.5℃
（4）化学性质[18]：
a.跟水反应
氨在水中的反应可表示为：NH
3+H
2
O=NH
3
·H
2
O
氨水在中学化学实验中三应用：
①用蘸有浓氨水的玻璃棒检验HCl等气体的存在。

②实验室用它与铝盐溶液反应制氢氧化铝。

③配制银氨溶液检验有机物分子中醛基的存在。

b.跟酸反应
NH
3+HNO
3
=NH
4
NO
3
NH
3+CO
2
+H
2
O=NH
4
HCO
3
反应实质是氨分子中氮原子的孤对电子跟溶液里具有空轨道的氢离子通过配位键而结合成离子晶体。

若在水溶液中反应，离子方程式为：
8NH
3+3Cl
2
=N
2
+6NH
4
Cl(黄绿色褪去，产生白烟)
反应实质：2NH
3+3Cl
2
=N
2
+6HCl
NH
3+HCl=NH
4
Cl
总反应式：8NH
3+3Cl
2
=N
2
+6NH
4
Cl
c.在纯氧中燃烧
4NH
3+3O
2
=2N
2
+6H
2
O
4NH
3+5O
2
=4NO+6H
2
O（氨气的催化氧化）
d.与碳的反应
NH
3+C=HCN+H
2
↑(剧毒氰化氢)
e.取代反应
取代反应的一种形式是氨分子中的氢被其他原子或基团所取代，生成一系列氨的衍生物。

另一种形式是氨以它的氨基或亚氨基取代其他化合物中的原子或基团，例如；
COCl
2+4NH
3
= CO(NH
2
)
2
+2NH
4
Cl
HgCl
2+2NH
3
=Hg(NH
2
)Cl +NH
4
Cl
这种反应与水解反应相类似，实际上是氨参与的复分解反应，故称为氨解反应。

2.1.2氢气
氢气是无色并且密度比空气小的气体（在各种气体中，氢气的密度最小。

标准状况下，1升氢气的质量是0.0899克，一样体积比空气轻得多）。

因为氢气难溶于水，所以可以用排水集气法收集氢气。

另外，在101千帕压强下，温度-252.87℃时，氢气可转变成无色的液体；-259.1℃时，变成雪状固体。

常温下，氢气的性质很稳定，不容易跟其它物质发生化学反应。

但当条件改变时（如点燃、加热、使用催化剂等），情况就不同了。

如氢气被钯或铂等金属吸附后具有较强的活性（特别是被钯吸附）。

金属钯对氢气的吸附作用最强。

当空气中的体积分数为4%-75%时，遇到火源，可引起爆炸。

(1)物理性质[19]：
无色无味的气体，标准状况下密度是0.09克/升(最轻的气体)，难溶于水。

在-252℃，变成无色液体，-259℃时变为雪花状固体。

分子式： H
2
沸点：-252.77℃（20.38K)
熔点：-259.2℃
密度：0.09 kg/m3
相对分子质量：2.016
液体密度（平衡状态，-252.8℃）：169kg/m 3 气体密度（101.325kPa ，0℃）：0.0899kg/m 3
重氢在常温常压下为无色无嗅无毒可燃性气体，是普通氢的一种稳定同位素。

它在通常水的氢中含0.0139%～0.0157%。

其化学性质与普通氢完全一样，但质量大些，反应速度小一些。

(2)化学性质[19]：
氢气常温下性质稳定，在点燃或加热的条件下能多跟许多物质发生化学反应。

①可燃性(可在氧气中或氯气中燃烧) 2H 2+O 2=2H 2O （化合反应）
(点燃不纯的氢气要发生爆炸,点燃氢气前必须验纯) H 2+Cl 2 =2HCl （化合反应） ②还原性(使某些金属氧化物还原) H 2+CuO=Cu+H 2O （置换反应） 2.1.3氮气 （1）物理性质：
氮在常况下是一种无色无味的气体，且通常无毒。

