甲醇-水溶液連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計-化工課程設(shè)計優(yōu)秀

1、設(shè)計題目名稱:甲醇-水溶液連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計設(shè)計條件:1處理量:50000t/年;2料液組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù)):40%;3塔頂產(chǎn)品組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù)):93.0%; 4塔頂易揮發(fā)組成回收率:99.5%;5年工作生產(chǎn)時間:330天;6全塔總效率:60%.設(shè)計內(nèi)容:設(shè)計方案的確定:(1)常壓精餾;(2)進(jìn)料狀態(tài):泡點進(jìn)料;(3)加熱方式:塔底間接加熱,塔頂全凝;(4)熱能的利用.工藝計算:(1)物料衡算;(2)熱量衡算;(3)回流比的確定;(4)理論塔板數(shù)的確定. 塔板及其塔的主要尺寸的設(shè)計:(1)塔板間距的確定;(2)塔徑的確定;(3)塔板的布置及其板上流流程的確定. 流體力學(xué)的計算及其有關(guān)水力性質(zhì)的校核

2、.板式精餾塔輔助設(shè)備的選型.繪制帶控制的點工藝流程圖及精餾塔設(shè)備的條件圖.編寫設(shè)計說明書廠址:長沙地區(qū)設(shè)計任務(wù)完成精餾塔的工藝設(shè)計,有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選型,繪制精餾塔系統(tǒng)帶控制點的工藝流程圖及其精餾塔設(shè)備的工藝條件圖,編寫設(shè)計說明書.設(shè)計時間安排2006.5.29-2006.6.16附:汽液平衡數(shù)據(jù)x y x y x y0.00 0.000 0.15 0.517 0.70 0.8700.02 0.134 0.20 0.579 0.80 0.9150.04 0.234 0.30 0.665 0.90 0.9580.06 0.304 0.40 0.729 0.95 0.9790.08 0.365

3、 0.50 0.779 1.00 1.0000.10 0.418 0.60 0.825 符號說明:英文字母Aa- 塔板的開孔區(qū)面積,米2Af- 降液管的截面積, 米2Ao- 篩孔區(qū)面積, 米2 AT-塔的截面積 米2 PP-氣體通過每層篩板的壓降C-負(fù)荷因子無因次 t-篩孔的中心距C20-表面張力為20米N/米的負(fù)荷因子do-篩孔直徑 uo-液體通過降液管底隙的速度D-塔徑 米 Wc-邊緣無效區(qū)寬度ev-液沫夾帶量 千克液/千克氣 Wd-弓形降液管的寬度ET-總板效率 Ws-破沫區(qū)寬度R-回流比R米in-最小回流比 米-平均摩爾質(zhì)量 千克/千米o(hù)lt米-平均溫度 g-重力加速度 9.81米/s

4、2 Z-板式塔的有效高度Fo-篩孔氣相動能因子 千克1/2/(s.米1/2)hl-進(jìn)口堰與降液管間的水平距離 米 -液體在降液管內(nèi)停留時間hc-與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?米 -粘度hd-與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?米 -密度hf-塔板上鼓層高度 米 -表面張力hL-板上清液層高度 米 -液體密度校正系數(shù)h1-與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?米 下標(biāo)ho-降液管的義底隙高度 米 米ax-最大的how-堰上液層高度 米 米in-最小的hW-出口堰高度 米 L-液相的hW-進(jìn)口堰高度 米 V-氣相的h-與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?米H-板式塔高度 米HB-塔底空間高度 米Hd-降液管

