甲醇水分離過程板式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、 化工原理課程設(shè)計(jì)計(jì)算說明書題 目： 甲醇水精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué)院名稱： 化學(xué)工程學(xué)院 專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 班 級(jí): 11-1 姓 名： 趙訊 學(xué) 號(hào)： 11402010116 指導(dǎo)教師： 張亞靜 2014年 1月 10日 目 錄第一章 設(shè)計(jì)任務(wù)書.1第2章 設(shè)計(jì)原則.2第三章 設(shè)計(jì)步驟.3第四章 精餾塔的工藝計(jì)算.4第5章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.9第六章 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算.11 第7章 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算.15 第八章 塔板負(fù)荷性能圖.18第九章 輔助設(shè)備的計(jì)算和選型.21設(shè)計(jì)評(píng)述.27參考文獻(xiàn).27 第一章 設(shè)計(jì)任務(wù)書1.1 設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)題目：甲醇水分離過程板式精餾塔

2、的設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)要求：年產(chǎn)純度為99%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）的甲醇，塔底餾出液中含甲醇不得高于0.05%，原料液中含甲醇22%。生產(chǎn)能力11100L/h1.2操作條件1) 操作壓力 常壓 2) 進(jìn)料熱狀態(tài) 飽和進(jìn)料 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(shí)連續(xù)運(yùn)行。1.5 設(shè)計(jì)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(jì)算； (6) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算； (7) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算

3、； (8) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算； (9) 塔板負(fù)荷性能圖； (10) 主要工藝接管尺寸的計(jì)算和選取(11) 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表(12) 對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論第二章 設(shè)計(jì)原則2.1確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)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(diǎn)：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(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范

4、圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)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(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測(cè)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(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，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(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)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(jì)時(shí)，是否合理利用熱能，采用

5、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(fèi)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(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)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(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。2.2精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求和類型2.2.1對(duì)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

6、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(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(shí)，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(dòng)時(shí)，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(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 流體流動(dòng)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(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個(gè)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(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝

7、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(shí)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(dú)特的優(yōu)點(diǎn)，設(shè)計(jì)時(shí)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(jí)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(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。目前從國(guó)內(nèi)外實(shí)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

8、常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有： 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)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(diǎn)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(jì)步驟3.1精餾塔的設(shè)計(jì)步驟 本設(shè)計(jì)按以下幾個(gè)階段進(jìn)行： 設(shè)計(jì)方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對(duì)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(jì)算，確定塔高和塔徑。 塔板設(shè)計(jì)：計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計(jì)算。接

9、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(jì)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(jì)方案本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離甲醇水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(diǎn)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(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。第四章 精餾塔的工藝計(jì)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：水的摩爾質(zhì)量為： 原料液摩爾分率：xF=22/32.04/(2

10、2/32.04+78/18.01)=0.1369塔頂摩爾分率：xD=99/32.04/(99/32.04+1/18.01)=0.9824塔底摩爾分率：xW=0.05/32.04/(0.05/32.04+99.95/18.01)=0.000284.1.2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：MF=0.1369×32.04+(1-0.1369) ×18.01=19.9307 kg/kmol塔頂產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量MD=0.9824×32.04+(1-0.9824) ×18.01=31.7931kg/kmol 塔底產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量 MW=0.0

11、0028×32.04+(1-0. 00028) ×18.01=18.0139 kg/kmol4.1.3全塔物料衡算由手冊(cè)查得甲醇水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)得: xD=0.9824. T=64.29T=64.29時(shí)，甲醇密度=747 kg/m3 水密度=980.8 kg/m3塔頂?shù)钠骄芏?747×0.9824+18.01×（1-0.9824）=751.124 kg/m3D=11100L/h=11.1 m3/h=11.1×751.124×103/31.793=262.243kmol/h F=D+W F xF =D xD +W xW F=188

12、4.992kmol/h W=1622.75kmol/h式中 F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW釜?dú)堃毫髁?，kmol/hXF原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)XD流出液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)XW釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)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(cè)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/xy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87

13、089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665查得:y=0.4960，x=0.1369Rmin=(xD-y)/(y-x)=（0.9824-0.4960）/(0.496-0.1369) =1.354R=1.7Rmin=1.7*1.354=2.3L=RD=2.3*262.243=601.85kmol/hV=(R+1)*D=(2.3+1)*262.243=864.09 kmol/hV=V=846.09 kmol/h