氮气占大气总量的78.12%（体积分数），在标准情况下的气体密度是1.25g/L ，氮气难溶于水，在常温常压下，1体积水约只溶解0.02体积的氮气。

氮气是难液化的气体，氮气在极低温下会液化成无色液体，进一步降低温度时，更会形成白色晶状固体。

在生产中，通常采用黑色钢瓶盛放氮气。

其他物理性如下[20]：
化学式N 2
相对分子质量28.013 熔点63.15K ，-210℃ 英文名称Nitrogen
沸点，101.325kPa （1atm ）时77.35K ，-195.8℃ 临界温度126.1K ，-147.05℃
临界压力3.4MPa ，33.94bar ，33.5atm 临界体积90.1cm 3/mol 临界密度0.3109g/cm 3
（2）化学性质[20]：
由氮元素的氧化态-吉布斯自由能图也可以看出，除了NH 4+离子外，氧化数为0的N 2分子在图中曲线的最低点，这表明相对于其它氧化数的氮的化合物来讲，N 2是热力学稳定状态。

氧化数为0到+5之间的各种氮的化合物的值都位于HNO 3和N 2两点的连线（图中的虚线）的上方，因此，这些化合物在热力学上是不稳定的，容易发生歧化反应。

在图中唯一的一个比N 2分子值低的是NH 4+离子。

由氮元素的氧化态-吉布斯自由能图和N 2分子的结构均可以看出，单质N 2不活泼，只有在高温高压并有催化剂存在的条件下，氮气可以和氢气反应生成氨。

. a.氮化物反应
氮化镁与水反应：Mg 3N 2+6H 2O=3Mg(OH)2↓+2NH 3↑
在放电条件下，氮气才可以和氧气化合生成一氧化氮：N 2+O 2=2NO 一氧化氮与氧气迅速化合，生成二氧化氮2NO+O 2=2NO 2 b.氮和活泼金属反应
N 2 与金属锂在常温下就可直接反应：6 Li + N 2=2 Li 3N N 2与镁条反应：3Mg+ N 2=Mg 3 N 2 c.氮和非金属反应
N 2与氢气反应制氨气：N 2+3H 2=2NH 3（可逆） 2.2 氨回收工艺流程
氨回收精馏塔的生产任务是将中继槽的贮槽气和液氨球罐的贮罐气进行回收做成浓氨水，吸收氨后的尾气并入燃烧气管网，同时负责将氨水中的氨提纯为合格的液氨产品输送至液氨球罐。

A 、生产工艺流程[21]
由吸收塔的底部出来的氨水（氨回收不开时可直接回到氨水槽）进入溶液换热器的管间与再沸器冷凝液（或精馏塔底部出口残液）进行换热，被预热后的氨水从进料管进入精馏塔的中部。

在塔自上而下与再沸器出来升腾的蒸汽逆流接触，氨水中的氨经过塔板逐渐被提取变成纯度很高的气氨，由精馏塔顶部出来进入塔顶冷凝器管间，气氨被冷凝成液氨回收至塔顶液氨贮槽，贮槽的合格液氨一部分由泵送至精馏塔顶回流，以控制塔顶温度。

另一部分用泵输送至液氨球罐。

下图就是氨回收系统工艺流程图，其中T1002代表气氨吸收塔，E1002代表换热器，E1003代表水冷器，E1004釜残液冷却器，E10105代表精馏塔塔底再沸器，T1003代表氨回收精馏塔，E1006代表精馏塔塔顶冷凝器，V1003代表液氨储槽，P1001A 和P1001B 分
别代表两个并联的循环泵，P1002代表外送泵，V1002A和V1002B分别代表两个并联的氨水储槽，P1003A和P1003B分别代表两个并联的回流泵。

图2.1 氨回收工艺系统流程图
第3章 工艺计算
3.1 精馏塔的物料衡算
（1）已知条件
氨回收精馏塔年产990吨，粗氨水中含氨17％,溜出液中氨的质量分数为99％，釜残液中氨的质量分数为0.2％，氨的摩尔质量M A =17 kg/kmol ，水的摩尔质量M B =18 kg/kmol ，年工作日以330天计，每天24小时，则：
990吨/330天=3吨/天=0.125吨/小时=125kg/h=（125/17）kmol/h=7.353 kmol/h
F=7.353/0.17=43.253 kmol/h
x F =1883
.01717.01717.0+=0.224 x D =1801
.01799.01799.0+=0.99 x W =18
998
.017002.017002
.0+=0.002 其中，x F 、x D 、x W 分别为原料、塔顶、塔底中的氨的摩尔分数。