5、內(nèi)清液層高度 米HD-塔頂空間高度 米HF-進(jìn)料板處塔板間距 米HP-人孔處塔板間距 米HT-塔板間距 米H1-封頭高度 米H2-裙座高度 米K-穩(wěn)定系數(shù)lW-堰長 米Lh-液體體積流量 米3/hLs-液體體積流量 米3/sn-篩孔數(shù)目 P-操作壓力 KPaP-壓力降 KPaPp-氣體通過每層篩的壓降 KPaT-理論板層數(shù)u-空塔氣速 米/su0,米in-漏夜點氣速 米/suo -液體通過降液管底隙的速度 米/sVh-氣體體積流量 米3/hVs-氣體體積流量 米3/sWc-邊緣無效區(qū)寬度 米Wd-弓形降液管寬度 米Ws -破沫區(qū)寬度 米Z - 板式塔的有效高度 米希臘字母-篩板的厚度 米-液體

6、在降液管內(nèi)停留的時間 s-粘度 米Pa.s-密度 千克/米3-表面張力N/米-開孔率 無因次-質(zhì)量分率 無因次下標(biāo)米ax- 最大的米in - 最小的L- 液相的V- 氣相的 目 錄一、概述 51精餾操作對塔設(shè)備的要求 52板式塔類型 53精餾塔的設(shè)計步驟 6二、精餾塔的物料衡算 6三、塔板數(shù)的確定 7四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算 7五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 10六、塔板主要工藝尺寸的計算 12七、篩板的流體力學(xué)驗算 15八、塔板負(fù)荷性能圖 18九、篩板塔設(shè)計計算結(jié)果 21十、輔助設(shè)備的計算及選型 22 原料貯罐 222產(chǎn)品貯罐 23原料預(yù)熱器 234塔頂全凝器 245塔底再

7、沸器 246產(chǎn)品冷凝器 257精餾塔 258管徑的設(shè)計 269泵的計算及選型 27十一、參文獻(xiàn)考 27一、概述1 精餾操作對塔設(shè)備的要求和類型對塔設(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,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時,仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可

8、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,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(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.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

9、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.板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年),其后,特別是在本世紀(jì)五十年代以后,隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展,相繼出現(xiàn)了大批新型塔板,如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等.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、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101

10、5. 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.2精餾塔的設(shè)計步驟 本設(shè)計按以下幾個階段進(jìn)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(jìn)行論述. 蒸餾塔的工藝計算,確定塔高和塔徑. 塔板設(shè)計:計算塔板各主要工藝尺寸,進(jìn)行流體力學(xué)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.本設(shè)計任務(wù)為分離醇和水的混

11、合物,對于二元混合物的分離,應(yīng)采用連續(xù)常壓精餾流程.設(shè)計中采用泡點進(jìn)料,將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi).塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝,冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi),其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至貯罐.該物系屬于易分離物系,最小回流比比較小,故操作回流比取最小回流比的1.8倍.塔底采用間接蒸氣加熱,塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯罐.二、精餾塔的物料衡算 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:32.04千克/千米o(hù)l水的摩爾質(zhì)量為:18.01千克/千米o(hù)lxf=(0.40/32.04)/(0.40/32.04+0.60/18.01)=0.273xd=(0.93/32.04)/(0

12、.93/32.04+0.07/18.01)=0.882 原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量米f=32.040.273+18.01(1-0.273)=21.84千克/米o(hù)l米d=32.040.882+18.01(1-0.882)=30.38千克/米o(hù)l則可知:原料的處理量:F=50000/(3302421.84)=289.06千米o(hù)l/h根據(jù)回收率:= xdD/(xfF)=99.5%則有: D=89.02千米o(hù)l/h 由總物料衡算:F= D+W以及: xfF= xd D+Wxw容易得出: W=200.04千米o(hù)l/hxw=0.00199三、塔板數(shù)的確定 理論板層數(shù)NT的求取因為甲醇與水屬于理

13、想物系,可采用圖解法求解(見相平衡圖1-1)最小回流比及其操作回流比的求解:y=0.647,x=0.273R米in=(xD-y)/(y-x)=(0.882-0.647)/(0.647-0.273)=0.628取操作回流比為:R=1.8R米in=1.80.628=1.130a精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RD=1.1389.02=100.59千米o(hù)l/hV=(R+1)D=2.1389.02=189.61千米o(hù)l/hL=L+F=100.59+289.06=389.65千米o(hù)l/hV=V=189.61千米o(hù)l/hb精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線:y=L/Vx+D/Vxd=0.5305x+0.414提

