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)

2、精餾塔的塔體工藝尺寸計算； (7) 塔板主要工藝尺寸的計算； (8) 塔板的流體力學驗算； (9) 塔板負荷性能圖； (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，盡量采用科學技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，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，從而需要采取相應的措施。其

3、次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(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時，也應考慮到生產(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，以便采取相應措施。2.1.2滿足經(jīng)濟的要求要節(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?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

4、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

5、餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(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，即當塔設(shè)備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(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

6、，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)計時應根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。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、

7、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)的選取等進行論述。 蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。

8、塔板設(shè)計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺寸、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，應采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預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：水的

9、摩爾質(zhì)量為： 原料液摩爾分率：塔頂摩爾分率：塔底摩爾分率：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：塔頂產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量塔底產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量 4.1.3全塔物料衡算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 溫度/xy溫度/xy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.80

10、0.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665查得:y=0.647，x=0.273Rmin=(xD-y)/(y-x)=（0.99-0.647）/(0.647-0.273) =0.917R=1.8Rmin=1.8*0.917=1.6514.3精餾段操作線方程 4.3提餾段操作線方程4.4進料方程由于為泡點進料，則q=1 4.5圖解法確定塔板數(shù)YX圖4.1可知，總理論塔板數(shù)NT為12塊(包括再沸器)進料板位置NF為自塔頂數(shù)起第9塊。4.6 理論板層數(shù)NT的

11、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%=6塊4.7塔效率= xD×D/(xF×F)=99.83%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 VS=VMVm/3600Vm=（126.11×29.46）/(3600×1.049)=0.9838 m3/s LS=LMLm/3600Lm=(78.63×19.99)/(3600×787.33)=

12、0.000554 m3/s式子中，負荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖（如圖5.1）查得C20再求圖的橫坐標為Flv=L/V×(l/v)0.5=(0.000554/0.9838) ×(716.91×1.049) 0.5=0.0176取板間距，HT=0.40m,板上清液層高度取hL=0.05m，則HT-hL=0.35 m由史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20 =0.065氣體負荷因子C= C20×(/20)0.2=0.065×(62.6/20) 0.2 =0.0817 Umax=2.06取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 U=0.8Umax=0.8×2.06=1.64

13、8m/sD=(4Vs/()1/2=(4×0.8671)/(3.14×1.648) 0.5=0.819按標準塔徑圓整后為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 VS=VMVm/3600Vm=(126.11×22.6

14、6)/(3600×0.8846)=0.8973m3/sLS=LMLm/3600Lm=(251.28×19.96)/(3600×907.51)=3.85×10-6m3/s式中，負荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖（如圖3）查得C20再求圖的橫坐標Flv=L/V×(l/v)0.5=(3.85×10-6/0.8973)×(907.51/0.8846)0.5=1.3×10-4取板間距，HT=0.40m，板上清液層高度取hL=0.06m，則HT-hL=0.34 m由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C20=0.07氣體負荷因子C= C20×(/

15、20)0.2= 0.07×(54.271/20) 0.2=0.0855Umax=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/sD=(4Vs/()1/2=(4×0.8973)/(3.14/2.184) 0.5=1.580m按標準塔徑圓整后為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/s U實際/ Umax=1.93/2.73=0.707(安全系數(shù)

16、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）HT=（15-1）×0.40=5.6 m提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.40=2 m在進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。)各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=

17、0.60D=0.72m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow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hL=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=0.15 Af=0.057×0.785=0.0448 m2Wd=0.125×1.2=

18、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×HT/Lh= 3600 ×0.0448×0.40/ (3600×0.0084)=21.31s5s 其中HT即為板間距0.40m，Lh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hoho= Lh/（3600×lw×uo'）取uo'=0.07m/s則ho=0.0084×3600/(3600×0.72×0.07) =0.020024 m0.02m Hw-ho=0.0417-0.020024=0.021

19、671910.006 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（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)r= 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

20、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uo=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=hLhow可選取平直堰，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

21、液流收縮系數(shù)計算圖，則可取用E= 1.0 ，則how=0.0159m取板上清液層高度hL=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×HT/Lh= 3600 ×0.044745×0.40/ (3600×0.0022)=8.14s5s 其中HT即為板間距0.

22、40m，Lh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hoho= Lh/（3600×lw×uo'）取 uo'=0.17m 則ho=0.0022×3600/(3600×0.6×0.17) =0.022 m0.02mHw-hO=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

23、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（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)r= 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=2721個開孔率為=0.907（do/t）2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為uo=Vs/Ao=1.466/（0.101×0.530）=27.38m

24、/s第六章 篩板的流體力學驗算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，co=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=hLua=Vs/（ATAf）=1.481/(0.785-0.0047)=1.897m/sFo=1.897(1.01)1/2=1.90kg1/2/(s m1/2) 查得=0.54所以hl=

25、hL=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hP，可按下面公式計算hP=hc+hl+h=0.0786+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=879.07Pa0.9KP

26、a（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：ev=5.7×106/L× ua/(HThf)3.2由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m 所以：ev=(5.7×10-6/37.97×10-3) 1.897/(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uo,min可由公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V

27、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應服從式子：Hd(HThw)甲醇與水屬于一般物系，取= 0.5，則(HThw)=0.5（0.40+0.0417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進口堰，則有hd=0.153(uo)2=0.153×(0.07)2=0.0007m液柱Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱則有： Hd(HThw)，于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛。6.2

