化工原理課程設計任務書

1、 化工原理課程設計任務書 一 設計題目 浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計二 工藝條件生產能力：13200噸/年（料液）年工作日：300天原料組成：50%甲醇，50%水（質量分率，下同）產品組成：餾出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇操作壓力：塔頂壓強為常壓進料溫度：泡點進料狀況：泡點加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 自選三 設計內容1 確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖、塔器設備圖。2 工藝參數(shù)的確定基礎數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實際塔板數(shù)等。3 主要設備的工藝尺寸計算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。4 流體力學計算流體力學驗算，操

2、作負荷性能圖及操作彈性。5 主要附屬設備設計計算及選型 塔頂全凝器設計計算：熱負荷，載熱體用量，選型及流體力學計算。 料液泵設計計算：流程計算及選型。四 設計結果總匯五 主要符號說明六 參考文獻一、 裝置流程圖二、 工藝參數(shù)的確定1. 物料衡算生產能力為13200噸/年，進料甲醇組成為50%（m），餾出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇。甲醇M1=32.0/kmol,水M2=18.0kg/kmol.Xf=(0.5/32)/(0.5/32+0.5/18)=0.36 Xd=(0.98/32)/(0.98/32+0.02/18)=0.965 Xw=(0.8%/32)/(0.8%/32+99.2%/18

3、)=0.45%料液平均摩爾量M=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol料液流量F=13200*103/(300*24*23.04)=79.57kmol/h由總物料守恒有：F+S=W+D對甲醇有：F*Xf = W*Xw + D*Xd對于直接蒸汽加熱有：V= S , L= WV= V (1-q)*F , L= L + q*F對于泡點加料有：V= V ，L= L + F又V=(R+1)D ,L=R*DL= W = R*D+F ,S = (R+1)*D要算得流出液，釜夜及加熱蒸汽的量，得先算出最小回流比及回流比。 常壓下甲醇和水的氣液平衡表(Txy)T() X YT() X

4、 Y92.90.05310.283476.70.33330.691890.30.07670.4001 76.20.35130.737488.90.09260.435373.80.46200.775686.60.12570.483172.70.52920.797185.00.13150.545571.30.59370.818383.20.16740.558570.00.68490.849282.30.18180.577568.00.77010.896281.60.20830.627366.90.87410.919480.20.23190.64851000.00.078.00.28180.6775

5、 由y=49.388*x2-73.544*x+95.708,將Xf = 0.36 ，Xd = 0.965， Xw = 0.45% 代入得到相映的溫度：T f=75.63 Td=70.73 Tw=95.38將Tf、Td、Tw代入y=-20.024*x2-18.335*x+100.13得Yf=0.74 Yd=0. 85 Yw= 0.21y = *x/(1+(-1)*x)=y(x-1)/(x*(y-1)f=0.74*(1-0.36)/(1-0.74)*0.36)=5.06d=0.85*(1-0.965)/(0.965*(1-0.85)=0.206w=0.21*(1-0.45%)/(0.45

6、%*(1-0.21)=58.81=(5.06*0.206*58.81)(1/3)=3.94q=1，Xq=Xf=0.36,Yq=3.94*0.36/(1+2.94*0.36)=0.689Rm/(Rm+1)=(0.965-0.689)/(0.965-0.36)=0.456Rm=0.839取R=1.5 Rm=1.5*0.839=1.26S=(R+1)*D=2.26D由:F+S=W+D ,F*Xf = W*Xw + D*Xd有：79.57+2.26D = D + W79.57*0.36=D*0.965+W*0.45%得:D=29.14kmol/h W=116.29 kmol/h S=65.86 kmo

7、l/h 2.理論塔板數(shù)的計算精餾段操作線方程：y=R/(R+1)x+Xd/(R+1) y=0.558x+0.427提餾段操作線方程：y=W*x/S-W*Xw/S=1.766x-0.00795利用作圖法得到，理論塔板數(shù)NT=11，進料板為第5塊；精餾段理論板數(shù)為4塊，提餾段理論板數(shù)為7塊Td=70.73 Tw=95.38 T=(70.73+95.38)/2=83.06y=0.58 x=0.20 平均相對揮發(fā)度=3.9483.06時甲醇跟水的粘度分別為1=0.4106mPa.s 2=0.3436 mPa.s=0.4106*0.20+0.3436*0.8=0.357 mPa.s由奧康奈爾公式ET=0