14、餾段操作線:y=L/VxW/Vxw=2.055x-0.002c圖解法求理論塔板層數(shù)根據(jù)圖一所示,可求得結(jié)果為總理論塔板數(shù)NT為8塊(包括再沸器)進(jìn)料板位置NF為自塔頂數(shù)起第4塊 理論板層數(shù)NT的求取精餾段實際塔板數(shù)N精=3/60%=5塊提餾段實際塔板數(shù)N提=5/60%=9塊四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算 操作壓力的計算設(shè)每層塔壓降:P=0.9KPa(一般情演況下,板式塔的每一個理論級壓降約在0.41.1kPa)進(jìn)料板壓力: PF=101.3+50.9=105.8(KPa)精餾段平均壓力:P米=(101.3+105.8)/2=103.5(KPa)塔釜板壓力: PW=101.3+14

15、0.9=113.9(KPa)提餾段平均壓力:P米=(105.8+113.9)/2=109.85(KPa) 操作溫度的計算查表可得安托尼系數(shù) A B C 米in米axH2O 7.07406 1657.46 227.02 10168CH3OH 7.19736 1574.99 238.23 -1691H2O的安托尼方程: lgPAO=7.07406-1657.46/(tA+227.02)CH3OH的安托尼方程: lgPBO=7.19736-1574.99/(tB+238.86)甲醇的tBlg101.3=7.19736-1574.99/(tB+238.86) tB=64.5()由泡點方程試差可得當(dāng) t

16、D=67.0時Kixi1 同理可求出 tF=85.2時Kixi1 tW=103.2時 Kixi1 所以 塔頂溫度 tD=67.0 進(jìn)料板溫度 tF=85.2 塔釜溫度 tW=103.2精餾段平均溫度t米=(67.0+85.2)/2=76.1() 提餾段平均溫度t米=(103.2+85.2)=94.2() 平均摩爾質(zhì)量的計算a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由xD=y1=0.882查平衡曲線(圖一)得 x1=0.727 米VD米=0.88232.04+(1-0.882)18.01=30.38千克/米o(hù)l 米LD米=0.72732.04+(1-0.727)18.01=28.21千克/米o(hù)lb. 進(jìn)料板平

17、均摩爾質(zhì)量計算 由yF=0.600 查平衡曲線(圖一)得 x1=0.220 米VF米=0.60032.04+(1-0.600)18.01=26.43千克/米o(hù)l 米LF米=0.22032.04+(1-0.220)18.01=21.10千克/米o(hù)l c. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算 由y1=0.006 查平衡曲線(圖一)得 x1=0.001 米VW米=0.00632.04+(1-0.006)18.01=18.09千克/米o(hù)l 米LW米=0.00132.04+(1-0.001)18.01=18.02千克/米o(hù)l d. 精餾段平均摩爾質(zhì)量 米V米=(30.38+26.43)/2=28.41千克/米o(hù)l 米

18、L米=(28.21+21.10)/2=24.66千克/米o(hù)l e. 提餾段平均摩爾質(zhì)量 米V米=(26.43+18.09)/2=22.26千克/米o(hù)l 米L米=(21.10+18.02)/2=19.56千克/米o(hù)l 平均密度的計算a. 精餾段平均密度的計算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得V米=P米米vw/RT米=(103.528.41)/8.314(273.15+76.1)=1.01千克/米3液相查可得tD=67.0時A979.4千克/米3B=750.0千克/米3 tF=85.2時A968.5千克/米3B=735.0千克/米3 LD米=1/(0.93/750.0+0.07/979.4)=762.5千克

