化工原理課程設計--甲醇-水二元體系浮閥精餾塔的工藝設計

1、<p>　　《化工原理》專業(yè)課程設計</p><p>　　設計題目 甲醇-水二元體系浮閥精餾塔的工藝設計 </p><p>　　學生姓名 班級、學號 </p><p>　　指導教師姓名

2、 </p><p>　　課程設計時間20 年 月 日-20 年 月 日 </p><p><b>　　課程設計成績</b></p><p>　　指導教師簽字 </p><p><b>　　化學化工學院

3、</b></p><p>　　課程名稱： 化工原理課程設計</p><p>　　設計題目： 甲醇-水二元體系篩板精餾塔的工藝設計</p><p>　　學生姓名： 專業(yè)：化學工程與工藝 </p><p><b>　　班級學號： 化工</b></p><p>　　設計

4、日期： 2011-12-20至2011-12-31</p><p>　　設計任務： 甲醇-水體系</p><p><b>　　設計條件：</b></p><p>　　進料量：F=320 kmol/h</p><p>　　進料組成：=0.30 （摩爾分率）</p><p>　　進料熱狀態(tài)：

5、冷夜進料tf=15.7℃</p><p>　　常壓，塔釜間接蒸汽加熱</p><p>　　塔頂冷凝水溫度t=25℃，</p><p>　　塔釜加熱蒸汽溫度T=139℃</p><p><b>　　設計要求：</b></p><p><b>　?。柗致剩?lt;/b></p

6、><p><b>　?。柗致剩?lt;/b></p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　一 概述…………………………………………………………...</p><p><b>　　二 工藝設計</b></p><p><b>　　

7、1 總體設計方案</b></p><p>　　1.1 操作壓強的選擇……………………………………………</p><p>　　1.2 物料的進料熱狀態(tài)…………………………………………</p><p>　　1.3 回流比的確定………………………………………………</p><p>　　1.4 塔釜的加熱方式…………………………

8、…………………</p><p>　　1.5 回流方式選定………………………………………………</p><p>　　2 精餾的工藝流程圖………………………………………………</p><p>　　3 精餾塔塔板數(shù)的確定</p><p>　　3.1 物料衡算………………………………………………………...</p><p&

9、gt;　　3.2 物系相平衡數(shù)據(jù)………………………………………………...</p><p>　　3.3 回流比確定……………………………………………………..</p><p>　　3.4 逐板法計算理論塔板數(shù)………………………………………..</p><p>　　3.5 實際塔板數(shù)的確定……………………………………………...</p><

10、p>　　4 塔徑塔板工藝尺寸的確定</p><p>　　4.1 各設計參數(shù)</p><p>　　4.1.1 操作壓力……………………………………………………</p><p>　　4.1.2 溫度………………………………………………………...</p><p>　　4.1.3 平均摩爾質量……………………………………………….&

11、lt;/p><p>　　4.1.4 平均密度…………………………………………................</p><p>　　4.1.5 液體表面張力……………………………………………….</p><p>　　4.1.6 液體的粘度…………………………………………………</p><p>　　4.1.7 液負荷計算</p>

12、<p>　　4.2 塔徑塔板工藝尺寸確定</p><p>　　4.2.1 塔徑塔板的計算………………………………………….</p><p>　　4.2.1.1 塔徑的計算…………………………………………</p><p>　　4.2.1.2 溢流裝置的確定……………………………………</p><p>　　4.2.1.3

13、安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定……………………………</p><p>　　4.2.1.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列………………………</p><p>　　4.2.2 塔盤流體力學驗算</p><p>　　4.2.2.1 塔板壓降……………………………………………</p><p>　　4.2.2.2 降液管停留時間……………………………………&l

14、t;/p><p>　　4.2.2.3 霧沫夾帶……………………………………………</p><p>　　4.2.3 負荷性能圖</p><p>　　4.2.3.1 液相下限線…………………………………………</p><p>　　4.2.3.2 液相上限線…………………………………………</p><p>　　4.2.3

15、.3 漏液線………………………………………………</p><p>　　4.2.3.4 溢流液泛線…………………………………………</p><p>　　4.2.3.5 過量霧沫夾帶線……………………………………</p><p>　　4.2.3.6 性能負荷圖…………………………………………</p><p>　　4.3 浮閥塔工藝設計計

16、算結果……………………………………</p><p>　　5 輔助設備的設計</p><p>　　5.1 塔頂全凝器的計算及選型…………………………………….</p><p>　　5.2 塔底再沸器面積的計算及選型……………………………….</p><p>　　5.3 其他輔助設備的計算及選型</p><p>　

17、　5.3.1 進料管……………………………………………………</p><p>　　5.3.2 回流管……………………………………………………</p><p>　　5.3.3 塔釜出料管………………………………………………</p><p>　　5.3.4 再沸器蒸汽進口管………………………………………</p><p>　　5.3.5