F 、D 、W 分别原料液与塔顶液、塔底液的摩尔流量，kmol/h 。

F=D+W （3-1）
F x F =D x D +W x W （3-2）
D =
W
D W F x x x x F --)(=002.099.0)002.0224.0(253.43--=9.719 kmol/h
W=F-D =43.253-9.719=33.534 kmol/h
挥发组分回收率
%100⨯⨯⨯=
F
D
x F x D η=
%100224.0253.4399.0719.9⨯⨯⨯=99.2%（3-3） 3.2 相对挥发度α的计算
把氨-水系统视为理想溶液。

塔顶与塔底产品的挥发度W D αα、分别计算结果如下。

45℃时氨和水的饱和蒸汽压分别为1789.8Kpa 和9.34Kpa [23]
195℃时氨和水的饱和蒸汽压分别为18134.6Kpa 和1399.7Kpa [23]
48
.157
.13996.181346.19134
.95.1789======
B A W B A D P P P P αα
所以45℃、195℃下平均相对挥发度:
-
α=48.156.191⨯=54.5
3.3 平衡线，q 线，精馏段操作线，提馏段操作线方程的确定
气液平衡线方程
y =
x x
)1(1--αα=x
x 5.5415.54- （3-4）
q 线方程
泡点进料，q =1，x =0.224，q 线方程即为x=x F ，所以q 线方程为 x =0.224 而
R min =
11-α[F
D F D x x x x ---1)
1(α] （3-5） =
]224
.01)
99.01(5.54224.099.0[15.541----=6.95×10-2
取R =1.5R min =1.5×6.95×10-2=0.10425
精馏段操作线方程 精馏段摩尔流量：
液相L )(s ＝RD =0.10425×9.719=1.013(kmol/h)
气相V )(s =L+D =（1+R ）D=1.10425×9.719=10.732(kmol/h) 精馏段操作线方程：
y =
1
1+++R x x R R
D （3-6） =
897.0094.01
10425.099
.0110425.010425.0+=+++x
提馏段操作线方程 提馏段摩尔流量：
液相L '=L+qF =1.013+1×43.253=44.266(kmol/h)
气相V '=V=L+D =10.732kmol/h 由于提馏段操作线方程为：
y ='''w
V
Wx x V L - （3-7） 则提馏段操作线方程为：
y =
00625.0125.4732
.10002
.0534.33732.10266.44-=⨯-x x
3.4 塔的工艺条件与相关物性数据计算
3.4.1 物性数据
由公式ρ=A+B T +C T 2+D 3+E T 4其中T 单位为K ，其中常数为：
表3.1常数列表
[24]
A B
C
D
E
氨 1114.71 -2.46925×10-5
-5.75335×10-3
1.41802×10-5
-1.33393×10-8
水 1166.29
-1.35889
1.81018×10
-3
-2.24496×10
-6
——
3.4.2 精馏段工艺条件
精馏段液体的平均密度
ρL =x 0ρA + (1- x 0)ρB =704.99×0.99+100.00×0.01=698.94(kg/m 3)
精馏段气体的密度
ρ=
=RT PM 632.0328
314.8173.101=⨯⨯(kg/m 3) （3-8） 精馏段气体的体积流量
V V =
=
ρ3600VM
080.0632
.0360017732.10=⨯⨯(m 3/s) （3-9） 精馏段液体的体积流量
V L =
ρ3600LM
=
610844.694
.698360017013.1-⨯=⨯⨯(m 3/s) 3.4.3 提溜段工艺条件
液相平均摩尔质量：M '=0.01×17+0.99×100.00=17.99(kg/kmol) 塔底温度t m ‘=195℃，查得[25]ρA =704.99kg/m 3，ρB =100.00 (kg/m 3)
'L ρ=w A x ρ+ (1-x w ) B ρ=704.99×0.002+100.00×（1-0.002）= 101.21( kg/m 3)
'
V ρ=
RT PM '=()
15.273200314.899.173.101+⨯⨯=0.464 (kg/m 3
) V L =3-'10187.221.101360099.17266.443600⨯=⨯⨯=L M L ρ(m 3
/s)
V V =109.0464
.0360017732.103600'=⨯⨯=ρM V (m 3
/s)
3.5 塔板数的计算
3.5.1 塔板设计选用数据
表3.2塔板设计选用数据摩尔流量（kmol/h ）
气相 液相 精馏段 10.732 1.013
提馏段 10.732
44.266
表3.3塔板设计选用数据体积流量（m 3
/s ）
气相 液相 精馏段 0.080 6.844610- 提馏段 0.109
2.187
310-
由上述计算可得以下结果 汽塔的平均蒸汽流量
VS V =(V VS +V 'VS )/2=(0.080+0.109)/2=0.0945(m 3
/s)
汽塔的平均液相流量
=LS V （V LS +V 'LS ）/2=(6.844610-+2.187310-) /2=1.097310-(m 3
/s)
气相平均密度
=+=)(21V V V ρρρ(0.632+0.468)/2=0.55(kg/m 3)
液相平均密度
=+=)(21L L L ρρρ(698.94+101.21)/2=400.075(kg/m 3)
3.5.2理论板数的计算
最少理论板数
704.25
.54lg )
002.0002.0199
.0199.0lg(lg ]1)1(lg[min =-⨯-=-⨯-=
αW W D D
x x x x N （3-10） 应用吉利兰关联求理论板数N
0315.01
10425.01095.610425.012
-min =+⨯-=+-=R R R X （3-11）
685.0)0135.01(75.0)1(75.0567
.0567.0=-⨯=-=x Y （3-12）
由
Y N N N =+-1
min
得：
块）(759.10685
.01685
.0704.21min =-+=-+=
Y Y N N （3-13） 先求精馏段最少理论塔板数1min,N
=-⨯-=-⨯-=
17
.111lg )224.0224.0199
.0199.0lg(lg )11lg(
11min,αF F
D D x x x x N 1.241 （3-14） =⨯=
⨯=
704
.2759
.10241.1min
1min,1N N N N 4.938 （3-15）
其中17.1115.646.1911=⨯=α
故提馏段理论板数821.5938.4759.1012=-=-=N N N 3.5.3 实际塔板数的计算
查得塔顶温度C t D 45=，塔底温度C t W 195=，进料温度C t F 5.94=。