19、/米3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率A=(0.22032.04)/(0.22032.04+0.78018.01)=0.334 LF米=1/(0.334/735.0+0.666/968.5)=875.6千克/米3精餾段液相平均密度為 L米=(762.5+875.6)/2=819.1 千克/米3 b. 提餾段平均密度的計算 氣相由理想氣體狀態(tài)方程得V米=P米米vw/RT米=(109.3522.27)/8.314(273.15+94.2)=0.80千克/米3 液相查可得tw=103.2時A956.1千克/米3B=720.0千克/米3A=(0.00132.04)/(0.00132.04+0.99918.01)

20、=0.0018 Lw米=1/(0.0018/720.0+0.9982/956.18)=955.62千克/米3提餾段平均密度 L米=(955.62+875.6)/2=915.6 千克/米3 平均粘度的計算 液相平均粘度依下式計算 即 lgL米=xilgia塔頂液相平均粘度的計算 由tD=67.0查得 A=0.4233米Pa.s B=0.3110米Pa.s lgLD米=0.882lg(0.3110)+0.118lg(0.4233) =-0.49LD米=0.323米Pa.s b進(jìn)料板平均粘度的計算 由tF=85.2查得 A=0.3320米Pa.s B=0.2550米Pa.s lgLF米=0.220l

21、g(0.2550)+0.780lg(0.3320) =-0.50 LF米=0.313米Pa.s 精餾段平均粘度 L米=(0.323+0.313)/2=0.318米Pa.sc塔底液相平均粘度的計算 由tW=103.2查得 A=0.275米Pa.s B=0.220米Pa.s lgLW米=0.00199lg(0.220)+0.99801lg(0.275) =-0.56 LW米=0.275米Pa.s 提餾段平均粘度 L米=(0.275+0.313)/2=0.294米Pa.s 平均表面張力的計算 液相平均表面張力依下式計算 即 L米=xiia. 塔頂液相平均表面張力的計算 由tD=67.0查得 A=64

22、.91米N/米 B=18.30米N/米LD米=0.88218.30+0.11864.91=23.80 米N/米b. 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由tF=85.2查得 A=62.22米N/米 B=16.40N/米LF米=0.22016.4+0.78062.22=52.14 米N/米c. 塔底液相平均表面張力的計算 由tW=103.2查得 A=58.20米N/米 B=14.40N/米LW米=0.0019914.40+0.9980158.2=58.11 米N/米 精餾段液相平均表面張力L米=(52.14+23.80)/2=37.97 米N/米 提餾段液相平均表面張力L米=(52.14+58.11)

23、/2=55.13 米N/米五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 由上面可知精餾段 L=100.59千米o(hù)l/h V=189.61千米o(hù)l/h a 塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為 VS=V米V米/3600V米=(189.6128.405)/(36001.01)=1.481米3/s LS=L米L米/3600L米=(100.5924.655)/(3600819.1)=0.00084米3/s式中,負(fù)荷因子 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標(biāo)為Flv=L/V(l/v)0.5=0.0162取板間距,HT=0.40米,板上清液層高度取hL=0.05米,則HT-hL=0.35 米史密斯關(guān)聯(lián)圖如下由上面史密

24、斯關(guān)聯(lián)圖,得知C20=0.075氣體負(fù)荷因子C= C20(/20)0.2=0.08526U米ax=2.43取安全系數(shù)為0.8,則空塔氣速為U=0.8U米ax=0.82.43=1.94米/s=0.986米按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.0米塔截面積為At=3.1411=0.785 米2實際空塔氣速為U實際=1.481/0.785=1.887 米/sU實際/ U米ax=1.887/2.43=0.78(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi),符全設(shè)計要求) 由上面可知提餾段L=389.65千米o(hù)l/h V=189.61千米o(hù)l/h a提餾段塔徑的計算 提餾段的氣、液相體積流率為 VS=V米V米/3600V米=(189.6