8、.492(L)-0.245得E=0.492* (3.94*0.357)-0.245 E=0.453實際塔板數(shù)N=11/0.453=24.3塊取實際塔板數(shù)為25塊，其中精餾段4/0.453=8.83提餾段7/0.453=15.45塊，取精餾段9塊，提餾段16塊。3. 熱量衡算塔頂冷凝器的熱負荷Qc=V*rcV=65.86kmol/h在塔頂溫度70.73下甲醇的汽化熱r1=847kJ/kg=27104kJ/kmol水的汽化熱r2=1498kJ/kg=26964kJ/kmol平均汽化熱r=27104*0.965+26964*0.035=27099.1kJ/kmolQc=65.68*27099.1=1

9、.780*106kJ/h塔釜加熱蒸汽的熱負荷Qb=V´*rbV´=65.86kmol/h在塔釜溫度95.38時，甲醇的汽化熱r1=950kJ/kg=30400kJ/kmol水的汽化熱r2=1730kJ/kg=31140kJ/kmol平均汽化熱r=30400*0.45%+31140*0.9955=31136.67kJ/kmolQb=65.86*31136.67=2.051*106kJ/h三、主要設備工藝尺寸計算1.塔徑與空塔氣速 1）操作壓力塔頂操作壓力為常壓，Pd = 101.33 KPa取每層塔板壓降:P=0.64 kpa 進料板操作壓力Pf=101.33+0.64*9=

10、107.09 kpa精餾段平均操作壓力P1=（101.33+107.09）/2=104.21 kpa塔釜壓力Pw=101.33+0.64*25=117.33 kpa提餾段平均操作壓力P2 =（117.33+107.09）/2=110.77 kpa2）溫度精餾段平均溫度t1=(70.73+75.63)/2=73.18t2=(95.38+75.63)/2=85,505t=(70.73+95.38)/2=83.0553）平均摩爾流量S = V= V=（R+1）D=65.86 kmol/h L= L + F= W=116.29 kmol/hL=36.72 kmol/h F=79.57 kmol/h塔頂

11、汽相摩爾質量Md,y=32*0.85+18*0.15=29.9kg/kmol塔頂液相摩爾質量Md.x=32*0.965+18*0.035=31.51 kg/kmol進料汽相摩爾質量Mf，y=32*0.74+18*0.26=28.36 kg/kmol進料液相摩爾質量Mf,x=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol流出液汽相摩爾質量Mw,y=32*0.21+18*0.79=20.94kg/kmol流出液液相摩爾質量Mw,x=32*0.0045+18*0.9955=18.063kg/kmol精餾段平均汽相摩爾質量 M1,y=(29.9+28.36)/2=29.13 kg/kmol精

12、餾段平均液相摩爾質量 M1,x=（31.31+23.04）/2=27.275 kg/kmol提餾段平均汽相摩爾質量 M2,y=（20.94+28.63）/2=24.785 kg/kmol提餾段平均汽相摩爾質量 M2,x=(23.04+18.063)/2=20.55 kg/kmol4）密度精餾段氣相密度1=104.21*29.13/(8.314*(273.15+73.18) =1.054 kg/m3提餾段氣相密度2 =110.77*24.785/8.314/(273.15+85.505) =0.921 kg/m3在塔頂，進料板，塔釜溫度下，甲醇的密度分別為744.87 kg/m3,740.50

13、kg/m3,722.88 kg/m3 ；水的密度分別為977.8 kg/m3,974.8 kg/m3,961.85 kg/m3 塔頂液相密度d=1/(0.98/744.87+0.02/977.8) =748.44 kg/m3進料板液相密度f=1/(0.5/740.50+0.5/974.8) =841.65 kg/m3塔釜液相密度w=1/(0.8%/722.88+99.2%/961.85) =959.31 kg/m3精餾段液相平均密度3=（748.44+841.65）/2 =795.05 kg/m3提餾段液相平均密度4=(841.65+959.31)/2 =900.48 kg/m35）表面張力如

14、下圖所示，在70.73,75.63,95.38時，甲醇的表面張力分別為26.02mN/m,24.78mN/m,95.38mN/m；水的表面張力分別為66.02mN/m,64.38 mN/m,61.87 mN/md=26.02*0.985+66.02*0.035=27.42 mN/mf=24.78*0.36+64.83*0.64=50.412 mN/mw=23.12*0.45%+61.87*(1-0.45%)=61.70 mN/m精餾段1=(27.42+50.412)/2= mN/m提餾段2=(50.412+61.70)/2=56.056 mN/m6）粘度查表得在70.73,75.63,95.3

