甲醇水分離過程板式精餾塔的設(shè)計

1、第一章 設(shè)計任務(wù)書1.1 設(shè)計題目設(shè)計題目：甲醇水分離過程板式精餾塔的設(shè)計設(shè)計要求：年產(chǎn)純度為99.5%的甲醇12000噸，塔底餾出液中含甲醇不得高于0.1%，原料液中含甲醇40%，水60% 。1.2操作條件1 操作壓力 常壓2 進(jìn)料熱狀態(tài) 自選3 回流比 自選4 塔底加熱蒸氣壓力 0.3Mpa （表壓）1.3塔板類型篩孔塔1.4 工作日每年工作日為330天，每天24小時連續(xù)運行。1.5 設(shè)計說明書的內(nèi)容(1 流程和工藝條件的確定和說明(2 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)(3 精餾塔的物料衡算；(4 塔板數(shù)的確定；(5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；(6 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；(7 塔板主要工

2、藝尺寸的計算；(8 塔板的流體力學(xué)驗算；(9 塔板負(fù)荷性能圖；(10 主要工藝接管尺寸的計算和選取(11 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表(12 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論第二章 設(shè)計原則2.1確定設(shè)計方案的原則確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。必須具體考慮如下幾點：2.1.1滿足工藝和操作的要求首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定。這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)

3、進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等 及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。2.1.2滿足經(jīng)濟(jì)的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。降低生產(chǎn)成本是各部門的經(jīng)常性任務(wù)，因此在設(shè)計時，是否合理利用熱能，采用哪種

4、加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。而且，應(yīng)結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。2.1.3滿足安全生產(chǎn)的要求例如甲醇屬易燃有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。2.2精餾操作對塔設(shè)備的要求和類型2.2.1 對塔設(shè)備的要求精餾所進(jìn)行的是氣(汽 、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽 、液兩

5、相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽 、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求： 氣(汽 、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽 、液負(fù)荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容

6、易。 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。 塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。2.2.2 板式塔類型氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用

7、的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點是： 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 操作彈性較小(約23 。 小孔篩板容易堵塞。第三章 設(shè)計步驟3.1精餾塔的設(shè)計步驟本設(shè)計按以下幾個階段進(jìn)行： 設(shè)計方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。 蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。 塔板設(shè)計：計算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計算。接管尺寸、

8、泵等，并畫出塔的操作性能圖。 管路及附屬設(shè)備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。 抄寫說明書。 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設(shè)備圖。3.2 確定設(shè)計方案本設(shè)計任務(wù)為分離甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。第四章 精餾塔的工藝計算4.1物料衡算4.1.1原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲醇的摩爾質(zhì)量為：32.04kg/kmol a M = 水的摩爾質(zhì)量為： 18. 01

9、k g /k m b M = 原料液摩爾分率：F 0.4/32.040.270.4/32.040.6/18.01=+塔頂摩爾分率：0.995/32.040.990.995/32.040.005/18.01D =+塔底摩爾分率：40.001/32.045.62100.001/32.040.999/18.01W -=+4.1.2原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液平均摩爾質(zhì)量：0.2732.04(10.27 18.0121.80/F M kg km ol =+-= 塔頂產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量0.9932.04(10.99 18.0131.90/D M kg kmol =+-= 塔底產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)

10、量 445.621032.04(15.6210 18.0118.03/WMkg km ol-=+-=4.1.3全塔物料衡算71.21031.90(24330 47.50/D km ol h =÷÷=440.995.621047.50174.43/0.275.6210D W F WF Dkm ol h-=-174.4347.50126.93/W F D km ol h=-=-=4.2精餾段操作線方程甲醇水屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊查得甲醇水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)（表1），繪出x-y 圖，見圖4.1。 表1 查得:y=0.647，x =0.273 Rmin=(x

11、D-y/(y-x=（0.99-0.647）/(0.647-0.273 =0.917R=1.8Rmin=1.8*0.917=1.6511.65147.5078.42/L R D km ol h=(1 (1.6511 47.5125.92/V R D kmol h =+=+= ' 125.92/V V km ol h=' 78.42174.43252.85/L L F km ol h=+=+=4.3精餾段操作線方程111Dn n R y R R +=+11.6510.991.65111.6511n n y +=+10.6230.373n n y +=+4.3提餾段操作線方程1