14、L=L+F=601.85+1884.992=2486.842 kmol/h4.3提餾段操作線方程4.4進(jìn)料方程由于為泡點(diǎn)進(jìn)料，則q=1 y=0.49604.5圖解法確定塔板數(shù)X可知，總理論塔板數(shù)NT為13塊(包括再沸器)進(jìn)料板位置NF為自塔頂數(shù)起第8塊。4.6 理論板層數(shù)NT的求取操作溫度表3-1甲醇水氣、液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系溫度/液相氣相溫度/液相氣相溫度/液相氣相1000084.40.150.51769.30.700.87096.40.020.13481.70.200.57967.60.800.91593.50.040.23478.00.300.66566.00.900.95891

15、.20.060.30475.30.400.72965.00.950.97989.30.080.36573.10.500.77964.51.01.087.70.100.41871.20.600.825由上表數(shù)據(jù)（賈紹義,柴誠(chéng)敬主編化工原理課程設(shè)計(jì)天津:天津大學(xué)出版社，2002）作甲醇-水的t-x-y圖如下圖3-1所示：由上表和上圖可知：塔頂溫度：tD=64.29進(jìn)料板溫度：tF=85.31塔底溫度：tW=99.884.7液體黏度液相平均黏度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均黏度的計(jì)算：由tD=64.29，查液體黏度共線圖，得A=0.409 mPa·s，B=0.475 mPa·slgD

16、m=0.9824lg0.409+(1-0.9824)lg0.475Dm=0.41 mPa·s塔底液相平均黏度的計(jì)算：由tW=99.88，查液體黏度共線圖，得A=0.343 mPa·s，B=0.269 mPa·slgLm=0.00028lg0.343+(1-0.00028)lg0.269Lm=0.269 mPa·s所以，L=(0.41+0.269)/2=0.339mPa·s 4.8全塔效率E0=0.49(uL)-0.245=0.49×(6.13×0.339) -0.245=0.40則E0= 1.2E0=1.2×0.4

17、0=0.48 精餾段理論塔板數(shù) NT=8塊 提餾段理論塔板數(shù) NT=4塊 精餾段實(shí)際塔板數(shù) N精=8.8/48.04%=17塊 提餾段實(shí)際塔板數(shù) N提=3.2/48.04%=9塊 4.9塔效率 = xD×D/(xF×F)=262.243*0.9824/0.1369*1884.992=99.90%100第五章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算5.1操作壓力操作壓力：5.2操作溫度查甲醇水的圖，可知：塔頂溫度：tD=64.29進(jìn)料板溫度：tF=85.31塔底溫度：tW=99.88精餾段平均溫度：tm=(64.29+85.31)/2=74.85.3平均摩爾質(zhì)量5.3.1塔頂混

18、合物平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由y1= xD=0.9824，查平衡曲線，得x1=0.958，則MVDm =0.9824×32.04+(1-0.9824)×18.01=31.79 kg/komlMLDm =0.958×32.04+(1-0.958)×18.01=31.45 kg/koml5.3.2進(jìn)料板混合物平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xF=0.1369，查平衡曲線，得yF=0.497MVFm =0.497×32.04+(1-0.497)×18.01=24.98 kg/komlMLFm =0.1369×32.04+(1-0.1369)×

19、18.01=19.931 kg/koml5.3.3精餾段混合物平均摩爾質(zhì)量MLm=(31.45+19.931)/2=25.6905 kg/komlMVm=(31.79 +24.98)/2=28.386 kg/koml5.4 精餾段的平均密度5.4.1 氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程：Vm=P MVm/R Tm=101.325×28.386/8.314×(273.15+74.8)=1.052kg/m35.4.2液相平均密度液相平均密度依下式計(jì)算：塔頂液相平均密度由tD=64.29，查手冊(cè)得A=745. kg/m3，B=983.038 kg/m3，且已知塔頂中甲 醇的質(zhì)量分率為

20、0.99，則LDm=1/0.99/745+(1-0.99)/983.038=746.81 kg/m3進(jìn)料板液相平均密度由tF=85.31，查手冊(cè)得A=717kg/m3，B=973.81 kg/m3，且已知進(jìn)料液中甲醇的質(zhì)量分率為0.22，則LFm=1/0.22/717+(1-0.22)/973.81=902.68 kg/m3精餾段液相的平均密度 Lm=(746.81+902.68)/2=824.745kg/m35.5 液體平均表面張力液體表面平均張力依下式計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD=64.29，查手冊(cè)得A=18.09 mN/m，B=65.057 mN/mLDm=0.9824