15、8時，甲醇的粘度分別為0.562 mPa·s,0.489 mPa·s,0.322 mPa·s；水的粘度分別為0.4061 mPa·s，0.3779 mPa·s,0.2978 mPa.sd=0.562*0.965+0.4061*0.035=0.5565 mPa·sf=0.489*0.36+0.3779*0.64=0.4179 mPa·sw=0.322*0.45%+0.2978*99.55%=0.2979 mPa·s精餾段液體平均粘度1=（0.5565+0.4179）/2=0.4872 mPa·s提餾段液體平

16、均粘度2=(0.4179+0.2979)/2=0.3579 mPa·s7）塔徑塔板的實際計算A）精餾段汽、液相體積流率為：LS =36.72*27.275/(3600*795.05)=3.499*10-4 m3/s VS=65.86*29.13/(3600*1.054)=0.5056m3/s塔徑的計算欲求塔徑應先求出u，而u安全系數(shù)×umax 式中： 橫坐標的數(shù)值為：(Ls/Vs)(L/v)0.5=3.499*10-4/0.5056*(795.05/1.054)0.5=0.019參考有關資料，根據(jù)塔板間距與塔徑的關系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62

17、.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600初選板間距=0.4m, 取板上液層高度h1=0.05m，故分離空間HT-h1=0.4-0.05=0.35m根據(jù)以上數(shù)值，由史密斯關聯(lián)圖查得，C20=0.07由公式C=校正得 C=0.07*(38.916/20)0.2 =0.0800Umax=C=0.0800*(795.05-1.054)/1.0540.5=2.1949m/s取安全系數(shù)0.70，則u=0.70=0.7*2.1949=1.5364m/s故D=(4×0.5056)/(3.14×1.5364)0.5=0.6475m所以圓整

18、取D=0.8m塔截面積： AT=/4*D2=0.5024空塔氣速u= VS / AT = 0.5056/0.5024=1.0064m/s B）提餾段汽、液相體積流率為：VS =65.86*24.785/(3600*0.921)=0.4923 m3/sLS=116.29*20.55/(3600*900.48)=7.372*10-4m3/s塔徑的計算(Ls/Vs)(L/v)0.5=7.372*10-4/0.4923*(900.48/0.921)0.5=0.0468初選板間距=0.4m, 取板上液層高度h1=0.05m，故分離空間HT-h1=0.4-0.05=0.35m根據(jù)以上數(shù)值，由史密斯關聯(lián)圖查

19、得，C20=0.076由公式C=校正得 C=0.076*(56.056/20)0.2 =0.0934Umax=C=0.0934*(900.48-0.921)/0.9210.5=2.9189m/s取安全系數(shù)0.70，則u=0.70=0.7*2.9189=2.04323m/s故 D=(4×0.4923)/(3.14×2.04323)0.5=0.5540m所以圓整取D=0.6m塔截面積： AT=/4*D2=0.2826空塔氣速u= VS / AT = 0.4923/0.2826=1.742 m/s 2. 板間距，塔高取板間距HT=0.4m，有效傳質塔高Z=（25-1）*0.4=9

20、.6m3.溢流裝置弓形降液管，具有較大的容積，又能充分利用塔板面積，利用率較高，應用最為廣泛，所以裝置選用弓形降液管，不設進口堰。精餾段1)堰長 取堰長lw=0.7D=0.7*0.8=0.56m由lm/D=0.7,弓形降液管寬度Wd和面積Af ，由右圖查得：Af/A=0.089,Wd/D=0.149Af=A*0.089=0.089*3.14*0.82*0.25 =0.0447m2HT=0.4m, hL=0.05m=Af*HT/L=0.0447*0.4/(3.499*10-4)=51.10 >3.0s故降液管尺寸符合要求。2） 出口堰高hw =hL-how ，hL=0.05m采用平直堰，堰