12、9; ' ' m m W L W y L WL W+=-41252.85126.935.6210252.85126.93252.85126.93m m y -+=-412.015.6710m m y -+=-4.4進(jìn)料方程由于為泡點進(jìn)料，則q=111F q y q q =- 0. 27F y =4.5圖解法確定塔板數(shù)圖4.1可知，總理論塔板數(shù)NT 為12塊(包括再沸器 進(jìn)料板位置NF 為自塔頂數(shù)起第9塊。4.6 理論板層數(shù)NT 的求取精餾段理論塔板數(shù) NT=8塊 提餾段理論塔板數(shù) NT=3塊精餾段實際塔板數(shù) N 精=8.8/60%=15塊 提餾段實際塔板數(shù) N 提=3.2/60

13、%=6塊4.7塔效率= xD×D/(xF×F=99.83%YX第五章 精餾塔結(jié)構(gòu)設(shè)計5.1塔徑與板間距5.1.1精餾段L=78.63kmol/h V=126.11 kmol/h精餾段的氣、液相體積流率為 V S =VMVm /3600Vm =（126.11×29.46）/(3600×1.049=0.9838 m3/s L S =LMLm /3600Lm =(78.63×19.99/(3600×787.33=0.000554 m3/smax u C=2. 020 02. 0(C C =由史密斯關(guān)聯(lián)圖（如圖5.1）查得C 20再求圖的橫坐

14、標(biāo)為F lv =L/V×(l /v 0.5=(0.000554/0.9838 ×(716.91×1.049 0.5=0.0176取板間距，H T =0.40m,板上清液層高度取h L =0.05m，則H T -h L =0.35 m 由史密斯關(guān)聯(lián)圖得C 20 =0.065氣體負(fù)荷因子 C= C20×(/200.2=0.065×(62.6/20 0.2 =0.0817 U max =2.06 取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為U=0.8Umax =0.8×2.06=1.648m/sD=(4Vs /( 1/2=(4×0.8671/

15、(3.14×1.648 0.5=0.819按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.2m塔截面積為At=3.14×0.6×0.6=1.1304 m2實際空塔氣速為U 實際=1.648/1.1304= 1.458m/sU 實際/ Umax =1.458/2.06=0.71(安全系數(shù)在允許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求史密斯關(guān)聯(lián)圖（圖5.1） 5.1.2提餾段塔徑的計算與板間距的確定L =251.28kmol/h V=126.11kmol/h提餾段的氣、液相體積流率為V S =VM Vm /3600Vm =(126.11×22.66/(3600×0.8846=0.8973

16、m3/sL S =LM Lm /3600Lm =(251.28×19.96/(3600×907.51=3.85×10-6m 3/smax u C=2. 020 02. 0(C C =由史密斯關(guān)聯(lián)圖（如圖3）查得C 20再求圖的橫坐標(biāo)F lv =L/V×(l /v 0.5=(3.85×10-6/0.8973 ×(907.51/0.88460.5=1.3×10-4 取板間距，H T =0.40m，板上清液層高度取h L =0.06m，則H T -h L =0.34 m 由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C 20=0.07氣體負(fù)荷因子C= C2

17、0×(/200.2= 0.07×(54.271/20 0.2=0.0855U max =0.0855×(907.51/0.8846-10.5=2.73 m/s取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 U=0.8Umax=0.8×2.73=2.184m/s D=(4Vs /( 1/2=(4×0.8973/(3.14/2.184 0.5=1.580m 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.2m塔截面積為At=3.14×0.6×0.6=1.13 m2實際空塔氣速為U 實際=2.184/1.13=1.93m/sU 實際/ Umax =1.93/2.73

18、=0.707(安全系數(shù)在允許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求5.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z 精=（N 精-1）H T =（15-1）×0.40=5.6 m提餾段有效高度為 Z 提=（N 提-1）H T =（6-1）×0.40=2 m在進(jìn)料板上方開一個人孔，其高度為0.8 m故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.8=5.6+2+0.8=8.4m5.3塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定5.3.1 精餾段1. 溢流裝置計算因塔徑 D=1.2m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。( 此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m 的塔中被廣泛使用

19、。 各項計算如下：1 堰長lw可取lw=0.60D=0.72m2 溢流堰高度hw由hw=hL how選用平直堰，( 溢流堰板的形狀有平直形與齒形兩種，設(shè)計中一般采用平直形溢流堰板。 堰上層液高度how 由下列公式計算，即有how=2.84/1000×E×(Lh/lw(2/3并由圖液流收縮系數(shù)計算圖，則可取用E= 1.0 ，則how=0.0083m取板上清液層高度h L =0.05 m故 hw=0.0417m3 弓形降液管的寬度Wd 和截面積Af由Wd/D=0.6 m 查可求得Af/AT =0.057 Wd/D=0.15Af=0.057×0.785=0.0448 m