全塔平均温度C t t t t W F D m 5.1113
5
.94195453=++=++=
在温度m t 下查液体黏度共线图的[26]098.0=氨μm ·Pas ，282.0=水μmPa ·s 又∑=i i x μμL
所以0007.0282.0224.0-1-098.0224.0=⨯⨯=）（
L μ(mPa ·s) 127.03
0007
.0282.0098.0m =++=
L μ(mPa ·s)
全塔效率
451.0127.05.5449.0(49.0245
.0-245.0-m 0=⨯⨯==）（）L E αμ （3-16）
其中=α54.5
对于浮阀塔，总板效率相对值在1.1到1.2之间，本设计取1.1。

因此496.01.1451.00=⨯=E 实际塔板数：956.9496
.0938
.41==
p N 取10块 736.11496
.0821
.52==
P N 取12块(含塔釜) 故实际塔板数221210=+=实N 进料板在第11块。

3.6 浮阀塔板工艺尺寸的确定与计算
3.6.1 塔高的计算
塔高Z =H D +（N-2-S ）H T +SH T ‘+H F +H W （3-17） 已知实际塔板数为N =22块，取板间距H T =0.3(m)。

由于料液清洁无须经常清洗，可取每隔7块板设一个人孔，则人孔数目S =22/7-1=2个。

取人孔两板之间的距离'
T H =0.8m ，取塔第一块塔板与上封头之间的距离为0.8m ，上封头高0.5m ，则H D =0.8+0.5=1.3m ，塔的最后一块塔板与下封头之间的距离为2.0m ， 从下封头与裙座之间的距离2.0m ，则H W =2.0+2.0=4m ，进料处板空间高度H F =1.0(m)，所以，全塔高度(带裙座)
Z =1.3+(22-2-2)×0.3+2×0.8+1.0+4=13.3(m)
3.6.2 塔径D
由于液体流量和塔径都不太大，故选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，因精馏段和提馏段气相流量相差不大，为便于制造，取两端塔径相等。