21、上液層高度how =0.668*（L/lw）(2/3)=0.668*(3.499*10-4/0.56)(2/3)=4.882*10-3mL=3.499*10-4*3600=1.259m3/hL/lw2.5=1.2596/0.562.5=5.3676由右圖查得：E=1.01校正后how =1.01*4.882*10-3 =4.931*10-3mhw =hL-how=0.05-4.931*10-3=0.0451m3）降液管底隙高度h0為保證液封，降液管底部與塔的間隙h0應小于堰高hw ，但不應小于20-25mm以免堵塞。h0=hw -0.006=0.0451-0.006=0.0391m4.塔板布置

22、及浮閥數(shù)目與排列 取標準F1浮閥，重閥1） 閥孔數(shù)取閥動能因子F0=11，則孔速u0=11/=10.715m/s每層板上的浮閥數(shù)N=4*0.5056/(3.14*0.039*0.039*10.715)=402) 塔板布置Wd/D=0.149 Wd=0.149D=0.149*0.8=0.1192 m邊緣區(qū)寬度 Wc=0.025m兩邊安定區(qū)寬度 Ws=0.05m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，等腰三角形高取t´=0.075mx=D/2-(Wd+Ws)=0.8/2-(0.1192+0.05)=0.2308r=D/2-Wc=0.8/2-0.025=0.375鼓泡區(qū)面積Ap=2（x（r2-x2

23、）0.5+/180*r2*sin-1(x/r)=2（0.2308（0.3752-0.23082)0.5)+/180*0.3752*sin-1(0.2308/0.375)=0.3228m2t=0.3288/(40*0.075)=0.1096=109.6mm塔板開孔率ø=A0/A=u/u0=1.0064/10.715=9.39%5. 塔板流體力學驗算1） 阻力計算塔板壓力降hp=hc+hl干板阻力hcuoc=(73.1/v)(1/1.825)=(73.1/1.054)(1/1.825)=10.205m/s u0 > uochc=5.37*v*u02/(2*L*g)hc=5.37*1

24、.054*10.7152/(2*795.05*9.81)=0.0417m濕板阻力hl板上有效液層厚度hl´=0.4hw+how=0.4*0.0451+4.931*10-3=0.0230m液體表面張力造成的阻力很小，可以忽略不計。hl=hl´=0.0230mhp=hc+hl=0.0230+0.0417=0.0647m單板總壓降P=hp*Pg*g=0.0647*795.05*9.81=504.6Pa2） 淹塔校核為了防止塔內發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水屬于一般物系，

25、取0.5 對于浮閥塔0則Hd=hw+how+hd+hp+=hL+hd+hp=0.05+0.0647+0.2(3.499*10-4/(0.56×0.0391)2=0.1148m（HT+hW）=0.5(0.4+0.0451)=0.223m因0.1148m<0.223m， 故本設計在給定的操作條件下不會出現(xiàn)液泛3） 霧沫夾帶核算計算泛點百分率校核霧沫夾帶泛點率=100%lL=D-2Wd=0.8-2*0.1192=0.5616 mAb=AT-2Af=3.14*0.82/4-20.0447=0.413 m2式中: lL板上液體流經長度，m; Ab板上液流面積，m2 ；CF泛點負荷系數(shù) K

26、特性系數(shù)查得： K=1.04 ，CF=0.105泛點率=0.5056*（1.054/（795.05-1.054）0.5+1.36*3.499*10-4*0.5156/(1.04*0.105*0.413)=41.44%41.44% < 80%在給定條件下霧沫夾帶量能夠滿足e<10%的要求。物性系數(shù)K系統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3，氟里昂）中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統(tǒng)（如胺及乙二胺吸收塔）嚴重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔）1.00.90.850.730.600.30驗算霧沫夾帶量m=5.63*10-5*(/v)0.29

27、5*(L-v)/ú)0.425Ú為氣體粘度，為液體表面張力m=5.63*10-5*(38.916/1.054)0.295*(795.05-1.054)/（0.01102*10-3）)0.425=0.3567=Ap/A=0.413/(314*0.82/4)=0.822HT=400mm,hL=50mm u=1.0064m/s取B=0.159，=0.95，=0.7e=B*(0.052hL-1.72)/(HT*2)*(u/(*m)3.7=0.159*(0.052*50-1.72)/(4000.95*0.72)*(1.0064/(0.822*0.3567)3.7=9.23% <