20、2Wd=0.125×1.2=0.15 m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即=3600 Af×H T /Lh = 3600 ×0.0448×0.40/ (3600×0.0084=21.31s5s其中H T 即為板間距0.40m ，L h 即為每小時的體積流量驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度h oh o = Lh /（3600×lw×uo' ）取u o '=0.07m/s則h o =0.0084×3600/(3600×0.72×0.07=0.020024 m0

21、.02mH w -h o =0.0417-0.020024=0.021671910.006 m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw=55mm。2. 塔板布置1 塔板的分塊因為D 800mm ，所以選擇采用分塊式，查可得，塔板可分為3塊。2 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mm3. 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa 按下面式子計算，則有Aa=2x（r 2x 2）0.5+ r 2/180×sin -1（x/r）其中 x=D/2(WdWsr= D/2Wc并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出 Aa=0.530m24. 篩孔計算與排列本實驗研

22、究的物系基本上沒有腐蝕性，可選用= 3mm 碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t 為t=3 do=15mm篩孔的數(shù)目n 為n=1.155Ao/t2=2721個開孔率為=0.907（do/t）2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為u o =Vs/Ao=1.481/（Aa×）=27.67m/s5.3.2 提餾段 (計算公式和原理同精餾段1. 溢流裝置計算因塔徑D=1.0m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤（同精餾段）。各項計算如下：1 堰長lw可取lw=0.60D=0.60m2 溢流堰高度hw由hw=hL h ow 可選取平直堰，堰上層液高度h ow 由下

23、列公式計算，即有h ow =2.84/1000×E×(Lh/lw(2/3并由圖液流收縮系數(shù)計算圖，則可取用E= 1.0 ，則h ow =0.0159m取板上清液層高度h L =0.06 m故 hw=0.06-0.0159=0.0441 m3 弓形降液管的寬度Wd 和截面積Af由Wd/D=0.6 m 查圖可求得Af/AT =0.057 Wd/D=0.125Af=0.057×0.785=0.044745 mWd=0.125×1.0=0.125 m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即=3600 Af×H T /Lh = 3600 ×0

24、.044745×0.40/ (3600×0.0022=8.14s5s其中H T 即為板間距0.40m ，L h 即為每小時的體積流量驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度h oh o = Lh /（3600×lw×u o ' ）取 u o '=0.17m則h o =0.0022×3600/(3600×0.6×0.17=0.022 m0.02mH w -h O =0.0417-0.022=0.0197m0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw=55mm。2. 塔板布置1 塔板的分

25、塊因為D 800mm ，所以選擇采用分塊式，查表可得，塔板可分為3塊。2 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mm3. 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa 按式子5-12計算，則有Aa=2x（r 2x 2）0.5+ r 2/180×sin -1（x/r）其中 x=D/2(WdWsr= D/2Wc并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125由上面推出Aa=0.530m24. 篩孔計算與排列本實驗研究的物系基本上沒有腐蝕性，可選用= 3mm 碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t 為t=3 do=15mm篩孔的數(shù)目n 為n=1.155Ao/t2=2

26、721個開孔率為=0.907（do/t）2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為u o =Vs/Ao=1.466/（0.101×0.530）=27.38m/s第六章 篩板的流體力學(xué)驗算6.1精餾段6.1.1 塔板的壓降1. 干板的阻力hc 計算干板的阻力hc 計算由公式：hc=0.051(uo /co 2×（v /l ）并取do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，c o =0.772所以hc=0.051(27.67/0.772 2×(1.01/819.1=0.0786m液柱2. 氣體通過液層的阻力hl 的計算氣體通過液層的阻力hl 由公式：hl=h Lu a

27、=Vs/（A T Af ）=1.481/(0.785-0.0047=1.897m/sFo=1.897(1.011/2=1.90kg1/2/(s m1/2 查得=0.54所以hl=h L =0.54×(0.0417+0.0083=0.027 m液柱3. 液體表面張力的阻力h 計算液體表面張力的阻力h 由公式h =4L /（l ×g×do ）計算, 則有h =(4×37.97×10-3/(819.1×9.81×0.005=0.0038 m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度h P ，可按下面公式計算h P =hc+hl+h=0.078

