化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)

1、 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 一 設(shè)計(jì)題目 浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)二 工藝條件生產(chǎn)能力：13200噸/年（料液）年工作日：300天原料組成：50%甲醇，50%水（質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品組成：餾出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 自選三 設(shè)計(jì)內(nèi)容1 確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖、塔器設(shè)備圖。2 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過(guò)程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實(shí)際塔板數(shù)等。3 主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤(pán)布置等。4 流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算，操

2、作負(fù)荷性能圖及操作彈性。5 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型 塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算：熱負(fù)荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計(jì)算。 料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算：流程計(jì)算及選型。四 設(shè)計(jì)結(jié)果總匯五 主要符號(hào)說(shuō)明六 參考文獻(xiàn)一、 裝置流程圖二、 工藝參數(shù)的確定1. 物料衡算生產(chǎn)能力為13200噸/年，進(jìn)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(duì)甲醇有：F*Xf = W*Xw + D*Xd對(duì)于直接蒸汽加熱有：V= S , L= WV= V (1-q)*F , L= L + q*F對(duì)于泡點(diǎn)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(jì)算精餾段操作線(xiàn)方程：y=R/(R+1)x+Xd/(R+1) y=0.558x+0.427提餾段操作線(xiàn)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(jìn)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(duì)揮發(fā)度=3.9483.06時(shí)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(shí)際塔板數(shù)N=11/0.453=24.3塊取實(shí)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(fù)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(fù)荷Qb=V´*rbV´=65.86kmol/h在塔釜溫度95.38時(shí)，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(shè)備工藝尺寸計(jì)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(jìn)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(zhì)量Md,y=32*0.85+18*0.15=29.9kg/kmol塔頂液相摩爾質(zhì)量Md.x=32*0.965+18*0.035=31.51 kg/kmol進(jìn)料汽相摩爾質(zhì)量Mf，y=32*0.74+18*0.26=28.36 kg/kmol進(jìn)料液相摩爾質(zhì)量Mf,x=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol流出液汽相摩爾質(zhì)量Mw,y=32*0.21+18*0.79=20.94kg/kmol流出液液相摩爾質(zhì)量Mw,x=32*0.0045+18*0.9955=18.063kg/kmol精餾段平均汽相摩爾質(zhì)量 M1,y=(29.9+28.36)/2=29.13 kg/kmol精

12、餾段平均液相摩爾質(zhì)量 M1,x=（31.31+23.04）/2=27.275 kg/kmol提餾段平均汽相摩爾質(zhì)量 M2,y=（20.94+28.63）/2=24.785 kg/kmol提餾段平均汽相摩爾質(zhì)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(jìn)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(jìn)料板液相密度f(wàn)=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(shí)，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(shí)，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(shí)際計(jì)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(jì)算欲求塔徑應(yīng)先求出u，而u安全系數(shù)×umax 式中： 橫坐標(biāo)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(guān)資料，根據(jù)塔板間距與塔徑的關(guān)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(guān)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(mài)= 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(jì)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(guān)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(mài)= 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(zhì)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(yīng)用最為廣泛，所以裝置選用弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。精餾段1)堰長(zhǎng) 取堰長(zhǎng)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h(yuǎn)w =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(yīng)小于堰高h(yuǎn)w ，但不應(yīng)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(biāo)準(zhǔn)F1浮閥，重閥1） 閥孔數(shù)取閥動(dòng)能因子F0=11，則孔速u(mài)0=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(kāi)孔率ø=A0/A=u/u0=1.0064/10.715=9.39%5. 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1） 阻力計(jì)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(jì)。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(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)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(duì)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(shè)計(jì)在給定的操作條件下不會(huì)出現(xiàn)液泛3） 霧沫夾帶核算計(jì)算泛點(diǎn)百分率校核霧沫夾帶泛點(diǎn)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(jīng)長(zhǎng)度，m; Ab板上液流面積，m2 ；CF泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) K