18、冷凝水管…………………………………………………</p><p>　　5.3.6 冷凝水泵…………………………………………………</p><p>　　5.3.7 進料泵…………………………………………………….</p><p>　　5.3.8 預熱器…………………………………………………….</p><p>　　6 致謝……………………

19、…………………………………………</p><p>　　7 參考文獻…………………………………………………………</p><p><b>　　三 附錄：</b></p><p>　　1精餾段塔板布置圖…………………………………………………</p><p>　　2提餾段塔板布置圖…………………………………………………&l

20、t;/p><p><b>　　概述：</b></p><p>　　塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。</p><p><b>　　浮閥塔的優(yōu)

21、點：</b></p><p>　　1．生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 </p><p>　　2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 </p><p>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入

22、液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 </p><p>　　4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 </p><p>　　5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 </p><p>　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），

23、所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 </p><p><b>　　二．工藝設計</b></p><p><b>　　總體設計方案</b></p><p>　　1.1 操作壓強的選擇 </

24、p><p>　　精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進行。確定操作壓力時主要是根據(jù)處理物料的性質，技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮的。</p><p>　　對于沸點低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進行操作。在相同條件下適當提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度液會下降。</p><p>　　對于熱敏性和高沸點的物料常用

25、減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設備，增加了相應的設備和操作費用。</p><p>　　本次任務分離的是甲醇和水體系，綜合考慮各個因素，決定采用常壓（1atm）下進行操作。</p><p>　　1.2 物料的進料熱狀態(tài)</p>

26、<p>　　采用冷液進料的方式，進料溫度為15.7℃,該溫度為南京市全年平均溫度，冷液進料無需在進料前進行預熱，所以節(jié)省了操作費用，簡單方便。</p><p>　　1.3 回流比的確定</p><p>　　對于一定的分離任務，采用較大的回流比時，操作線的位置遠離平衡線向下向對角線靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論

27、塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。但是隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費用增加，所以操作費用和設備費用總和最小時所對應的回流比為最佳回流比。本次設計任務中，綜合考慮各個因素，采用回流比為最小回流比的1.6倍。</p><p>　　1.4 塔釜的加熱方式</p><p>　　本次分離任務采設置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供做夠的熱量。</p&g

28、t;<p>　　1.5 回流方式選定</p><p><b>　　重力回流</b></p><p>　　2 精餾的工藝流程圖</p><p>　　甲醇-水精餾體系冷夜進料</p><p>　　3 精餾塔塔板數(shù)的確定</p><p><b>　　3.1 物料衡算<

29、;/b></p><p>　　已知條件：F=320 kmol/h </p><p>　　(33.33-30)/(33.33-29.09)=(76.7-)/(76.7-77.8)</p><p>　　該組成下的泡點77.414℃</p><p>　　3.2 物系相平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　1) 基

30、本物性數(shù)據(jù)</p><p>　　2） 甲醇-水汽液平衡組成</p><p>　　常壓下甲醇和水的氣液平衡表(t—x—y)</p><p>　　根據(jù)汽液平衡表,由內(nèi)插法求得</p><p>　　(5.31-0.1)/(5.31-0)=(92.9-)/(92.9-100)</p><p><b>　　塔釜溫度℃&

31、lt;/b></p><p>　　(100-99)/(100-87.41)=(64.7-)/(64.7-66.9)</p><p>　　塔頂溫度64.7361℃</p><p><b>　　進料溫度15.7℃</b></p><p><b>　　℃</b></p><p&g

32、t;　　3） 甲醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)</p><p>　　4） 甲醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)</p><p>　　5） 甲醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)</p><p>　　6）甲醇-水在各溫度下地比熱容（內(nèi)插法求得）</p><p>　　7）甲醇和水在各溫度下的汽化潛熱（內(nèi)插法求的）</p>&

33、lt;p><b>　　解：當T </b></p><p>　　當t=77.414℃</p><p><b>　　kJ/mol</b></p><p><b>　　解得：</b></p><p><b>　　回流比確定</b></p>&

34、lt;p>　　q=1.104，所以q線方程為 </p><p><b>　　平衡線方程為</b></p><p>　　聯(lián)立q線方程與平衡線方程得：</p><p>　　3.4 逐板法計算理論塔板數(shù)</p><p>　　精餾段操作線方程為：</p><p><b>　　提餾段：&l

35、t;/b></p><p><b>　　提餾段方程：</b></p><p><b>　　平衡線方程為：</b></p><p>　　由上而下逐板計算，自X0=0.99開始到Xi首次超過X=0.3321時止</p><p>　　操作線上的點 平衡線上的點<

36、;/p><p>　　1 （X0=0.99,Y1=0.99） (X1=0.95343, Y1=0.99)</p><p>　　2 （X1=0.95343,Y2=0.9702） （X2=0.8438,Y2=0.9702）</p><p>　　3 （X2=0.8438,Y3=0.9107） （X3=0.6786,Y