21、15;18.09+(1-0.9824) ×65.057=18.917mN/m進(jìn)料板液相平均表面液體表面平均張力依下式計(jì)算，即由tF=85.31，查手冊(cè)得A=16.87 mN/m，B=63.073mN/mLFm=0.1369×16.87+(1-0.1369) ×63.073=56.75mN/m精餾段液相平均表面張力計(jì)算 Lm=(18.917+56.75)/2=37.83 mN/m 第六章 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算6.1塔徑計(jì)算精餾段氣、液相體積流率為： Vs=V MVm/3600Vm=(R+1)D×28.386/(3600×1.052)=6.486

22、 m3/s Ls= L MLm/3600Lm=R*D×25.69/(3600×824.745)=0.00522 m3/s由式中C由求取，其中C20由圖查取，圖的橫坐標(biāo)為 Ls/ Vs(L/V)1/2=(0.00522/6.486) ×(824.745/1.052) 1/2=0.0225取板間距HT=0.55m，板上液層高度hL=0.05m，則 HT- hL=0.55-0.05=0.5m其中的 由史密斯關(guān)聯(lián)圖（姚玉英化工原理（下）P158頁圖3-7史密斯關(guān)聯(lián)圖），0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.

23、070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05 史密斯關(guān)聯(lián)圖 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.11 C=0.11×(37.83 /20)0.2=0.125 umax=0.125×(824.745-1.052)/ 1.052 1/2=3.50 m/s取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為： u=0.8 umax=0.8×3.5=2.8 m/s =(4×6.486/3.14/2.8) 1/2=1.72m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.8m塔截面積為AT =3.14*D2/4=3.14*1.8*1.8/4 =2.54m2 實(shí)際空塔氣速為u=

24、6.486/2.54=2.55m/s6.2 精餾塔有效高度計(jì)算精餾段有效高度為 Z精=(N精-1) HT=(17-1) ×0.55=8.8 m提餾段有效高度為 Z提=(N提-2) HT=(9-1) ×0.55=4.4m在進(jìn)料板上開兩個(gè)、下方開一個(gè)人孔，其高度均為0.7m。故精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提+0.7×2=8.8+4.4+0.7×2=14.6m 6.3溢流裝置計(jì)算塔板溢流形式有：U型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表 溢流形式選擇塔 徑小塔、液體流量小塔徑小于2.2m塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很大溢流形式U型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑D

25、=1.8m，選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下6.3.1堰長(zhǎng)取=0.6D=0.6×1.8=1.08 m 6.3.2溢流堰高度由=hL-how,選用平直堰，堰上液層高度式中 堰高，m 板上液層高度，m 堰上液層高度，m近似E=1，則 =2.84×1×(0.00522×3600/1.08）2/3/1000=0.0191m取板上清液層高度hL=0.06 m，故 =hL-how=0.06-0.0191=0.0409 m6.3.3弓形降液管寬度和截面由弓形降液管的參數(shù)圖（姚玉英化工原理（下）P163頁圖3-12弓形降液管的寬度與面積）查得由/D=0

26、.6，查弓形降液管寬度和面積圖，得Af/ AT=0.055，Wd/D=0.125故 Af=0.055 AT=0.055×2.54=0.140m2 Wd=0.11D=0.11×1.8=0.198 m液體在降液管中的停留時(shí)間 t=3600 AfHT/ Ls=3600×0.14×0.55/0.00522×3600=14.75 s>5 s故降液管設(shè)計(jì)合理。式中 Lh塔內(nèi)液體流量，m3/h HT板間距，m Af弓形降液管截面積，m26.3.4降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。，取u0=0.16 m/s式中 Lh塔內(nèi)液

27、體流量，m3/h lw堰長(zhǎng)，m 液體通過降液管底隙時(shí)的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s h0= Ls/3600 u0=0.00522×3600/(3600×1.08×0.16) =0.030 2m - h0=0.0409-0.030 2=0.0107m>0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。6.4 塔板布置因，故塔板采用分塊式。查分塊式單流型塔板的堰長(zhǎng)、弓形寬及降液管總面積的推薦值表得，塔板分為3塊。6.4.1邊緣區(qū)寬度計(jì)算取Ws=Ws=0.05 m，Wc=0.05 m。6.4.2開孔區(qū)面積計(jì)算x=(D/2)-( Wd+W

28、s)=(1.8/2)-(0.225+0.05)=0.67 m r=(D/2)- Wc=(1.8/2)- 0.05=0.85m故開孔區(qū)面積 =20.67×(0.852-0.672) 1/2+3.14×0.852×sin-1(0.67/0.85)/180 =2.53 m2式中 邊緣區(qū)寬度，m 開孔區(qū)面積，m2 弓形降液管寬度，m 破沫區(qū)寬度，m6.4.3篩孔計(jì)算及排列本題所處的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑d0=5 mm，篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3 d0=15 mm篩孔數(shù)目n=1.155Aa/t2=1.155×2.53/0.0152=129

