甲醇塔板工藝設(shè)計

1、甲醇塔板工藝設(shè)計題目：欲采用浮閥塔分離甲醇水溶液。已知當(dāng)操作回流比取1.34時，精餾段選用六層理論塔板完成分離任務(wù)。又知：上升蒸汽的平均密度 下降液體的平均密度 上升蒸汽的平均流量 下降液體的平均流量 下降液體的平均表面張力 已確定該塔在常壓下操作，采用F1型浮閥，已知總版效率可取為60%。試對該塔的精餾段進行設(shè)計計算。本次計算公式來自化工原理（下冊）和化工工藝設(shè)計手冊1. 塔板工藝尺寸計算（1） 塔徑依3-3可知 式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出 0.02 15取板間距 = 0.35 查圖3-5 可得 C=0.056 則選取安全速度 圓整后 D=2.2 m塔截面積 AT=4×D2=3.8

2、0 m2實際空塔氣速u=4.056/3.80=1.067 m/s(2)堰及降液管設(shè)計選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進口堰。堰長 lw：取堰長lw=0.66D 即 lw=0.66×2.2=1.452m出口堰高 hw：依式 3-5可得hw=hl-how采用平直堰，堰上液層高度how按3-6計算，即how=2.841000E(Lhlw)23近似取E=1, 其中 lw=1.452m Lh=11.8 m3/h,然后由列線圖3-9可查得how :how=0.011m ,則 hw=0.059m弓形降液管高度Wd和面積Af，查圖3-10：lwD=0.66由該圖查得： AfAt=0.0721,WdD=0.

3、124,則 Af=0.0721×3.80=0.274 m2Wd=0.124×2.2=0.273 m =3600AfHTLh=3600×0.274×0.311.8=25.1 s保留時間>5s,故降液管尺寸可用。降液管底隙高度ho，取uo=0.13 m/sho=Lh3600lwuo=11.83600×1.452×0.13=0.017m，為了防止堵塞，取ho=0.04 m浮閥布置取 FO=11用式子3-14a求孔速，即：uo=Fov=111.13=10.348m/s依照3-15求每層塔板上的浮閥數(shù)，即：N=VS4do2uo=14600

4、360040.0392×10.348=328去邊緣區(qū)寬度為WC=0.06m,破沫區(qū)寬度Ws=0.10m，用式子3-18計算板上的鼓泡區(qū)面積，即Aa=2xR2-X2+180R2sin-1XRR=D2-WC=2.22-0.06=1.04mX=D2-Wd-Ws=2.22-0.273+0.1=0.727mAa=2xR2-X2+180R2sin-1XR=20.7271.042-0.7272+1801.042sin-10.7271.04=2.756m2浮閥采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75=0.075m，則t=AaN*t=2.756328×0.075=112mm由于塔徑較大

5、，故采用分塊式塔板。取t=100mm，t=75等腰三角形叉排方式作圖，得到附圖1-1，排得閥數(shù)目為369個 附圖 1-1 按照N=369重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：uo=4.0564×0.0392×369=9.2 m/sFo=9.2×1.13=9.78 FO仍在912范圍內(nèi)，塔板開孔率=uuo=1.0679.2=11.6%2. 塔板流體力學(xué)驗算（1）氣相通過浮閥的壓強降 根據(jù)3-19a hp=hc+h1+h干板阻力：由式3-21a，即 uoc=1.82573.1v=1.82573.11.13=9.82 m/s因為uo<uoc,按照3-20計算干板阻力hc=1

6、9.99.20.175801.5=0.0367 m液柱板上充氣層阻力：本項目液相為水，故o=0.5，根據(jù)3-22計算： H1=ohl=0.5×0.07=0.035m液體表面張力所照成的阻力：此阻力很小，忽略.故hp=0.0367+0.035=0.0717 m則單板壓降 pp=hpLg=0.0717×801.5×9.81=563.76 Pa(2)淹塔 為了防止淹塔的發(fā)生，要求控制降液管中清液層的高度，HdHT+hw.可使用3-24計算Hd Hd=hp+hl+hd先計算 hd由于不設(shè)置出口堰，故 hd=0.153（LSLWhO）2=0.15311.81.452*0.0

7、4*36002=0.00049m由于hl=0.07已知，故 Hd=hp+hl+hd=0.0717+0.07+0.00049=0.142 m取=0.5，已知HT=0.3 hw=0.059，則 HT+hw=0.5（0.3+0.059）=0.18 可見Hd<HT+hw,符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶按式子3-28和式3-29計算泛點率，即板上液體流徑長度 ZL=D-2Wd=2.2-2×0.273=1.654板上液流面積 Ab=AT-2Af=3.8-2×0.274=3.252乙醇與水為正常系統(tǒng)，取K=1.0，又由圖3-13查得泛點負(fù)荷系數(shù)Cf=0.081，代人3-28可知泛點率

8、=VSVL-V+1.36LSZLKCFAb=4.0561.13801.5-1.13+1.36*0.00328*1.6541×0.081*3.252=60.7%又按照3-29計算泛點率=VSVL-V0.78KCFAT=4.0561.13801.5-1.130.78*1*0.081*3.8=63.5%根據(jù)上面的結(jié)果泛點率<80%,故可知霧沫夾帶量能滿足故可知霧沫夾帶量能滿足ev<0.1kg(液)/kg氣的要求。3. 塔板負(fù)荷性能圖（1） 霧沫夾帶線 依照3-28可計算當(dāng)泛點率=80%時,即VS1.13801.5-1.13+1.36*LS*1.6541*0.081*3.252=

9、0.8整理可得 VS=5.608-60LS(2) 液泛線 聯(lián)立方程3-19a 3-25 3-27，得HT+hw=5.34vUO2l2g+0.153（LSLWho）2+(1+o)hw+2.841000E(3600lW)23其中 uo=VS4×do2N得 VS2=46-22967.2Ls2-395.2Ls23(3)液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于3-5 S.依3-10 =3600AFHTLh=35依=5s 作為下限，即 ( ls）min=AFHT5=0.274×0.35=0.0164 M3/S(4)漏液線 以FO=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則（V

10、S）min=4do2Nuo=40.0392×369×51.13=2.07m3s(5)相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度ho=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依照3-6計算 2.841000E(3600lW)23=0.006（LS）MIN=0.006×10002.84×132×LW3600=0.00124 m3/s根據(jù)上面的計算可以得到5條線，并將5條線作于附圖2.附圖 2由本計算附圖2查的塔板的氣相負(fù)荷上限VSMAX=5.2 M3S操作彈性=5.22.07=2.51已知理論塔板數(shù)為6層，總板效率為60%，故有效塔高Z按照3-1計算,即Z=NTET-1HT=60.6-1*0.3=2.7 m 附表1 浮閥塔板工藝設(shè)計計算結(jié)果項目數(shù)值及說明備注塔徑2.200 板間距0.300 塔板形式單溢層弓形降液管分塊式塔板空他起訴1.067 堰長1.452 堰高0.059 板上液層高度0.070 降液管底隙高度0.040 浮閥數(shù)369.000 等腰三角形叉排閥孔氣速9.200 閥