28、 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，co=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=hLua=Vs/（ATAf）=1.879m/sFo=1.897×0.80.5=1.68kg1/2/s m1/2可查圖得=0.58，所以hl=hL=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

29、過每層塔板的液柱高度hP，可按公式：hP=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：ev=5.7×10-6/L× ua/(HThf)3.2由hf=2.5hL=0.125m所以ev=5.7×10-6/55.13×10-31.879/(0.40-0.125)3.2 =0.048 kg液/kg氣0.1 kg液/kg氣

30、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uo,min可由公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2=9.55m/sUo=27.38m/sUo,min穩(wěn)定系數(shù)為 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應服從式子Hd(HThw)甲醇與水屬于一般物系，取= 0.5 則(HThw)=0.5（0.40+0.417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進口堰，則有hd=0.153(uo)2=0.004m液柱Hd=hp+hL+

31、hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m液柱則有：Hd(HThw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛。第七章 塔板負荷性能圖7.1精餾段7.1.1漏液線Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)Vs, 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

32、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7.1Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.4610.4840.5100.5297.1.2液沫夾帶線ev =0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下：ev=5.7×10-6/L× ua/(HThf) 3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3HTh

33、f=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3 ev=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7.2Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s1.6191.5301.4291.3467.1.3液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度how=0.005m作為最小液體負荷標準，由式how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2

34、/3) =0.005Ls,min=0.00024m/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線7.1.4 液相負荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式=（Af×HT）/Ls=4故Ls,max=（Af×HT）/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)的垂直液相負荷上限7.1.5 液泛線令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW聯(lián)立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，將hOW與Ls、hd和Ls、hc與Vs的關(guān)系代

35、入上式，得a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中a=0.051/(Aoco)2×（v/l）b=HT(-1)hwc=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×（1.01/819.1）=0.037b=0.5×0.4(0.5-0.54-1)×0.0417=0.157c=0.153/(0.6×0.02)2=1062.500d=2.84×10-3×1&

36、#215;( 1+0.54)(3600/0.6)(2/3)=1.444 故V2s=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7.3Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s3.993.663.172.60負荷性能圖7.1在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。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Vs,max= 1.623m3/s Vs,min=0.400 m3/s故操作彈性為：Vs,max/ Vs,min=1.623/0.400=4.05

37、87.2提餾段7.2.1漏液線Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(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7.4Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045

38、Vs m3/s0.5000.5300.5620.5887.2.2液沫夾帶線ev =0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下：ev=5.7×10-6/L× ua/(HThf)3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3HThf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3 ev=5.7×10-6/37.97×

39、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7.5Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s1.6191.5301.4291.3467.2.3 液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度how=0.005m作為最小液體負荷標準，由式how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.005Ls,min=0.00064m/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線7.2.4 液相負荷上限線以

40、=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式=（Af×HT）/Ls=4故Ls,max=（Af×HT）/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)的垂直液相負荷上限7.2.5液泛線令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW聯(lián)立得：HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，將hOW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/(Aoco)2×（v/l）b=HT(-1)

41、hwc=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）=0.026b=0.5×0.4(0.5-0.58-1)×0.0417=0.155c=0.153/(0.6×0.022)2=878.100d=2.84×10-3×1×( 1+0.58)(3600/0.6)(2/3)=1.482故V2s=5.96-33773.08 Ls2-57.00

42、 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7.6Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s5.5925.1374.4703.722負荷性能圖7.2在負荷性能圖上，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Vs,max= 1.562m3/s Vs,min=0.514 m3/s故操作彈性為Vs,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3天Qm,h=6313.13 kg/h×

43、;24h×3=454545.36kg 則可知：V= Qm,h/進料密度=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)品密度 =194718/777.07=250.58 m3設(shè)其安

44、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：名稱標準序號公稱體積/m3計算體積/m3內(nèi)徑/mm總高/mm材料總重/kg規(guī)格HG-21502.1-92-217600660950010338Q235-A.F21840產(chǎn)品儲罐的選擇規(guī)格為名稱標準序號公稱體積/m3計算體積/m3內(nèi)徑/mm總高/mm材料總重/kg規(guī)格HG-21502.1-92-20830033075008305Q235-A.F127608.3 原料預熱器原料加熱：采用壓強為270.25kPa的水蒸汽加熱，溫度為130，

45、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) Cp,h,水=4.183 kj/(kg·K)質(zhì)量分數(shù) xF=0.40根據(jù)上式可知：Cp 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×cp,c×T =6313.13×3.502×75 =1.658×106 kj/h選擇傳熱系數(shù)

46、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=33.87 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名稱公稱直徑Dg/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格5001.6152名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格-0.011933.8730008.4塔頂全凝器甲醇的氣化熱rQc=(R+1)D×

47、;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：采用加熱管的直徑為：25×2.5mm名稱公稱直徑Dg/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格6001.6254名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m

48、2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格0.0399117.0860008.5塔底再沸器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 則有A實際=78.00/0.8=100.00 m2名稱公稱直徑Dg/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格6002.5242名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格0.01

49、90100.0060008.6 產(chǎn)品冷卻器假設(shè)產(chǎn)品從67.0冷卻到40時冷卻水從進口溫度15到40時CH3OH ： Cp,c=2.48 Kj/kg KH2O ： 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 則A實際=3.22/0.8=4.03 m2名稱公稱直徑Dg/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格2732.532名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格0.0050100.0030008.7 精餾塔8.7.1塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與