26、特性系數(shù)查得： K=1.04 ，CF=0.105泛點(diǎn)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(mǎn)足e<10%的要求。物性系數(shù)K系統(tǒng)物性系數(shù)K無(wú)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(yán)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(yàn)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(fù)荷性能圖極限霧沫夾帶線(xiàn)取霧沫夾帶e=10%，按泛點(diǎn)率=80%，帶入公式泛點(diǎn)率=100%得到V-L關(guān)系式：0.0364V+0.764L=0.0361V=0.9912-20.99L液泛線(xiàn)降液管液泛時(shí)，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(jì)算結(jié)果如下表;序列號(hào)

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(fù)荷線(xiàn)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，即：=Af*HT/L 3,令=4sL=Af*HT/=0.0447*0.4/4=0.00447m3/s液相下限線(xiàn)最小流量時(shí)，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(fù)荷下限線(xiàn)對(duì)于F1型重閥，取F0=u0*V0.5=6作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。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(fù)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(zhǎng) 取堰長(zhǎng)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h(yuǎn)w =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(yīng)小于堰高h(yuǎn)w ，但不應(yīng)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(biāo)準(zhǔn)F1浮閥，重閥1閥孔數(shù)取閥動(dòng)能因子F0=11，則孔速u(mài)0=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(kāi)孔率ø=A0/A=u/u0=1.742/11.462=15.20%6. 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算5） 阻力計(jì)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(jì)。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(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)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(duì)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(shè)計(jì)在給定的操作條件下不會(huì)出現(xiàn)液泛7） 霧沫夾帶核算計(jì)算泛點(diǎn)百分率校核霧沫夾帶泛點(diǎn)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(jīng)長(zhǎng)度，m; Ab板上液流面積，m2 ；CF泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) K特性系數(shù)查得： K=1.04 ，CF=0.105泛點(diǎn)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(mǎn)足e<10%的要求。物性系數(shù)K系統(tǒng)物性系數(shù)K無(wú)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(yán)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(yàn)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(fù)荷性能圖極限霧沫夾帶線(xiàn)取霧沫夾帶e=10%，按泛點(diǎn)率=80%，帶入公式泛點(diǎn)率=100%得到V-L關(guān)系式：0.032V+0.5633L=0.0203V=0.6339-17.60L液泛線(xiàn)降液管液泛時(shí)，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(jì)算結(jié)果如下表：序列號(hào) 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(fù)荷線(xiàn)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-

41、5s，即：=Af*HT/L 3,令=4sL=Af*HT/=0.0252*0.4/4=0.00252m3/s液相下限線(xiàn)最小流量時(shí)，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(fù)荷下限線(xiàn)對(duì)于F1型重閥，取F0=u0*V0.5=6作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。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(fù)荷性能圖如下所示浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目精餾段提餾段塔徑D，m板間距HT

42、，m塔板型式實(shí)際塔板數(shù)空塔氣速u(mài)，m/s堰長(zhǎng)lW，m堰高h(yuǎn)W，m板上液層高度hL，m降液管底隙高度ho，m浮閥數(shù)N，個(gè)閥孔氣速u(mài)o，m/s閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo臨界閥孔氣速u(mài)oc，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(nèi)停留時(shí)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(kāi)孔率%泛點(diǎn)率%氣相負(fù)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(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型1.主要接管尺寸的選取1)進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)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(jìn)料管一樣型號(hào)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(fù)荷 用水進(jìn)行冷凝，設(shè)冷凝水進(jìn)口溫度25，出口溫度55 塔頂產(chǎn)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(dǎo)熱系數(shù)： 密度： 黏度： 普蘭特?cái)?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(jīng)殼程，冷卻水流經(jīng)管程。按逆流傳熱計(jì)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(jì)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(chēng)面積 / 65公稱(chēng)壓力 /atm 1.6管徑 25mm2.5mm管長(zhǎng) /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(shí)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(jì)算流體阻力 管程流體阻力設(shè)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(duì)流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管設(shè)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(duì)流給熱系數(shù)Re=1364.4設(shè)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(jì)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(zhǔn) K=5.311kW/(m2.)計(jì)算傳熱面積 A=29.32所選換熱器實(shí)際面積為A