37、3=0.9107）</p><p>　　4 （X3=0.6786,Y4=0.821） （X4=0.4868,Y4=0.821）</p><p>　　5 （X4=0.4868,Y5=0.7168） （X5=0.3436,Y5=0.7168）</p><p>　　6 （X6=0.3436,Y7=0.6391） （X

38、6=0.2680,Y6=0.6391）</p><p>　　因為X5 時首次出現(xiàn) Xi <Xq 故第6塊理論版為加料版，精餾段共有6塊理論板。</p><p><b>　　提餾段理論板數(shù)</b></p><p>　　提餾段操作線方程：y=1.908x-0.000911</p><p>　　已知X5=0.2680,

39、由上而下計算，直到Xi 首次越過Xw=0.001時為止。</p><p>　　操作線上的點 平衡線上的點</p><p>　　7（X6=0.2680,Y7=0.5106） （X7=0.1775,Y7=0.5106）</p><p>　　8（X7=0.1775,Y7=0.33776） （X8=0.0

40、954,Y8=0.33776）</p><p>　　9（X8=0.0954,Y9=0.1811） （X9=0.0437,Y9=0.1811）</p><p>　　10（X9=0.0437,Y10=0.08255） （X10=0.01827,Y10=0.08255）</p><p>　　11（X10=0.01827,Y11=0.03

41、395） （X11=0.00721,Y11=0.03395）</p><p>　　12（X11=0.00721,Y12=0.01285） （X12=0.002686,Y12=0.01285）</p><p>　　13（X12=0.002686,Y13=0.004213） （X13=0.000874,Y13=0.004213）</p>&l

42、t;p>　　由于到X13首次出現(xiàn)Xi < X w ，故總理論板數(shù)不足13塊</p><p>　　∴總的理論板數(shù)NT=12+（X12-Xw）/（X12-X13）=12.93( 包括塔釜)</p><p>　　3.5 實際塔板數(shù)的確定</p><p>　　1）總板效率ET的計算</p><p>　　塔頂溫度64.7361℃ 塔釜溫

43、度℃ 進料溫度15.7℃</p><p><b>　　定性溫度 ℃</b></p><p>　　此溫度下組成為甲醇摩爾分率由內(nèi)插法求得X= 0.1818</p><p>　　當t=82.30℃ 時由內(nèi)插法求得α=6.151639</p><p><b>　　由奧克梅爾公式：</b></p&

44、gt;<p><b>　　2）實際塔板層數(shù)</b></p><p>　　∵算得ET=0.4111</p><p>　　其中： 精餾段：5/0.4111=12.12≈13塊</p><p>　　提餾段: 6.93/0.4111=16.8≈17塊</p><p>　　∴ 實際塔板數(shù)Np=精餾段板數(shù)+提餾段板數(shù)

45、+塔釜=31塊</p><p>　　4 塔徑塔板工藝尺寸的確定</p><p>　　4.1 各設計參數(shù)</p><p>　　4.1.1 操作壓力</p><p>　　塔頂壓強，∵△p≤0.64kPa ∴取每層踏板壓強△p=0.64kPa，</p><p>　　則進料板的壓力為： kPa</p>&l

46、t;p>　　塔底壓力為： kPa，</p><p>　　故精餾段平均操作壓力為：pm精 kPa</p><p>　　故提餾段平均操作壓力為：p提 kPa</p><p><b>　　4.1.2溫度</b></p><p>　　塔頂溫度=64.7361℃ 進料溫度=15.7℃ 塔釜溫度=99.866℃<

47、;/p><p>　　則精餾段的平均溫度：℃</p><p>　　提餾段的平均溫度：℃</p><p><b>　　塔平均溫度為：℃</b></p><p>　　3.平均摩爾質量計算</p><p>　　1）精餾塔的汽、液相負荷:</p><p>　　L=RD=1.188

48、5;96.7467=114.94kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(1.188+1)×96.7467=211.68 kmol/h</p><p>　　L’=L+F×q=114.94+320×1.104=467.44kmol/h</p><p>　　V’=V-（1-q）F=211.68-(1-1.188)×32

49、0=244.94kmol/h</p><p>　　2）塔頂平均分子量:</p><p>　　X1=0.95343, Y1=0.99</p><p>　　MVDM=0.99×32.04+(1-0.99)×18.0153=31.90g/mol</p><p>　　MLDM=0.95343×32.04+(1-0.953

50、43)×18.0153=31.387g/mol</p><p>　　3)加料板上一塊塔板平均摩爾質量：</p><p>　　X4=0.4868, Y4=0.821</p><p>　　MVFM =0.821×32.04+(1-0.821)×18.0153=29.53 g/mol</p><p>　　MLFM =0

51、.4868×32.04+(1-0.4868)×18.0153=24.843 g/mol</p><p>　　4）加料板平均分子量：</p><p>　　Xf=0.3 , yf=0.6745</p><p>　　MVFM=0.6745×32.04+(1-0.6745)×18.0153=27.475 g/mol</p>