欲求塔径应先求出空塔气速u ，而
u=（安全系数）×max μ v
v
L C
ρρρμ-=max （3-18） C 可由Smith 关联图查出，横标的数值为：
5
.0⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛v L VS
LS V V ρρ==⨯⨯55
.0075.4000945.010097.13-0.313 （3-19）
表3.4塔板间距H T 与塔径的经验关系
[27]
塔径(m) 0.3~ 0.5 0.5~ 0.8 0.8~ 1.6 1.6~ 2.0 2.0~ 2.4 2.4 塔板间距H T (m) 0.2~0.3
0.3~ 0.35 0.35~ 0.45
0.45~ 0.6
0.5~ 0.8
0.6
由表可知，取板间距H T =0.3(m)，取清液层高度h L =0.06(m)。

液滴高沉降高度：H T －h L ＝0.3-0.06＝0.24(m)
由液汽流动参数F LV 与液滴高沉降高度(H T -h L )，查Smith 关联图[28]可得液相表面力20 mN/m 时的气相负荷因子：C 20 =0.035。

图3.1 Smith 关联图
全塔的平均温度为111.5℃，在111.5℃时液体表面力[29]：
氨δ(mN/m)=16.5(mN/m)
水δ(mN/m)=56.9(mN/m)
平均液体表面力经计算 当t =111.5℃时，氨x =0.40
9
.56)40.01(5.1640.09
.565.16)1(⨯-+⨯⨯=
-+=
⨯b
a b
a x x δδδδδ=23.04(mN/m)（3-20）
根据公式校正得： C=C 20 [(
20δ)2.0]=0.035[(20
04.23)2
.0]=0.036 （3-21） 液泛气速：
v
v
L C
ρρρμ-=max =0.036
55
.055
.0075.400- =0.97(m/s) （3-22）
取设计泛点率为0.6。

计算空塔气速u
u =0.6max μ=0.6×0.97=0.582(m/s) （3-23）
气相通过时塔截面积
A =
162.0582
.00945.0==
μ
VS
V (m 2
) （3-24） 塔截面积为气相流通截面积A 与降液管面积d A 之和，取D
l W
=0.7。

由
T D
A A 计算塔径D
178.009.01162
.01=-=-=
T
D
T A A A A (m 2) （3-25） D =
48.014
.3178
.044=⨯=
π
T
A (m) （3-26）
按标准塔径圆整为D(外径)=0.5m ，壁厚取0.10m 。

实际塔截面积
96.15.04
14
.34
22=⨯=
=
D A T π
(m 2) 实际气相流通面积
A =78.1)09.01(96.1)1(=-⨯=-
T
D
T A A A (m 2) 实际空塔气速
u =
053.078
.10945
.0==A V VS (m/s)
（3-27）
3.6.3 降液管与溢流堰尺寸
1.降液管尺寸
由以上设计结果得弓形降液管所占面积D A
=-=A A A T D 1.96-1.78=0.18(m 2
) （3-28）
由
])(11[2D
l D b W D
--=/2.0 （3-29） 即D b =[1-27.01-]/2.0×0.5=0.0715(m)
选平凹形受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，取底隙h b =0.03(m)。

2.溢流堰尺寸 由以上数据确定堰长
7.05.0⨯==D
l D
l W
W =0.35(m) （3-30） 堰上方液头高度
W h 0=2.843
10-⨯E(W
L l h
V )32
（3-31）
因为L V 不大，E 可近似取为1( L V 的单位为m 3/s)。