28、 10% ,符合要求。4） 塔板負荷性能圖極限霧沫夾帶線取霧沫夾帶e=10%，按泛點率=80%，帶入公式泛點率=100%得到V-L關系式：0.0364V+0.764L=0.0361V=0.9912-20.99L液泛線降液管液泛時，取極限值Hd=（HT+hw）=0.5*（0.4+0.0451）=0.223m=1.4hw+2how+hc+hd=1.4*0.0451+2*E*0.668（L/lw）(2/3)+5.37*u02*v/(2*g*L)+0.2*（L/(lw*h0）)2帶入數(shù)值得：1.996E*L(2/3)+3.628*10-4*u02+417.16L2=0.1599計算結果如下表;序列號

29、1 2 3 4 5L（m3/s）0.0040.0060.0020.0010.003L/lw2.561.3692.0 30.015.3434.44E1.081.13 1.051.031.07uo(m/s)16.5113.9318.5619.5717.55u(m/s)1.5501.3081.7431.8371.648V(m3/s)0.77890.65720.87570.92310.8279降液管液相負荷線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于3-5s，即：=Af*HT/L 3,令=4sL=Af*HT/=0.0447*0.4/4=0.00447m3/s液相下限線最小流量時，平直堰上的最小液層厚

30、度為6mm0.006=0.668E*（L/lw）(2/3)=0.668*1.01*（L/0.56）(2/3)L=4.696*10-4m3/s汽相負荷下限線對于F1型重閥，取F0=u0*V0.5=6作為規(guī)定氣體最小負荷的標準。uo=F0/V0.5=6/1.0540.5=5.844m/sV=A0*uo=5.844*3.14*0.0392/4*40=0.279m3/s精餾段塔板負荷性能圖如下所示 提留段塔徑D=0.6m汽相流率VS =65.86*24.785/(3600*0.921)=0.4923 m3/s液相流率LS=116.29*20.55/(3600*900.48)=7.372*10-4m3/

31、s提餾段氣相密度2=0.921 kg/m3提餾段液相平均密度4=900.48 kg/m3提餾段液體表面張力2=(50.412+61.70)/2=56.056 mN/m提餾段液體平均粘度=(0.4179+0.2979)/2=0.3579 mPa·s提留段氣體平均粘度´=0.01154mPa·s1)堰長 取堰長lw=0.7D=0.7*0.6=0.42m由lm/D=0.7,弓形降液管寬度Wd和面積Af ，由右圖查得：Af/A=0.089,Wd/D=0.149Af=A*0.089=0.089*3.14*0.62*0.25 =0.0252m2HT=0.4m, hL=0.05

32、m=Af*HT/L=0.0252*0.4/(7.372*10-4)=13.67>3.0s故降液管尺寸符合要求。3） 出口堰高hw =hL-how hL=0.05m采用平直堰，堰上液層高度how =0.668*（L/lw）(2/3)=0.668*(7.372*10-4/0.42)(2/3)=9.72*10-3mL=7.372*10-4*3600=2.6539m3/hL/lw2.5=2.6539/0.422.5=23.21由右圖查得：E=1.03校正后how =1.03*9.72*10-3 =1.001*10-2mhw =hL-how=0.05-1.001*10-2=0.04m3）降液管底隙

33、高度h0為保證液封，降液管底部與塔的間隙h0應小于堰高hw ，但不應小于20-25mm以免堵塞。h0=hw -0.006 =0.04-0.006=0.034m4.塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取標準F1浮閥，重閥1閥孔數(shù)取閥動能因子F0=11，則孔速u0=11/0.9210.5=11.462m/s每層板上的浮閥數(shù)N=4*0.4923/(3.14*0.039*0.039*11.462)=36塔板布置Wd/D=0.149 Wd=0.149D=0.149*0.6=0.0894 m邊緣區(qū)寬度 Wc=0.025m兩邊安定區(qū)寬度 Ws=0.05m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，等腰三角形高取t´=0

34、.075mx=D/2-(Wd+Ws)=0.6/2-(0.0894+0.05)=0.1606r=D/2-Wc=0.6/2-0.025=0.275鼓泡區(qū)面積Ap=2（x（r2-x2）0.5+/180*r2*sin-1(x/r)=2（0.1606（0.2752-0.16062)0.5)+/180*0.2752*sin-1(0.1606/0.275)=0.1660m2t=0.1660/(36*0.075)=0.0615=61.5mm塔板開孔率ø=A0/A=u/u0=1.742/11.462=15.20%6. 塔板流體力學驗算5） 阻力計算塔板壓力降hp=hc+hl干板阻力hcuoc=(73.