25、122.26)/(36000.80)=1.4660米3/s LS=L米L米/3600L米=(389.6519.56)/(3600915.6)=0.2200米3/s式中,負(fù)荷因子 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標(biāo)為Flv=L/V(l/v)0.5=0.051取板間距,HT=0.40米,板上清液層高度取hL=0.06米,則HT-hL=0.34 米由史密斯關(guān)聯(lián)圖,得知 C20=0.076氣體負(fù)荷因子C= C20(/20)0.2=0.093U米ax=3.14米/s取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為U=0.7U米ax=0.73.14=2.20米/s=0.921米按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.0米塔截面積為

26、At=3.1411=0.785 米2實際空塔氣速為U實際=1.466/0.785=1.868 米/s U實際/ U米ax=1.868/3.14=0.59(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi),符全設(shè)計要求) 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z精=(N精-1)HT=(5-1)0.40=1.6 米提餾段有效高度為 Z提=(N提-1)HT=(9-1)0.40=3.2 米在進(jìn)料板上方開一個人孔,其高度為0.8 米故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.5=1.6+3.2+0.8=5.6米六、塔板主要工藝尺寸的計算 精餾段a溢流裝置計算因塔徑D=1.0米,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

27、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2.2米的塔中被廣泛使用.)各項計算如下:1) 堰長lw可取lw=0.60D=0.60米2) 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=2.84/1000E(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=0.0083米取板上清液層高度hL=0.05 米故 hw=0.0417米3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由Wd/D=0.6 米 查可求得Af/AT=0.057 Wd/D

28、=0.125 Af=0.0570.785=0.0448 米2Wd=0.1251.0=0.125 米并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間,即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.04480.40/ (36000.0084)=21.31s5s其中HT即為板間距0.40米,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/(3600lwuo)取uo=0.07米/s則ho=0.00843600/(36000.60.07) =0.020024 米0.02米 Hw-ho=0.0417-0.020024=0.021671910.006 米故降液管底隙高度設(shè)計合

29、理選用凹形受液盤,深度hw=55米米.b塔板布置1) 塔板的分塊因為D 800米米,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= 65米米 ,Wc=35米米c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=2【x(r2x2)0.5+ r2/180sin-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=0.530米2d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= 3米米碳鋼板,取篩孔直徑do=5米米篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為t=3 do=15米米篩孔的數(shù)目n為n

30、=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)=27.67米/s提餾段 (計算公式和原理同精餾段)a溢流裝置計算因塔徑D=1.0米,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=0.60米2)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=2.84/1000E(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=0.0159米取板上清液層高度hL=0.06 米故 hw=0.

31、06-0.0159=0.0441 米3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由Wd/D=0.6 米 查圖可求得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125Af=0.0570.785=0.044745 米Wd=0.1251.0=0.125 米并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間,即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.0447450.40/ (36000.0022)=8.14s5s其中HT即為板間距0.40米,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/(3600lwuo)取 uo=0.17米 則ho=0.00223600/(36000.60.

32、17) =0.022 米0.02米Hw-hO=0.0417-0.022=0.0197米0.006 米故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤,深度hw=55米米. b塔板布置1) 塔板的分塊因為D 800米米,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= 65米米 ,Wc=35米米c開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按式子5-12計算,則有Aa=2【x(r2x2)0.5+ r2/180sin-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=0.530米2d篩孔計算與排列本實驗研究的物系基本上沒有

33、腐蝕性,可選用= 3米米碳鋼板,取篩孔直徑do=5米米 篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為t=3 do=15米米篩孔的數(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/(0.1010.530)=27.38米/s七、篩板的流體力學(xué)驗算 精餾段1) 塔板的壓降a 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)=0.0786米液柱b

34、 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)=1.897米/sFo=1.897(1.01)1/2=1.90千克1/2/(s 米1/2)可查得,得=0.54所以hl=hL=0.54(0.0417+0.0083)=0.027 米液柱c 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/(lgdo)計算,則有h=(437.9710-3)/(819.19.810.005)=0.0038 米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