故W h 0=2.84 3
2
3-)35
.0360010097.1(
⨯⨯⨯=0.0014(m) 堰高W h 由选取清液层L h 确定
W h =L h -W h 0=0.06-0.0014=0.0586(m) （3-32）
堰流强度
L u ==⨯⨯=-35
.0360010097.13W LS l V 11.28（m 3
/ s ） （3-33）
降液管底隙液体流速
03
.028.1110097.13
⨯⨯=
=-b W LS b h l V u =0.0032(m/s) （3-34） 验算液体在降液管中停留时间
310097.13
.018.0-⨯⨯==
LS
T D V H A τ=49.2 (s) （3-35） 故降液管可用。

3.6.4 浮阀数与排列方式
（1）.浮阀数
选取1F 型浮阀，重型，阀孔直径0d =0.039m ，初选阀孔动能因子0F =10，计算阀孔气速
55
.010
0=
=
V
F u ρ=1.35（m/s ） （3-36） 每层板上的阀孔个数
n =
35
.1039.014.34
0945.04
20
2
0⨯⨯⨯=
u d V VS
π
=58.7 59(个) （3-37）
（2）浮阀排列方式
取塔板上液体进出口安定区宽度'
S S b b ==50mm ，取边缘区宽C b =50mm 。

)(2
D S b b D x +-=
=25.0-(0.05+0.0715)=0.129(m)
r =
C b
D -2
=25
.0-0.05=0.2(m)
有效传质区面积
)](sin [21222r
x
r x r x A a -+-=（3-38）
=2[0.129)2
.0129
.0(
sin 2.0129.02.01222-+-]=0.813(m 2) 开孔所占面积
070.0039.04
14
.3594
22
00=⨯⨯
==d n
A π
(m 2) 采用等边三角形错排方式，其孔心距t 用下式计算
t =
126.0039.0813
.0070.0907
.0907
.000=⨯=⨯d A A a
(m) （3-39）
根据估算提供孔心距进行布孔，并按实际可能的情况进行调整来确定浮阀的实际个数n ，t 取100mm ，则实际安排浮阀个数n=94个，并重新计算塔板的参数：
阀孔气速
842.0039.04
14.3940945
.042
2
0=⨯⨯=
=
d n
V u VS π
(m/s) （3-40）
动能因子
624.055.0842.000=⨯==V u F ρ（3-41）
塔板开孔率
057.096
.1039.0414
.39420
=⨯⨯
==
T
A A ϕ （3-42） 3.7 塔板流动性能的校核
3.7.1 液沫夹带量校核
为控制液沫夹带量e v 过大，应使泛点F 1<0.8～0.82，浮阀塔板泛点率由下式计算
b F L
LS V
L V VS
A KC Z V V F 36.11+-=
ρρρ或T
F V
L V s
A KC V F 78.01ρρρ-=
（3-43）
式中，由塔板上气液密度ρV 与塔板间距H T 查图泛点负荷因数得系数C F =0.10，根据表3.5，本物系K 值可选取1。

表3.5物性系数K
[30]
系统
K 系统 K 无泡沫，正常系统 1.0 多泡沫系统 0.73 氟化物 0.90 严重起泡点 0.60 中等起泡点
0.85
形成稳定泡沫系统
0.30
塔板上液体流道长
357.00715.025.02=⨯-=-=d L b D Z (m) （3-44）
液流面积
6.118.0296.12=⨯-=-=d T b A A A (m 2
) （3-45）
故得
031.06
.110.010
.110097.136.155.0075.40055
.00945.03-1=⨯⨯⨯⨯⨯+-⨯=
F
或 023.096
.110.078.055.0075.40055
.00945
.01=⨯⨯-=
F 所得泛点率1F 低于0.8，故不会产生过量的泡沫夹带。