29、87個(gè)開孔率為=n*3.14*d2/4=10.07氣體通過閥孔的氣速為u0= Vs/A0=6.486/0.1007/2.53=25.46m/s式中 開孔區(qū)面積，m2 t孔間距，m 第七章 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算7.1塔板壓降7.1.1干板阻力計(jì)算式中 氣體通過篩孔的氣速，m/s C0干篩孔的流量系數(shù) 、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3由，查流量系數(shù)圖得故hc=0.051(u0/c0) 2 ( V/L)=0.051×(25.46/0.772) 2×(1.052/824.745)=0.071m液柱7.1.2氣體通過液層的阻力計(jì)算單流型塔板u0=Vs/(AT-Af)=6.48

30、6/(2.54-0.14)=2.70 m/sF0= u0V1/2=2.70×1.0521/2=2.77 查充氣系數(shù)圖，得=0.59所以=0.59×0.06=0.03454m液柱式中 Vs塔內(nèi)氣體流量，m3/s AT塔截面積，m2 Af弓形降液管截面積，m2式中 hL板上液層高度，m 充氣因數(shù)，無量綱。液相為水時(shí)，=0.6,油時(shí)，=0.20.35，為碳?xì)浠衔飼r(shí)，=0.40.57.1.3液體表面張力的阻力計(jì)算=4L/Lg d0=4×37.83×10-3/(824.745×9.81×0.005)=0.00374m液柱氣體通過每層塔板的液柱

31、高度=0.071+0.03454+0.00374=0.1093m液柱氣體通過每層塔板的壓降為=hpLg=0.1093×824.745×9.81=884.32Pa>80mmH2O=784.56 Pa（設(shè)計(jì)允許值）式中 d0孔直徑，m m操作物系的液體平均表面張力，mN/m7.2 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響液面落差7.3 液沫夾帶液沫夾帶量hf=2.5 hL=2.5×0.06=0.15 m故ev=5.7×10-6×2.70/(0.55-0.15)3.2/37.83×10-3=0.0

32、68kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣 式中 板上液層高度，m HT板間距，m m操作物系的液體平均表面張力，mN/m ua氣體通過篩孔時(shí)的速度，m/s故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。7.4 漏液 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 =4.4×0.772×(0.0056+0.13×0.06-0.00374)824.7/1.0521/2 =9.35m/s實(shí)際孔速u0=25.46 m/s> 穩(wěn)定系數(shù)K= u0/=25.46/9.35=2.723>1.5式中 板上液層高度，mC0干篩孔的流量系數(shù)、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3 與液體表面張力壓強(qiáng)降

33、相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。7.5 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從 式中 HT板間距，m hw堰高，m 系數(shù)，是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。易氣泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。則( HT+)=0.5×(0.55+0.0409)=0.295 m板上不設(shè)進(jìn)口堰，則液柱Hd=hp+hL+hd=0.1093+0.06+0.001=0.1703m因，故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 第八章 塔板負(fù)荷性能圖8.1漏液線由 得： =4.4×0.772×0.1007×2.53×(0.0056+0.130.04

34、09+2.84×1(3600Ls/1.08 )2/3/1000-0.0036×824.7/1.052) 1/2=24.22(0.00732+0.0824 Ls2/3) 1/2在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列表如下：0.00060.00150.00300.00452.1542.2202.3022.370由上表數(shù)據(jù)可作出漏液線。8.2 液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由ua=Vs/(AT-Af)= Vs/(2.54-0.14)=0.417 Vs=0.0409 m=2.84×1×(3600Ls/1.08)2/3/1000=0.634Ls2/3

35、 m故：hf=2.5(0.0409+0.634 Ls2/3)=0.102+1.585Ls2/3 HT-hf=0.55-0.102-1.585 Ls2/3=0.448-1.585Ls2/3 ev=5.7×10-6×0.417 Vs /(0.448-1.585 Ls2/3)3.2/37.83×10-3=0.1整理得：Vs=8.185-28.95Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列表如下：0.00060.00150.00300.00457.9797.8067.5837.48.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。取，則

36、Ls,min=(0.006×1000/2.84) 3/2 ×1.08/3600=0.000921m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。 8.4 液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限。故：Ls,min= Af HT /5=0.140×0.55/5=0.0154m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線8.5 液泛線 由；聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中： 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得： a=0.051×(1.052/824.745)/(0.1007×2.53×0.772)2=0.001