52、<p>　　MLFM=0.3×32.04+(1-0.3)×18.0153=22.22g/mol</p><p>　　5）塔底平均分子量：xw=0.001, yw=0.00482</p><p>　　MVWM=0.00482×32.04+(1-0.00482)×18.0153=18.083g/mol</p><p&g

53、t;　　MLWM=0.001×32.04+(1-0.001)×18.0153=18.029g/mol</p><p>　　∴精餾段平均摩爾質量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2=(31.90+29.53)/2=30.715g/mol</p><p>　　MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(31.387+24.843)/

54、2= 28.115g/mol</p><p>　　提餾段平均摩爾質量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2=(27.475+18.083)/2=22.78g/mol</p><p>　　MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(22.22+18.029)/2=20.12g/mol</p><p><b>　　4.1

55、.4平均密度</b></p><p><b>　　1）氣相密度</b></p><p><b>　　液相密度</b></p><p>　　甲醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)</p><p>　　已知： 混合液密度: </p><p><b>　　X

56、F=0.3</b></p><p><b>　　XD=0.99</b></p><p><b>　　XW=0.001</b></p><p>　　4.1.5液體表面張力</p><p>　　甲醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)</p><p><b>

57、;　　tf=15.7℃</b></p><p><b>　　64.7361℃</b></p><p><b>　　99.866℃</b></p><p>　　精餾段液相平均表面張力：</p><p>　　提餾段液相平均表面張力：</p><p>　　4.1.6液體

58、的粘度</p><p>　　甲醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)</p><p>　　1) td=64.7361℃</p><p>　　0.3281mpa.s 0.4372mpa.s</p><p>　　2) tf=15.7℃</p><p>　　0.62709mpa.s 1.1199mpa.s </

59、p><p>　　3) tw=99.866℃</p><p>　　0.2283mpa.s 0.2842mpa.s</p><p>　　精餾段液相平均粘度：</p><p>　　提餾段液相平均粘度：</p><p>　　4.1.7液負荷計算</p><p><b>　　精餾段：</

60、b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　4.2. 塔徑塔板工藝尺寸的確定 </p><p><b>　　a.塔徑的計算</b></p><p>　　欲求塔徑應先求出u，而u＝安全系數(shù)×umax </p><p><b

61、>　　式中： </b></p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　取塔板間距，</b></p><p><b>　　板上液層高度，</b></p><p>　　塔板間距與塔徑的關系</p><p><

62、;b>　　那么分離空間： </b></p><p><b>　　功能參數(shù)：</b></p><p>　　從史密斯關聯(lián)圖查得：</p><p><b>　　由于</b></p><p><b>　　取安全系數(shù)=0.7</b></p><p&

63、gt;<b>　　則</b></p><p>　　取圓整得 D=1.2m</p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　空塔氣速：</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>&

64、lt;b>　　功能參數(shù)：</b></p><p>　　取塔板間距，板上液層高度，</p><p><b>　　那么分離空間:</b></p><p>　　從史密斯關聯(lián)圖查得：</p><p><b>　　取安全系數(shù)=0.7</b></p><p><b

65、>　　則</b></p><p><b>　　所以圓整取m</b></p><p><b>　　塔截面積： m2</b></p><p><b>　　空塔氣速：</b></p><p>　　4.2.1.2 溢流裝置的確定 </p><

66、p>　　選用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結構簡單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應用最廣的降液管是弓形降液管。</p><p><b>　　溢流堰長</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p&

67、gt;<p><b>　　根據(jù)塔徑=1.2m</b></p><p><b>　　溢流堰長 </b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　根據(jù)塔徑=1.2m</b></p><p><b>　　

68、溢流堰長 </b></p><p><b>　　2)出口堰高</b></p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度</p><p><b>　　液流收縮系數(shù)</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b&g

69、t;　　提流段:</b></p><p>　　3）弓形降液管寬度和面積</p><p><b>　　查圖知 </b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　WD=0.15×1.2=0.18m</p><p>　　驗算液體在降液

70、管內(nèi)停留時間 </p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　停留時間 故降液管尺寸可用。</p><p>　　4) 降液管底隙高度</p><p>　　降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以h0表示。降液管底隙高度應低于出口堰高度hw，(hw-ho)不應低于6mm才能保證降

71、液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次設計中取22mm。</p><p>　　hw-ho=39- 22 =17 mm> 6 mm </p><p>　　故降液管底隙高度設計合理。</p><p>　　4.2.1.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定 </p><p>　　1) 入口安定區(qū) 塔板上液流的上游部位有狹長的

72、不開孔區(qū)，叫入口安定區(qū)，其寬度為。此區(qū)域不開孔是為了防止因這部位液層較厚而造成傾向性液封，同時也防止氣泡竄入降液管。一般取=（50~100）mm,精餾段取=70mm,提鎦段取=70mm。</p><p>　　2） 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長的不開孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。這部分不開孔是為了減小因流進降液管的液體中含氣泡太多而增加液相在降液管內(nèi)排氣的困難。精餾段取