28、6+0.027+0.0038=0.1094m液柱氣體通過每層塔板的壓降為 Pp= hP ×l ×g =0.1094×819.1×9.81=879.07Pa0.9KPa （設(shè)計允許值）6.1.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。6.1.3液沫夾帶液沫夾帶量，采用公式：e v =5.7×106/L × ua /(HT h f 3.2由h f =2.5hL =2.5×0.05=0.125m 所以：e v =(5.7×10-6/37.97×10-3 1.897/

29、(0.4-0.125=0.068kg液/kg氣0.1kg 液/kg氣可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi)。6.1.4 漏液對于篩板塔，漏液點氣速u o,min 可由公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL -h /L /V 1/2=8.81m/s實際孔速為o27.67m/sUo,min穩(wěn)定系數(shù)為 =Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.141.5 故在本設(shè)計中無明顯漏液。 6.1.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd 應(yīng)服從式子：Hd (HT h w 甲醇與水屬于一般物系，取= 0.5，則(HT h w =0.5（0.40+0.0417）=0.221m 而Hd=hp+

30、hL +hd 板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有hd=0.153(uo 2=0.153×(0.072=0.0007m液柱 Hd=hp+hL +hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱則有： Hd (HT h w ，于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛。6.2 提餾段6.2.1 塔板的壓降 1. 干板的阻力hc 計算干板的阻力hc 計算由公式：hc=0.051(uo /co 2×（v /l ）并取do/= 5/3=1.67 ,可查圖得，c o =0.772，所以hc= 0.0561m液柱 2. 氣體通過液層的阻力hl 計算氣體通過液層的阻力hl 由公式：hl=h Lu a =Vs

31、/（A T Af ）=1.879m/s Fo=1.897×0.80.5=1.68kg1/2/s m1/2可查圖得=0.58，所以hl=h L =0.0344m液柱 3. 液體表面張力的阻力h 計算 液體表面張力的阻力h 由公式h =L /（l ×g×do ）計算, 則有h =0.0052m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度h P ，可按公式：h P =hc+hl+h=0.0947m液柱 氣體通過每層塔板的壓降為Pp= hP ×l ×g = 850.59Pa0.9kPa 計算結(jié)果在設(shè)計充值內(nèi)6.2.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，因塔徑和液流量

32、均不大，所以可忽略液面落差的影響。6.2.3 液沫夾帶液沫夾帶量，采用公式：e v =5.7×10-6/L × ua /(HT h f 3.2由h f =2.5hL =0.125m 所以e v =5.7×10-6/55.13×10-31.879/(0.40-0.1253.2=0.048 kg液/kg氣0.1 kg液/kg氣可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi)。 6.2.4漏液對于篩板塔，漏液點氣速u o,min 可由公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL -h /L /V 1/2=9.55m/s Uo=27.38m/sUo,min穩(wěn)定系數(shù)為

33、K= Uo / Uo,min =27.38/9.55=2.871.5，故在本設(shè)計中無明顯漏液。 6.2.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd 應(yīng)服從式子Hd (HT h w 甲醇與水屬于一般物系，取= 0.5 則(HT h w =0.5（0.40+0.417）=0.221m而Hd=hp+hL +hd 板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有hd=0.153(uo 2=0.004m液柱Hd=hp+hL +hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m液柱則有：Hd (HT h w 于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛。第七章 塔板負(fù)荷性能圖7.1精餾段7.1.1漏液線U o,min =4.4Co(0.005

34、6+0.13 hL -h /L /V 1/2 U o,min =Vs, min/Ao h L = h w +hOWh OW =2.84/1000×E×(Lh/lw(2/3V s, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW +2.84/1000×E×(Lh/lw(2/3- hL /V 1/2 =5.178 (0.007151+0.1219Ls2/3 1/2在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls 值，依上式計算出Vs 值計算結(jié)果列于下表7.1 7.1.2液沫夾帶線e v =0.1kg液/kg氣為限，求Vs Ls 關(guān)系如下： e v =5.7×1

35、0-6/L × ua /(HT h f 3.2 u a =Vs/(AT -Af=1.351 Vs h f =2.5hL =2.5(hw + how h w =0.0417h ow =2.84/1000×E×(Lh/lw(2/3h f =2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3=0.10+2.3 Ls2/3 H T h f =0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3e v =5.7×10-6/37.97×10-31.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/33.2 =0.1整理得 Vs=1.70-13.00 Ls2