35、1/v)(1/1.825)=(73.1/0.921)(1/1.825)=10.988m/s u0 > uochc=5.37*v*u02/(2*L*g)hc=5.37*0.921*11.4622/(2*900.48*9.81)=0.0368m濕板阻力hl板上有效液層厚度hl´=0.4hw+how=0.4*0.04+1.001*10-2=0.026m液體表面張力造成的阻力很小，可以忽略不計。hl=hl´=0.026mhp=hc+hl=0.026+0.0368=0.0628m單板總壓降P=hp*Pg*g=0.0628*900.48*9.81=554.8Pa6） 淹塔校核為了

36、防止塔內發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水屬于一般物系，取0.5 對于浮閥塔0則Hd=hw+how+hd+hp+=hL+hd+hp=0.05+0.0628+0.2(7.372*10-4/(0.42×0.034)2=0.1133m（HT+hW）=0.5(0.4+0.04)=0.22m因0.1133m<0.22m， 故本設計在給定的操作條件下不會出現(xiàn)液泛7） 霧沫夾帶核算計算泛點百分率校核霧沫夾帶泛點率=100%lL=D-2Wd=0.6-2*0.0894=0.4212mAb=

37、AT-2Af=3.14*0.62/4-20.0252=0.2322m2式中: lL板上液體流經長度，m; Ab板上液流面積，m2 ；CF泛點負荷系數(shù) K特性系數(shù)查得： K=1.04 ，CF=0.105泛點率=0.4923*（0.921/（900.48-0.921）0.5+1.36*7.372*10-4*0.4142/(1.04*0.105*0.2322)=63.79%63.79% < 80%在給定條件下霧沫夾帶量能夠滿足e<10%的要求。物性系數(shù)K系統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3，氟里昂）中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統(tǒng)（如胺及乙二胺吸收塔）嚴重

38、發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔）1.00.90.850.730.600.30驗算霧沫夾帶量m=5.63*10-5*(/v)0.295*(L-v)/ú)0.425Ú為氣體粘度，為液體表面張力m=5.63*10-5*(56.056/0.921)0.295*(900.48-0.921)/（0.01154*10-3）)0.425=0.4275=Ap/A=0.2322/(314*0.62/4)=0.822HT=400mm,hL=50mm u=1.742m/s取B=0.159，=0.95，=0.7e=B*(0.052hL-1.72)/(HT*2)*(u/(*m)

39、3.7=0.159*(0.052*50-1.72)/(4000.95*0.72)*(1.742/(0.822*0.4275)3.7=5.98% < 10% ,符合要求。8） 塔板負荷性能圖極限霧沫夾帶線取霧沫夾帶e=10%，按泛點率=80%，帶入公式泛點率=100%得到V-L關系式：0.032V+0.5633L=0.0203V=0.6339-17.60L液泛線降液管液泛時，取極限值Hd=（HT+hw）=0.5*（0.4+0.04）=0.22m=1.4hw+2how+hc+hd=1.4*0.04+2*E*0.668（L/lw）(2/3)+5.37*u02*v/(2*g*L)+0.2*（L/

40、(lw*h0）)2帶入數(shù)值得：2.382E*L(2/3)+2.799*10-4*u02+980.78L2=0.164 計算結果如下表：序列號 1 2 3 45L（m3/s）0.0040.0020.0010.0030.0005L/lw2.5125.96 62.9831.4994.4715.74E1.16 1.061.051.111.04uo(m/s)15.3020.0422.2818.9223.01u(m/s)2.3263.0463.3872.8763.497V(m3/s)0.65730.86090.95720.81280.9882降液管液相負荷線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于3-

41、5s，即：=Af*HT/L 3,令=4sL=Af*HT/=0.0252*0.4/4=0.00252m3/s液相下限線最小流量時，平直堰上的最小液層厚度為6mm0.006=0.668E*（L/lw）(2/3)=0.668*1.03*（L/0.42）(2/3)L=3.42*10-4m3/s汽相負荷下限線對于F1型重閥，取F0=u0*V0.5=6作為規(guī)定氣體最小負荷的標準。uo=F0/V0.5=6/0.9510.5=6.153m/sV=A0*uo=6.153*3.14*0.0392/4*36=0.2645m3/s提餾段塔板負荷性能圖如下所示浮閥塔板工藝設計計算結果項目精餾段提餾段塔徑D，m板間距HT