73、=70mm,提鎦段取=70mm。</p><p>　　3） 邊緣固定區(qū) 在塔板邊緣有寬度為WC的區(qū)域不開孔，這部分用于塔板固定。一般=（25~50）mm。精餾段取=40mm,提鎦段取=40mm。</p><p>　　4.2.1.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列</p><p>　　D精=D提=1200mm</p><p>　　所以查表得：塔板

74、分塊數(shù)（精餾）=塔板分塊數(shù)（提餾）=3</p><p><b>　　工藝要求：孔徑</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　取閥孔動能因子 =10</p><p><b>　　孔速</b></p><p><

75、b>　　浮閥孔數(shù) </b></p><p>　　取無效區(qū)寬度 =0.04m </p><p>　　安定區(qū)寬度 =0.07m </p><p><b>　　弓形降液管寬度 </b></p><p>　　開孔區(qū)面積 =0.7294m2</p><p>

76、;　　其中 R==0.56</p><p><b>　　x==0.35m</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排</p><p><b>　　圖如下：</b></p><p>　　經(jīng)過精確繪圖，得知，當t’=65mm時，閥孔數(shù)N實際=118個</p>

77、<p>　　按N=118重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：</p><p>　　孔速u0= VS/（π× 1/4 ×d2× N）=10.46 m/s</p><p>　　F0=uo×(ρV,M) 0.5=11.63</p><p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)。</p><p>

78、　　∴ 開孔率 </p><p>　　(∵5%<%<14%,∴符合要求)</p><p>　　故：t=75mm , t’=65mm, 閥孔數(shù)N實際=118個</p><p>　　∴則每層板上的開孔面積</p><p>　　AO =A a × φ = 0.7294×12.46 %=0.09089m2&l

79、t;/p><p><b>　　提留段：</b></p><p>　　取閥孔動能因子 </p><p><b>　　孔速</b></p><p><b>　　浮閥數(shù) </b></p><p>　　取無效區(qū)寬度 0.04m </p&

80、gt;<p>　　安定區(qū)寬度 0.07m</p><p><b>　　弓形降液管寬度 </b></p><p>　　開孔區(qū)面積 =0.7294m2</p><p>　　其中 0.56</p><p><b>　　0.35m</b></p>

81、<p>　　由圖可得實際浮閥孔數(shù)118塊</p><p><b>　　11.25</b></p><p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)</p><p>　　∴ 開孔率% </p><p>　　(∵5%<%<14%,∴符合要求)</p><p>　

82、　4.2.2 塔盤流體力學驗算</p><p><b>　　a.塔板壓降校核</b></p><p>　　4.2.2.1干板壓強降</p><p>　　浮閥由部分全開轉為全部全開時的臨界速度為U0,c</p><p>　　U0,c=（73.1/ρV,M）（1/1.825）=9.4m/s</p><p

83、><b>　　液層阻力</b></p><p><b>　　ε取0.45</b></p><p><b>　　液體表面張力</b></p><p>　　數(shù)值很小，設計時可以忽略不計</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降△P為</p><p>

84、　　4.2.2.2 降液管停留時間</p><p>　　液體在降液管內(nèi)停留時間</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　故降液管設計合理</b></p><p><b

85、>　　b. 液泛的校核</b></p><p>　　為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內(nèi)泡沫層高度。</p><p>　　即：Hd≤ψ（HT+hW）</p><p>　　Hd=hw+how+hd+hp+△</p><p>　　hd=0.2(LS/(lwho))2 甲醇-水屬于一般物系，ψ取0.4</p>

86、<p><b>　　對于浮閥塔△≈0</b></p><p>　　則Hd=hw+how+hd+hp+△=0.055+0.2(0.001079/(0.84×0.022))2+0.06045=0.1272m</p><p>　　ψ（HT+hW）=0.4(0.4+0.04694)=0.1788m</p><p>　　因0.127

87、2m<0.1788m， 故本設計中不會出現(xiàn)液泛</p><p>　　4.2.2.3 霧沫夾帶</p><p>　　綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應使霧沫夾帶量eV限制在10%以下，校核方法常為：控制泛點百分率F1的數(shù)值。所謂泛點率指設計負荷與泛點負荷之比的百分數(shù)。其經(jīng)驗值為大塔F1<80%-82%</p><p><b>　　精餾段：<

88、;/b></p><p>　　CF泛點負荷因素由 查表得 K=1.0</p><p>　　Ab=AT-2Af=1.131-20.1018=0.9074</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　CF泛點負荷因素由 查表得 K=1.0</p><p>　　A,b