36、/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls 值，依上式計算出Vs 值計算結(jié)果列于下表7.2 對于平流堰，取堰上液層高度h ow =0.005m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式h ow =2.84/1000×E×(Lh/lw(2/3 =0.005 Ls,min=0.00024m/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線7.1.4 液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式=（Af×H T ）/Ls =4故Ls,max=（Af×H T ）/4=（0.0447×0.40）/4=0.00447 m3/s 據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷

37、上限 7.1.5 液泛線令Hd=(HT h w Hd=hp+hL +hd h P =hc+hl+h hl=h L h L = h w +hOW聯(lián)立得 H T (-1h w =(+1 hOW + hc + hd + h忽略h ，將h OW 與Ls 、hd 和Ls 、hc 與Vs 的關(guān)系代入上式，得a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中 a=0.051/(Ao c o 2×（v /l ） b =H T (-1h w c =0.153/(lwhO 2d =2.84×10-3×E×( 1+(3600/lw(2/3將有關(guān)數(shù)據(jù)代入, 得a=0.051/(0

38、.101×0.530×0.772 2×（1.01/819.1）=0.037 b =0.5×0.4(0.5-0.54-1×0.0417=0.157 c =0.153/(0.6×0.02 2=1062.500d =2.84×10-3×1×( 1+0.54(3600/0.6(2/3=1.444 故 V 2s=4.24-28716.22 Ls2-39.03 L2/3s在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls 值，依上式計算出Vs 的值，計算結(jié)果如下表7.3 負(fù)荷性能圖7.1 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A ，連接OA ，即作出操

39、作線。由圖二可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏控制。由圖查得V s,max = 1.623m3/s V s,min =0.400 m3/s 故操作彈性為：V s,max / Vs,min =1.623/0.400=4.0587.2提餾段7.2.1漏液線Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL -h /L /V 1/2 Uo,min=Vs, min/Ao h L = h w +hOWh OW =2.84/1000×E×(Lh/lw(2/3V s, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW +2.84/1000×E×(

40、Lh/lw(2/3- hL /V 1/2 =6.151 (0.005821+0.1219Ls2/3 1/2在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls 值，依上式計算出Vs 值計算結(jié)果列于下表7.4 e v =0.1kg液/kg氣為限，求Vs Ls 關(guān)系如下： e v =5.7×10-6/L × ua /(HT h f 3.2u a =Vs/(AT -Af=1.351 Vs h f =2.5hL =2.5(hw + how h w =0.0417h ow =2.84/1000×E×(Lh/lw(2/3h f =2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3=0.10+2.3

41、 Ls2/3 H T h f =0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3e v =5.7×10-6/37.97×10-31.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/3 3.2 =0.1 整理得：Vs=1.70-13.00 Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls 值，依上式計算出Vs 值計算結(jié)果列于下表7.5 7.2.3 液相負(fù)荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度h ow =0.005m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式h ow =2.84/1000×E×(Lh/lw(2/3 =0.005 Ls,min=0.00064m/s據(jù)此可做出與氣體

42、流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 7.2.4 液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式=（Af×H T ）/Ls =4故Ls,max=（Af×H T ）/4=（0.0447×0.40）/4=0.00447 m3/s 據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限 7.2.5液泛線令Hd=(HT h w Hd=hp+hL +hd h P =hc+hl+h hl=h L h L = h w +hOW聯(lián)立得：H T (-1h w =(+1 hOW + hc + hd + h忽略h ，將h OW 與Ls 、hd 和Ls 、hc 與Vs 的關(guān)系代入上式，得：

43、a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中 a=0.051/(Ao c o 2×（v /l ）b =H T (-1h wc =0.153/(lwhO 2d =2.84×10-3×E×( 1+(3600/lw(2/3 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入, 得a=0.051/(0.101×0.530×0.772 2×（0.80/915.6）=0.026 b =0.5×0.4(0.5-0.58-1×0.0417=0.155 c =0.153/(0.6×0.022 2=878.100d =2.84×10-3

44、×1×( 1+0.58(3600/0.6(2/3=1.482故 V 2s=5.96-33773.08 Ls2-57.00 Ls在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls 值，依上式計算出Vs 的值，計算結(jié)果如下表7.6 負(fù)荷性能圖7.2 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A ，連接OA ，即作出操作線。由圖(1-3可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏控制。由圖查得V s,max = 1.562m3/s V s,min =0.514 m3/s 故操作彈性為V s,max / Vs,min =1.562/0.514=3.039第八章 輔助設(shè)備的計算及選型8.1 原料貯罐設(shè)計原料的儲存利用時間為