42、，m塔板型式實際塔板數(shù)空塔氣速u，m/s堰長lW，m堰高hW，m板上液層高度hL，m降液管底隙高度ho，m浮閥數(shù)N，個閥孔氣速uo，m/s閥孔動能因數(shù)Fo臨界閥孔氣速uoc，m/s孔心距t´，m排間距t，m單板壓降pp，Pa液體在降液管內停留時間安定區(qū)寬度Ws,m邊緣固定區(qū)寬度Wc,m弓形降液管寬度Wd,m開孔率%泛點率%氣相負荷下限(Vs)min，m3/s0.80.4單溢流弓形降液管91.00640.560.0451 0.060.0224010.7151110.12570.0750.1080504.651.100.050.0250.11929.3941.440.2790.60.4單

43、溢流弓形降液管161.7420.420.040.060.0223611.2971111.5860.0750.0615554.813.670.050.0250.089415.2063.790.2645四、主要附屬設備設計計算及選型1.主要接管尺寸的選取1)進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管、T型進料管、彎管進料管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下：D=（4F/（uF*）0.5 取uF=1.6m/s F=79.57*23.04/(841.65*3600)=6.051*10-4m3/sD=（4F/（uF*）0.5=(4*6.051*10-4/1.6/3.14) =0.022 m管型選擇：25

44、×0.5mm回流管可以選擇跟進料管一樣型號的管子。2)塔頂蒸汽管塔頂蒸氣體積流量V=0.05056 m3/s 取蒸汽流速為15m/sdD=(4*0.5056/3.14/15)0.5=0.207m管型選擇：250×10.8mm3)冷凝器選取冷凝器的熱負荷 用水進行冷凝，設冷凝水進口溫度25，出口溫度55 塔頂產物冷凝溫度為70.73 在此溫度下查得甲醇的汽化熱r1=847kJ/kg=27104kJ/kmol水的汽化熱r2=1498kJ/kg=26964kJ/kmol平均汽化熱r=27104*0.965+26964*0.035=27099.1kJ/kmolQc=65.68*27

45、099.1=1.780*106kJ/h 水的平均溫度：查得水在此溫度下的物性參數(shù)如下：比熱容： 導熱系數(shù)： 密度： 黏度： 普蘭特數(shù)： 傳熱量：Qc=65.68*27099.1=1.780*106kJ/h =494.44 kJ/s冷卻水用量：w=1.780*106/(4.192*30)=14153.94kg/h =3.93kg/s選擇甲醇-水流經殼程，冷卻水流經管程。按逆流傳熱計算平均溫差：tm=(t2-t1)/ln(T-t1)/(T-t2)=30/ln(45.73/15.73)=28.11 初步估計換熱器總傳熱系數(shù) 則傳熱面積為A´=Qc/tm/K=494.44*1000/600/

46、28.11=29.32 m2現(xiàn)選用單殼程的浮頭式換熱器操作其參數(shù)如下：外殼直徑 /mm 500公稱面積 / 65公稱壓力 /atm 1.6管徑 25mm2.5mm管長 /m 6總管數(shù) 124管程數(shù) 1管子排列 正方形折流板間距 /mm 300管程流通截面積 / 0.01948殼程流通截面積 / 0.0437換熱器的實際面積為 A=ndl=124*3.14*0.016*6=38.4 m2若采用此傳熱面積,則要求的總傳熱系數(shù)為K=Q/A/tm=494.44*1000/58.4/28.11=391.17W/(m2 K)計算流體阻力 管程流體阻力設管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005,查得摩擦系

47、數(shù)=0.0335取污垢校正系數(shù)F=1.0 符合一般要求 殼程流體阻力 Re=1364.4>500，故管子排列為正三角形排列，取F=0.5擋板數(shù) 塊 代入得 取污垢校正系數(shù)F=1.089149.5Pa<10kPa故管殼程壓力損失均符合要求 管程對流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管設管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005, 查得摩擦系數(shù)=0.0335=2.749×104殼程對流給熱系數(shù)Re=1364.4設管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005, 查得摩擦系數(shù)=Pr0= =0.36=9801.07計算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 RS0.15m/kW RS=0.58 m/kW以管外面積為基準 K=5.311kW/(m2.)計算傳熱面積 A=29.32所選換熱器實際面積為A