89、=A,T-2A,f=1.131-20.1018=0.9074</p><p>　　故本設計中的霧沫夾帶量在允許范圍之內(nèi)。</p><p>　　∵對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。計算出的泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev<0.1kg液/kg(干氣)的要求。</p><p><b>　　e. 漏液驗算</b&g

90、t;</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　0.634m3/s<Vs’=1.6223 m3/s, 可見不會產(chǎn)生過量漏液。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　0.721m3/s<Vs’=1.6223 m3/s, 可見不會產(chǎn)生過量漏

91、液。</p><p>　　浮閥塔工藝設計計算結果</p><p>　　4.2.3 負荷性能圖</p><p>　　4.2.3.1 液相下限線</p><p>　　4.2.3.2 液相上限線</p><p>　　4.2.3.3 漏液線</p><p>　　4.2.3.4 溢流液泛線<

92、;/p><p>　　4.2.3.5 過量霧沫夾帶線</p><p>　　4.2.3.6 性能負荷圖</p><p><b>　　4.2.3.1 </b></p><p>　　4) 塔板負荷性能圖及操作彈性</p><p><b>　?、僖合嘞孪蘧€</b></p>

93、<p>　　因堰上液層厚度how’為最小值時，對應的液相流量為最小。</p><p>　　設how,小’=0.006m</p><p><b>　　a)精餾段：</b></p><p><b>　　LW=0.84</b></p><p><b>　　b)提餾段：</b&

94、gt;</p><p><b>　　LW=0.84</b></p><p><b>　?、谝合嗌舷蘧€</b></p><p>　　當停留時間取最小時，LS’為最大，求出上限液體流量LS’值（常數(shù)），在VS—LS圖上，液相負荷上限線為與氣體流量VS無關的豎直線。</p><p>　　以作為液體在降液管

95、中停留時間的下限，</p><p>　　因Af=0.1018m2 ， HT=0.4 ∵θ=AfHT/LS </p><p><b>　　a)精餾段：</b></p><p>　　則LS,大=0.1018×0.4 / 5=0.008144m3/s</p><p><b>　　b)提餾段：</b&g

96、t;</p><p>　　則LS,大’=0.1018×0.4 / 5=0.008144m3/s</p><p><b>　?、勐┮壕€</b></p><p><b>　　a)精餾段：</b></p><p><b>　　b)提餾段：</b></p>&l

97、t;p>　　據(jù)此可作出與液體流量無關的水平漏液線。</p><p><b>　?、莒F沫夾帶線</b></p><p>　　a）精餾段：CF泛點負荷因素由 查表得 K=1.0</p><p>　　Ab=AT-2Af=1.131-20.1018=0.9074</p><p>　　根據(jù)經(jīng)驗值，因該塔徑1.2m 控制其

98、泛點率為80%</p><p><b>　　代入上式</b></p><p>　　K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF=0.105</p><p>　　代入計算式，整理可得：</p><p><b>　　b)提餾段：</b></p><p>　　CF泛點負荷

99、因素由 查表得 K=1.0</p><p>　　根據(jù)經(jīng)驗值，因該塔徑1.2m 控制其泛點率為80%</p><p><b>　　代入上式</b></p><p>　　∵lL=D-2Wd=1.2-20.18=0.84</p><p>　　A,b=A,T-2A,f=1.131-20.1018=0.9074</p&g

100、t;<p>　　K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF=0.097</p><p>　　代入計算式，整理可得：</p><p>　　由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，依式算出相應的VS值列于下表中。</p><p>　　由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個LS’值，依式算出相應的VS’值列于下表中。&l

101、t;/p><p><b>　?、菀悍壕€</b></p><p>　　為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內(nèi)泡沫層高度。</p><p><b>　　聯(lián)立以下三式：</b></p><p>　　由上式確定液泛線。忽略式中項，將以下五式代入上式，</p><p><b>

102、;　　得到：</b></p><p>　　因物系一定，塔板結構尺寸一定，則、、、、、、及φ等均為定值，而與又有如下關系，即： </p><p>　　式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化成與的如下關系式：</p><p><b>　　其中 ：</b></p><p>&l

103、t;b>　　帶入數(shù)據(jù)：</b></p><p><b>　　由得</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　?、薏僮髫摵删€</b></p>

104、<p>　　由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。</p><p>　　根據(jù)生產(chǎn)任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點P’(0.00173,0.9312)在正常的操作范圍內(nèi)。過圓點連接OP’作出操作線.</p><p>　　由塔板負荷性能圖可以看出：</p><p>　?。?）在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點P’（設計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。&l

105、t;/p><p>　?。?）塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　?。?）操作彈性Vmax=2.73, Vmin=0.45075</p><p>　　操作彈性=Vmax/ Vmin =2.73/0.45075=6.0566>3</p><p><b>　　∴此設計符合要求。</b>

106、;</p><p>　　5 輔助設備的設計</p><p>　　5.1 塔頂全凝器的計算及選型</p><p>　　(1)全凝器的選擇：（列管式全凝器）</p><p>　　全凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在全凝器和泵之間需設回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。</p><p>