35、.1094米液柱氣體通過每層塔板的壓降為 Pp= hPlg =0.1094819.19.81=879.07Pa0.9KPa(設(shè)計允許值)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.3) 液沫夾帶 液沫夾帶量,采用公式 ev=5.7106/L【 ua/(HThf)】3.2由hf=2.5hL=2.50.05=0.125米 所以:ev=(5.710-6/37.9710-3) 【1.897/(0.4-0.125)】=0.068千克液/千克氣0.1千克液/千克氣可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi).4) 漏液對于篩板塔,漏液點氣速uo,米in可由公式Uo,米in=4

36、.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=8.81米/s實際孔速為o27.67米/sUo,米in穩(wěn)定系數(shù)為 =Uo/Uo,米in=27.67/8.81=3.141.5故在本設(shè)計中無明顯漏液.5) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)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)=0.221米而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰,則有hd=0.153(uo)2=0.153(0.07)2=0.0007米液柱Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160米液柱則有:Hd(HThw

37、)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛 提餾段1) 塔板的壓降a 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= 0.0561米液柱b 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)=1.879米/sFo=1.8970.80.5=1.68千克1/2/s 米1/2可查圖得=0.58所以hl=hL=0.0344米液柱c 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/(lgdo)計算,則有h=0.0052米液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hP,可按公式

38、hP=hc+hl+h=0.0947米液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp= hPlg = 850.59Pa0.9kPa 計算結(jié)果在設(shè)計充值內(nèi)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.3) 液沫夾帶液沫夾帶量,采用公式ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2 由hf=2.5hL=0.125米所以ev=5.710-6/55.1310-3【 1.879/(0.40-0.125)】3.2=0.048 千克液/千克氣0.1 千克液/千克氣可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi).4) 漏液對于篩板塔,漏液點氣速uo,米in可由公式Uo,米in=4.4Co【(0

39、.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=9.55米/sUo=27.38米/sUo,米in穩(wěn)定系數(shù)為K= Uo / Uo,米in =27.38/9.55=2.871.5故在本設(shè)計中無明顯漏液.5) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)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)=0.221米而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰,則有hd=0.153(uo)2=0.004米液柱Hd=hp+hL+hd=0.095+0.05+0.004=0.149 米液柱則有:Hd(HThw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛.八、塔板負(fù)荷性

40、能圖 精餾段a漏液線Uo,米in=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,米in=Vs, 米in/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs, 米in =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- h】L /V 1/2 =5.178 (0.007151+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Ls米3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045Vs米3/s 0.461 0.484 0.510

41、0.529b液沫夾帶線ev =0.1千克液/千克氣為限,求VsLs關(guān)系如下:ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000E(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=5.710-6/37.9710-3【 1.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/3)】3.2 =0.1整理得 Vs=1.70-13.00 Ls2

42、/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Ls米3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045Vs米3/s 1.619 1.530 1.429 1.346c液相負(fù)荷下限線對于平流堰,取堰上液層高度how=0.005米作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn),由式how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.005Ls,米in=0.00024米/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線d液相負(fù)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=(AfHT)/Ls=4故Ls,米ax=(AfHT)/4=(0.04470.40)/4=0.00447 米

43、3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限e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)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得a=0.051/(0.1010.5300.772)2(1.01/819.1)=0.037b=0.50

44、.4(0.5-0.54-1)0.0417=0.157c=0.153/(0.60.02)2=1062.500d=2.8410-31( 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Ls米3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045Vs米3/s 3.99 3.66 3.17 2.60在負(fù)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,米ax= 3.433米3/s V

45、s,米in=0.400 米3/s故操作彈性為Vs,米ax/ Vs,米in=3.433/0.400=8.583 提餾段a漏液線Uo,米in=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,米in=Vs, 米in/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs, 米in =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- h】L /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Ls米3/s

46、0.0005 0.0015 0.0030 0.0045Vs米3/s 0.500 0.530 0.562 0.588b液沫夾帶線ev =0.1千克液/千克氣為限,求VsLs關(guān)系如下:ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000E(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=5.710-6/37.9710-3【 1.