37、68 b=0.5×0.55+(0.5-0.59-1) ×0.0409 =0.23 c=0.153/(1.08×0.0302) 2=143.824 d=2.84×10-3×1×(1+0.59) ×(3600/1.08) 2/3=1.008故：0.00168Vs2=0.23-143.824Ls2-1.008Ls2/3 Vs2=136.9-85609.5 Ls2-600 Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列表如下：0.00060.00150.00300.004511.51711.35111.12010.9

38、00由上表數(shù)據(jù)可作出液泛線。8.6 負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏夜控制。由圖可查得：Vs,max=6.75 m3/s Vs,min=2.3m3/s故操作彈性為Vs,max/ Vs,min=7.400/2.200=2.935 第九章 輔助設(shè)備的計(jì)算和選型9.1換熱器9.1.1進(jìn)料預(yù)熱器熱物料進(jìn)口溫度為：85 熱物料出口溫度為：45.0冷物料進(jìn)口溫度為： 冷物料出口溫度為：64選取傳熱系數(shù)：K=500 W/m2·K查手冊(cè)，得水的平均比熱容為4.2 kJ/(kg·K)預(yù)熱器的熱負(fù)荷為：Q=Wccp

39、c(t2-t1)=1884.99×4.2×(85-45) =3.17×105 kJ/h傳熱溫差：tm=(85-64)-(45-25)/ln(85-64)/ (45-25) =20.49傳熱面積：S=Q/Ktm=3.17×105×103/(500×3600×20.49)=8.6 m2由于塔底蒸汽壓強(qiáng)為500Kpa600 Kpa，故選用固定板式列管換熱器。（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）所選型號(hào)為G4001.622.3查管殼式換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)表可得：該冷凝器選用管總數(shù)146根，中心排管數(shù)7根，管長(zhǎng)1.5m的固定管板式

40、換熱器。9.1.2塔頂全凝器熱物料進(jìn)口溫度為：64.29 熱物料出口溫度為：64.29冷物料進(jìn)口溫度為：20 冷物料出口溫度為：30選取傳熱系數(shù)：K=700 W/m2·K查手冊(cè)，得甲醇在64.29時(shí)的汽化熱為，水全凝器的熱負(fù)荷為： =(2.3+1) ×262.243×2500 =2.16×106 kJ/h傳熱溫差：tm=(64.29-20)-（64.29-30)/ln(64.29-20)/ (64.29-30) =39.08傳熱面積：S=Q/Ktm=2.16×106×103/(800×3600×39.08)=19.

41、19m2查管殼式換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)表可得：該冷凝器選用管總數(shù)232根，中心排管數(shù)8根，管長(zhǎng)2m的固定管板式換熱器。9.2 接管9.2.1進(jìn)料管選擇流速為u=3體積流量為：Fs=F MLFm/3600LFm=1884.75×19.93/(3600×902.68)=0.0116 m3/s管線直徑為；dF=(4 Fs/3.14uF) 1/2=(4×0.0116/3.14/3) 1/2=0.07 m管規(guī)格為：73×3 mm校核：實(shí)際流速：u=4 Fs/3.14 dF2=4×0.0116/(3.14×0.065) 2=1.1 m/s通常，液體流速取

42、0.53m/s，所以該液體流速在允許范圍內(nèi)。9.2.2回流管線選擇流速為體積流量為：Ls=L MLDm/3600LDm=262.243×31.79/(3600×746.81)=0.0031 m3/s管線直徑為：dL=(4 Ls/3.14uL) 1/2=(4×0.0031/3.14/2) 1/2=0.044管規(guī)格為：46×3 mm校核：實(shí)際流速：u=4 Ls /3.14 dL 2=4×0.002/(3.14×0.04) 2=0.6 m/s所以該液體流速在允許范圍內(nèi)。 9.2.3 釜液輸送管塔底液相平均密度計(jì)算：由tw=99.88，查手冊(cè)

43、，得，塔底液相的質(zhì)量分率：Lwm=1/0.00028/719.87+(1-0.00028)/959.09=959.00 kg/m3選擇流速為u=3體積流量為：Ws=W MW/3600LWm=1622.75×18.013/(3600×959)=0.0085m3/s管線直徑為：dW=(4 Ws/3.14uW) 1/2=(4×0.0085/3.14/3) 1/2=0.060m管規(guī)格為：62×3mm校核：實(shí)際流速：u=4 Ws /3.14 dW 2=4×0.0085 /(3.14×0.062)=3.00m/s所以該液體流速在允許范圍內(nèi)。9.2.4塔頂蒸氣管線VDm=P MVm/RT Dm=101.325×31.7931/8.314×(273.15+99.88)=1.039 kg/ m3選擇流速為u=18體積流量為：Vs=V MVDm /3600VDm=262