107、　　(2)全凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量</p><p>　　甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式</p><p>　?、伲状?水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)</p><p><b>　　64.7361℃</b></p><p><b>　　冷凝蒸汽量：</b></p><p>

108、　　由于甲醇摩爾分數(shù)為0.99,所以可以忽略水的冷凝熱,r=1100.18KJ/kg </p><p>　?、冢淠紲貫?0℃，取全凝器出口水溫為42℃，在平均溫度</p><p>　　物性數(shù)據(jù)如下（甲醇在膜溫40.3℃下，水在平均溫度36℃下）</p><p>　　③a. 設備的熱參數(shù)：</p><p><b>　　b．水

109、的流量：</b></p><p><b>　　c．平均溫度差：</b></p><p>　　根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”取K=2000W/(m2.℃)</p><p>　　傳熱面積的估計值為：</p><p>　　安全系數(shù)取1.2 換熱面積A=1.2×36.44=43.732m2</p>

110、<p>　　管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s</p><p><b>　　管數(shù)：個</b></p><p><b>　　管長：</b></p><p><b>　　取管心距</b></p><p>　　殼體直徑取600mm</p>

111、<p>　　折流板：采用弓形折流板</p><p>　　取折流板間距B=200mm</p><p>　　由上面計算數(shù)據(jù)，選型如下：</p><p>　　核算管程、殼程的流速及Re:</p><p><b>　?。ㄒ唬┕艹?lt;/b></p><p><b>　　流通截面積：<

112、/b></p><p><b>　　管內(nèi)水的流速</b></p><p><b>　?。ǘこ?lt;/b></p><p>　　流通截面積： 取=13</p><p><b>　　殼內(nèi)甲醇-水流速 </b></p><p><b>　　當量

113、直徑 </b></p><p>　　8.1.2計算流體阻力</p><p><b>　　1 管程流體阻力</b></p><p>　　設管壁粗糙度ε為0.1mm，則ε/d=0.005,</p><p>　　查得摩擦系數(shù)λ=0.0335</p><p>　　取污垢校正系數(shù)F=1.0&l

114、t;/p><p><b>　　符合一般要求</b></p><p>　　2 殼程流體阻力</p><p>　　Re=1364.4>500，故</p><p>　　管子排列為正三角形排列，取F=0.5</p><p><b>　　擋板數(shù) 塊 </b></p>

115、<p><b>　　代入得 </b></p><p>　　取污垢校正系數(shù)F=1.0</p><p>　　=8376.9Pa<10kPa</p><p>　　故管殼程壓力損失均符合要求</p><p>　　3 管程對流給熱系數(shù)</p><p>　　膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管&

116、lt;/p><p>　　=2.749×104</p><p><b>　　殼程對流給熱系數(shù)</b></p><p><b>　　Re=1364.4</b></p><p>　　Pr0== </p><p><b>　　=0.36</b&

117、gt;</p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　計算傳熱系數(shù)</b></p><p>　　取污垢熱阻 RS0.15m℃/kW RS=0.58 m℃/kW</p><p>　　以管外面積為基準 則K==2.357kW/(m2.℃)</p><p>

118、;　　計算傳熱面積 A=m2</p><p>　　所選換熱器實際面積為</p><p>　　A=n=13.3m2</p><p><b>　　裕度</b></p><p><b>　　所選換熱器合適</b></p><p>　　5.2 塔底再沸器面積的計算及選型</

119、p><p>　　(1)再沸器的選擇：列管式蒸發(fā)器</p><p>　　對直徑較大的塔，一般將再沸器置于塔外。其管束可抽出，為保證管束浸于沸騰器液中，管束末端設溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區(qū)。其液面以上空間為氣液分離空間。</p><p><b>　　換熱面積</b></p><p><b>　　換熱量為 <

120、/b></p><p>　　考慮到5%的熱損失后 </p><p><b>　　傳熱面積： A=</b></p><p>　　蒸汽溫度為120℃，冷液進口溫度為99.866℃，出口溫度為99.592℃</p><p><b>　　則 ℃</b></p><p>　　取

121、傳熱系數(shù)K=1000W/（m2.K）</p><p><b>　　∴ </b></p><p>　　5.3 其他輔助設備的計算及選型</p><p>　　5.3.1 進料管</p><p>　　進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T型進料管。本設計采用直管進料管。</p><p&g

122、t;<b>　　管徑的計算</b></p><p><b>　　，取，</b></p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格Φ42×3mm</p><p>　　5.3.2 回流管</p><p><b>　　回流液體積流量</b></p><

123、p>　　利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：Φ50mm3mm</p><p><b>　　實際管內(nèi)流速：</b></p><p>　　5.3.3 塔釜出料管</p><p><b>　　釜殘液的體積流量：</b></p>