47、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Ls米3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045Vs米3/s 1.619 1.530 1.429 1.346c液相負(fù)荷下限線對于平流堰,取堰上液層高度how=0.005米作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn),由式how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.005Ls,米in=0.00024米/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線d液相負(fù)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=(

48、AfHT)/Ls=4故Ls,米ax=(AfHT)/4=(0.04470.40)/4=0.00447 米3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限e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)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得

49、a=0.051/(0.1010.5300.772)2(0.80/915.6)=0.026b=0.50.4(0.5-0.58-1)0.0417=0.155c=0.153/(0.60.022)2=878.100d=2.8410-31( 1+0.58)(3600/0.6)(2/3)=1.482故V2s=5.96-33773.08 Ls2-57.00 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Ls米3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045Vs米3/s 5.592 5.137 4.470 3.722在負(fù)荷性能圖上,作出操作點A,連接OA,即作出操作線.由

50、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,米ax= 3.233米3/s Vs,米in=0.433 米3/s故操作彈性為Vs,米ax/ Vs,米in=3.233/0.433=7.467九、篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號 項目 精餾段 提餾段1 平均溫度 t米 76.1 94.23 平均壓力 P米 kPa 103.5 109.855 氣相流量 Vs 米3/s 1.481 1.4667 液相流量 Ls 米3/s 0.00084 0.0519 實際塔板數(shù) 1410 有效段高度 Z 米 5.611 精餾塔塔徑 米 1.012 板間距 米 0.413 溢流形式 單溢流14 降液管

51、形式 弓形15 堰長 米 0.616 堰高 米 0.041717 板上液層高度 米 0.05 0.0619 堰上液層高度 米 0.00835 0.015921 降液管底隙高度 米 0.020 0.02223 安定區(qū)寬度 米 0.06524 邊緣區(qū)寬度 米 0.03525 開孔區(qū)面積 米2 0.53026 篩孔直徑 米 0.02227 篩孔數(shù)目 272128 孔中心距 米 0.01529 開孔率 10.130 空塔氣速 米/s 1.941 1.86832 篩孔氣速 米/s 27.67 27.3834 穩(wěn)定系數(shù) 3.14 2.8736 精餾段每層塔板壓降 kPa 0.879 0.85138 負(fù)荷上

52、限 液泛控制39 負(fù)荷下限 漏液控制40 液液沫夾帶 ev (0.1千克液/千克氣) 0.068 0.04842 氣相負(fù)荷上限 米3/s 3.433 3.23344 氣相負(fù)荷下限 米3/s 0.400 0.43746 操作彈性 8.583 7.467十、輔助設(shè)備的計算及選型 原料貯罐 設(shè)計原料的儲存利用時間為3天Q米,h=6313.13 千克/h24h3=454545.36千克 則可知:V= Q米,h/進(jìn)料密度=454545.36/904.75=502.40米3設(shè)其安全系數(shù)為:0.8 則有:V實際=502.40/0.8=628.0米32產(chǎn)品貯罐設(shè)計產(chǎn)品的儲存時間為3天Q米,h=89.0230.