45、3天Qm,h=6313.13 kg/h×24h ×3=454545.36kg 則可知： V= Qm,h/進(jìn)料密度 =454545.36/904.75 =502.40m3設(shè)其安全系數(shù)為：0.8 則有：V 實際=502.40/0.8=628.0m38.2 產(chǎn)品貯罐設(shè)計產(chǎn)品的儲存時間為3天Qm,h=89.02×30.38×24h ×3=194718.79kg產(chǎn)品密度=甲醇密度×0.882+水密度×0.118=750.0×0.882+979.4×0.118 =777.07kg/m3 則可知：V= Qm,h/產(chǎn)品密

46、度 =194718/777.07 =250.58 m3設(shè)其安全系數(shù)為：0.8 則有：V 實際=250.58/0.8=313.23 m3選擇設(shè)備：采用立式圓筒形固定頂儲罐系列（HG-21502.1-92）原料儲罐的選擇規(guī)格為： 產(chǎn)品儲罐的選擇規(guī)格為 原料加熱：采用壓強為270.25kPa 的水蒸汽加熱，溫度為130，冷凝溫度至130流體形式采用逆流加熱 則Qm,h=50000×1000/(330×24=6313.13 kj/(kg·K同時有p,h, 甲醇=2.48 kj/(kg·K C p,h, 水=4.183 kj/(kg·K 質(zhì)量分?jǐn)?shù) x F

47、 =0.40根據(jù)上式可知：C p c=2.48×0.4+4.138×0.6=3.502kj/(kg·K設(shè)加熱原料溫度由10到85 則有：= Qm,h×c p,c ×T=6313.13×3.502×75 =1.658×106 kj/h選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(m2·K 則傳熱面積由下列公式計算：A=/（K ×Tm ） 其中 Tm=(T1T2/ln(T1/T2 =76.49 K 故有： A=/（K ×Tm ）= 27.20 m2取安全系數(shù)為0.8 則A 實際=27.20/0.8=33.

48、87 m2選擇固定管板式換熱器系列，規(guī)格為：采用加熱管的直徑為：25×2.5mm 8.4塔頂全凝器甲醇的氣化熱r Qc=(R+1D×r=(1.130+1×(89.02×30.38/3600×1101 = 1758.85kg/h冷凝塔頂產(chǎn)品由溫度67.0冷卻到溫度40 采用冷凝水由20到40 知道Tm=(T1T2/ln(T1/T2 =23.33 K選擇K=800w/( m2·K 則有：A= Qc /(K×Tm = 94.24m2取安全系數(shù)為0.8實際面積A=94.24/0.8=117.80 m2選擇冷凝器的系列：采用加熱管的直

49、徑為：25×2.5mm Qc=Vw r=(189.61×2258×18.02=2143.8kg/h塔釜產(chǎn)品由溫度103.2加熱到溫度130Tm=130.0-103.2=26.8K選擇K=1000w/( m2·K 則有：A= Qc /(K×Tm=78.00 m2取安全系數(shù)為 0.8 名 則有 A 實際=78.00/0.8=100.00 m2 公稱壓力 Pg/MPa 管程數(shù) N 管子根數(shù) n 公稱直徑 Dg/mm 稱 規(guī) 600 格 名 中心排管數(shù) 稱 規(guī) 2.5 242 管程流通面積 /m2 0.0190 計算換熱面積 /m2 100.00 換熱

50、管長度 /mm 6000 格 8.6 產(chǎn)品冷卻器 假設(shè)產(chǎn)品從 67.0冷卻到 40時 冷卻水從進(jìn)口溫度 15到 40時 CH3OH ： H2O ： Cp,c=2.48 Kj/kg K Cp,c=4.183 Kj/kg K =Qm,c Cp,c T =89.02×30.38×2.48×(67-40=1.811×105kj/h 取 K=600 w/( m2·K A=/KTm =(1.811×105×1000/(600×26.0×3600 =3.22 m2 取安全系數(shù)為 0.8 名 公稱直徑 Dg/mm 稱 規(guī) 273 格 名 中心排管數(shù) 稱 規(guī) 0.0050 格 100.00 3000 /m2 /m2 /mm 管程流通面積 計算換熱面積 換熱管長度 2.5 32 公稱壓力 Pg/MPa 管程數(shù) N 管子根數(shù) n 則 A 實際=3.22/0.8=4.03 m2 26 8.7 精餾塔 8.7.1 塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距，為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng) 該大于板間距。所以塔頂間距為（1.52.0）HT=1.8