124、;<p>　　=0.001338m3/s</p><p>　　取適宜的輸送速度uw=0.785m/s則</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：Φ42mm2mm</p><p><b>　　實際管內(nèi)流速：</b></p><p>　　5.3.4 再沸器蒸汽進口管</p><p

125、>　　設蒸汽流速為20m/s,</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：Φ325mm12.5mm</p><p><b>　　實際管內(nèi)流速：</b></p><p>　　5.3.5 冷凝水管</p><p>　　冷凝水進口溫度為30℃，水的物性數(shù)據(jù)：</p><p><b&

126、gt;　　水的物性數(shù)據(jù)：</b></p><p>　　ρ=995.7kg/m3,μ=0.8012,=4.174kJ/(kg.K) </p><p>　　冷凝水質量流率，取流速為1.6m/s</p><p><b>　　管徑</b></p><p>　　選取 Φ180×4.5mm熱軋無縫鋼管</

127、p><p><b>　　實際流速為</b></p><p>　　5.3.6 冷凝水泵</p><p><b>　　雷諾數(shù)</b></p><p>　　取ε=0.01，，查圖摩擦系數(shù)λ=0.031</p><p>　　各管件及閥門阻力系數(shù)如下:</p><p&

128、gt;<b>　　設管長為50米,</b></p><p>　　塔有效高度加裙座加全凝器高度取Ho=20m</p><p><b>　　揚程取33m</b></p><p><b>　　流量</b></p><p>　　選擇IS150-125-315型離心泵,參數(shù)為</p

129、><p>　　流量V=200,揚程H=34m,轉速,</p><p><b>　　泵效率,軸功率</b></p><p>　　5.3.7 進料泵</p><p>　　塔總高（不包括群座）由下式?jīng)Q定</p><p>　　式中 H—塔高，m；--塔頂空間，m；--塔板間距，m；</p>

130、<p>　　--開有人孔的塔板間距，m；--進料段高度，m；</p><p>　　--塔底空間，m；--實際塔板數(shù)，m；</p><p>　　--人孔數(shù)（不包括塔頂空間與塔底空間的人孔數(shù)）。</p><p>　　所以取1.5m ， =31塊 ，=0.4m ，=0.35m , =0.8m，每7塊取一個人孔，則=4個。</p><p>

131、　　的計算，塔釡料液最好能在塔底有3~5分鐘的存儲，所以取5分鐘來計算。</p><p>　　因為 =0.00209×300=0.627m3</p><p><b>　　∴=0.555m</b></p><p>　　則=1.5+(31-2-4)×0.4+4×0.35+0.8+0.555=14.255m</p&

132、gt;<p>　　裙座高度取5m，所以總高度為 19.255m。</p><p>　　F=250kmol/h=2.161kg/s=9.08m3/h</p><p>　　料液罐的壓強為常壓1atm，加料板的壓強為110925Pa</p><p>　　進料口的高度為12.13m ，進料段的表壓為1.0947atm，管路阻力</p><p

133、>　　管路的高度為 12.13+1.0947×10+=23.077+,所以要選一個適合這個流量和高度的泵，查型離心泵性能表 </p><p>　　從各個方面考慮下來，IS65-40-315比較適合作進料泵，其有關參數(shù)為：</p><p><b>　　使用重力回流。</b></p><p><b>　　6 感想與致謝

134、</b></p><p>　　6.1 體會&小結</p><p>　　進行了整整兩周的化工原理課程設計終于告一段落，對我自己而言兩周的辛勤勞動是收獲頗豐的。</p><p>　　對化工設計有了比較深刻的認識，在平常的化工原理課程學習中總是只針對局部進行了計算，而對參數(shù)之間的相互關聯(lián)缺乏認識。平常的學習總會有題設的條件，省去了我們很多勞動，但在設

135、計中大量用到了物性數(shù)據(jù)是我們需要自己去查取的。我學會了去互聯(lián)網(wǎng)上查取這些數(shù)據(jù)，如在中科院過程工程研究所的數(shù)據(jù)庫中就有許多我們所需要的數(shù)據(jù)。</p><p>　　設計中我學會了離開老師進行自主學習，參看多本指導書，還查閱了一些超星圖書館中的資料。這樣的設計讓我從中獲得了一些自信，覺得專業(yè)還是學了不少東西的，至少學會了一種研究的方法，將來工作中或學習遇到了什么困難或從未接觸過的領域，我也不再會感到畏懼。因為我已經(jīng)有了

136、一定的自主研究的能力，我能通過自學慢慢的將問題化解。</p><p>　　設計幫助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用電腦上網(wǎng)，進行些娛樂活動，真正這些實用的軟件卻觸碰的很少，雖然以前有學過但隔的時間也比較久了，大多都淡忘了。</p><p>　　設計教會了我耐心，很多地方都是需要先假設數(shù)據(jù)，再驗算，不符合時再調整數(shù)據(jù)重新進行驗算。很多地方我都不得不重復的算上好幾遍