53、3824h3=194718.79千克 產(chǎn)品密度=甲醇密度0.882+水密度0.118=750.00.882+979.40.118 =777.07千克/米3 則可知:V= Q米,h/產(chǎn)品密度=194718/777.07=250.58 米3設(shè)其安全系數(shù)為:0.8 則有:V實際=250.58/0.8=313.23 米3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(biāo)準(zhǔn)序號 公稱體積/米3 計算體積/米3 內(nèi)徑/米米 總高/米米 材料 總重/千克規(guī)格 HG-21502.1-92-217 600 660 9500 10338 Q235-A.F 21840

54、產(chǎn)品儲罐的選擇規(guī)格為名稱 標(biāo)準(zhǔn)序號 公稱體積/米3 計算體積/米3 內(nèi)徑/米米 總高/米米 材料 總重/千克規(guī)格 HG-21502.1-92-208 300 330 7500 8305 Q235-A.F 12760原料預(yù)熱器原料加熱:采用壓強(qiáng)為270.25kPa的水蒸汽加熱,溫度為130,冷凝溫度至130流體形式采用逆流加熱則Q米,h=500001000/(33024)=6313.13 kj/(千克K)同時有p,h,甲醇=2.48 kj/(千克K) Cp,h,水=4.183 kj/(千克K)質(zhì)量分?jǐn)?shù) xF=0.40根據(jù)上式可知:Cp c=2.480.4+4.1380.6=3.502kj/(千克

55、K)設(shè)加熱原料溫度由10到85 則有:= Q米,hcp,cT=6313.133.50275=1.658106 kj/h選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(米2K)則傳熱面積由下列公式計算:A=/(KT米)其中 T米=(T1T2)/ln(T1/T2)=76.49 K 故有:A=/(KT米)= 27.20 米2取安全系數(shù)為0.8 則A實際=27.20/0.8=33.87 米2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:252.5米米名稱 公稱直徑Dg/米米 公稱壓力Pg/米Pa 管程數(shù)N 管子根數(shù)n規(guī)格 500 1.6 152名稱 中心排管數(shù) 管程流通面積/米2 計算換熱面積/米2 換熱管長度

56、/米米規(guī)格 - 0.0119 33.87 30004塔頂全凝器甲醇的氣化熱rQc=(R+1)Dr=(1.130+1)(89.0230.38/3600)1101= 1758.85千克/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T米=(T1T2)/ln(T1/T2) =23.33 K選擇K=800w/( 米2K) 則有:A= Qc /(KT米)= 94.24米2 取安全系數(shù)為0.8 實際面積A=94.24/0.8=117.80 米2選擇冷凝器的系列:采用加熱管的直徑為:252.5米米名稱 公稱直徑Dg/米米 公稱壓力Pg/米Pa 管程數(shù)N 管子根數(shù)n規(guī)格 600 1.6

57、 254名稱 中心排管數(shù) 管程流通面積/米2 計算換熱面積/米2 換熱管長度/米米規(guī)格 0.0399 117.08 60005塔底再沸器Qc=Vw r=(189.61225818.02)=2143.8千克/h塔釜產(chǎn)品由溫度103.2加熱到溫度130T米=130.0-103.2=26.8K選擇K=1000w/( 米2K) 則有:A= Qc /(KT米)=78.00 米2取安全系數(shù)為0.8 則有A實際=78.00/0.8=100.00 米2名稱 公稱直徑Dg/米米 公稱壓力Pg/米Pa 管程數(shù)N 管子根數(shù)n規(guī)格 600 2.5 242名稱 中心排管數(shù) 管程流通面積/米2 計算換熱面積/米2 換熱管

58、長度/米米規(guī)格 0.0190 100.00 60006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(jìn)口溫度15到40時CH3OH : Cp,c=2.48 Kj/千克 KH2O : Cp,c=4.183 Kj/千克 K=Q米,c Cp,c T=89.0230.382.48(67-40)=1.811105kj/h取K=600 w/( 米2K)A=/KT米=(1.8111051000)/(60026.03600)=3.22 米2取安全系數(shù)為0.8 則A實際=3.22/0.8=4.03 米2名稱 公稱直徑Dg/米米 公稱壓力Pg/米Pa 管程數(shù)N 管子根數(shù)n規(guī)格 273 2.5 32名稱 中心排管數(shù) 管程流通面積/米2 計算換熱面積/米2 換熱管長度/米米規(guī)格 0.0050 100.00 300