3.7.2塔板阻力f h 计算
(1)干板阻力0h 临界孔速
842.056.14)55
.073()
73
(
0825.11
825
.110=>===u u V
c ρ(m/s) （3-46） 因孔阀气速0u 约等于其临界阀孔气速c u 0，故应在浮阀全开计算干板阻力
4-2
2001065.281
.92842.0075.40055.034.5234.5⨯=⨯⨯⨯=⨯=g u h L V ρρ(m) （3-47）
(2)塔板清液层阻力1h
取充气系数5.0=ε，清液层高度h L =0.06(m)
03.006.05.05.01=⨯==L h h (m) （3-48） (3)克服表面力σh [31]
43031002.6039.081.9075.40004
.23104104---⨯=⨯⨯⨯⨯=⨯=gd h L ρδσ(m) （3-49）
由以上三项阻力之和求得塔板阻力h f
031.01002.603.01065.244-10=⨯++⨯=++=-σh h h h f (m) （3-50）
3.7.3降液管液泛校核
降液管中清液层高度由
d f W W d L W W d h h H H h g
P P H H H ++∆++=+-+
∆++=01
20ρ （3-51） 式中h d 为液体流过降液管隙的阻力，其阻力h d 由式
2822
)(1018.1)(153.02b
w Lh b W LS d d h l V
h l V g u h ⨯⨯===-ζ （m 液柱） （3-52）
计算得：
3238
28
1067.1)03
.035.0360010097.1(1018.1)(1018.1----⨯=⨯⨯⨯⨯⨯=⨯⨯=b W LS d h l V h (m)
浮阀塔板上液面落差∆一般较少可以忽略，于是由得其他各项之和求得降液管清液层高度H d ：
0927.01067.1031.00014.00586.03=⨯+++=-d H (m)
取降液管中泡沫层相对密度5.0=φ，则可求降液管中泡沫层的高度H d ’：
1854.0'
==
φ
d
d H H
（3-53）
而'
3586.00586.03.0d W T H h H >=+=+，故不会发生降液管液泛。

3.7.4液体在降液管停留时间校核
应保证液体在降液管的停留时间大于3到5s ，才能保证液体所夹带气体的释出。

2.4910097.13
.018.03
=⨯⨯==
-LS T d V H A τ(s)>5(s) 故所夹带气体可以释出。

3.7.5严重液漏校核
当阀孔的动能因子0F 低于5时将会发生严重液漏，故液漏点的孔速0u 可取50=F 的相应孔流气速
374.055
.05
5
'
0==
=
V
u ρ(m/s) 稳定系数
0.2~5.125.2374
.0842.0'
00>===
u u K （3-54） 故不会发生严重液漏。

3.8 塔板负荷性能图
3.8.1 过量液沫夹带线
已知物系性质与塔盘结构尺寸，同时给定泛点率等于1F 时，即可表示出气 液相流量之间的关系
b
F L
LS V
b V VS
A KC Z V V F 36.11+-=
ρρρ
对于直径在0.9m 以下的塔，7.0，所以7.011=<F F ，则
6
.110.010
.136.155
.0075.40055
.07.0⨯⨯⨯+-=
LS VS
V V
得: LS VS V V 66.3637.2-=
为一次线性方程，由两点即可确定，当0=LS V 时，37.2=VS V m 3/s ，取01.0=LS V m 3/s 时，有0034.2=VS V m 3/s 。

由此两点作过量液沫夹带线①。

3.8.2液相下限线关系式
对于平直堰，其堰上液头高度W h 0必须大于0.006m ，取006.00=W h m ，即可确定液相流量的下限线
006.0)(1084.232
30=⨯=-W
Lh W
l V
E h
取E=1.0，代人35.0=W l ，求得135.3=Lh V (m 3/h) 则41070.83600
135
.3-⨯==
LS V (m 3/s) 可见该线为垂直轴的直线VS V ，该线记为②。

3.8.3 严重漏液关系式
因为动能因子50<F 时，会发生严重漏液，故取50=F ，计算相应气流量VS V
00u A V VS =式中2
004
d n
A π
=，V
u ρ5
0=
∴757.055
.05039.0414.3945
4
22
0=⨯⨯⨯
=⨯
=V
VS d n
V ρπ
(m 3
/s) 此为以平行VS V 轴的直线，为漏液线，也称之为气相下限线，该线记为③。

3.8.4 液相上限线关系式
为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体降液管中的停留时间不应小于3.5s ，取τ=5s 为液体在降液管中停留时间下限，则降液的最大流量为
21008.15
3
.018.05-⨯=⨯==
T d LS H A V (m 3/s) 该线为一平行VS V 轴的直线，记为④。

3.8.5 降液管液泛线关系式
当塔降液管泡沫层上升至上一层塔板时，即发生了降液管液泛。

根据降液管液泛的条。