甲醇和水的浮閥塔課程設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計(jì)</b></p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　一 設(shè)計(jì)任務(wù)1。</b></p><p>　　1.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)1。</p><p><b>　　2.

2、工藝條件1。</b></p><p><b>　　二 設(shè)計(jì)內(nèi)容1。</b></p><p>　　1.確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖（見(jiàn)附圖）。1。</p><p>　　2.工藝參數(shù)的確定1。</p><p>　　2.1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1。</p><p>　　2.2全塔的物料衡算

3、3。</p><p>　　2.3塔板數(shù)的確定5。</p><p>　　2.4實(shí)際塔板數(shù)的確定6。</p><p>　　2.5精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算7。</p><p>　　3.主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算10。</p><p>　　3.1塔徑計(jì)算10。</p><p>　　3.

4、2板間距12。</p><p>　　3.3精餾塔有效高度的計(jì)算13。</p><p>　　3.4 溢流裝置計(jì)算13。</p><p>　　3.5 塔盤(pán)布置16。</p><p>　　4.流體力學(xué)計(jì)算19。</p><p>　　4.1流體力學(xué)驗(yàn)算19。</p><p>　　4.2 塔板

5、操作負(fù)荷性能圖21。</p><p>　　5 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型23。</p><p>　　5.1塔頂全凝器的計(jì)算及選型23。</p><p>　　5.2接管尺寸的計(jì)算28。</p><p>　　5.3進(jìn)料管線管徑29。</p><p>　　5.4進(jìn)料泵的選擇30。</p><

6、p>　　三 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表31。</p><p>　　四 主要符號(hào)31。</p><p>　　五 參考文獻(xiàn)33。</p><p><b>　　一 設(shè)計(jì)任務(wù)</b></p><p>　　1. 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)</p><p><b>

7、;　　2. 工藝條件</b></p><p>　　生產(chǎn)能力：31200噸/年（料液）</p><p><b>　　年工作日：300天</b></p><p>　　原料組成：50%甲醇，50%水（質(zhì)量分率，下同）</p><p>　　產(chǎn)品組成：餾出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇</p><

8、p>　　操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓 </p><p><b>　　進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)</b></p><p><b>　　進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)</b></p><p>　　加熱方式：直接蒸汽加熱</p><p><b>　　回流比： 自選</b></p><p&

9、gt;<b>　　二 設(shè)計(jì)內(nèi)容</b></p><p>　　確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖、塔器設(shè)備圖（見(jiàn)附圖）。</p><p><b>　　工藝參數(shù)的確定</b></p><p><b>　　2.1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b></p><p><b>　　表1-1</

10、b></p><p>　　表1-2 常壓下甲醇和水的氣液平衡表(t—x—y)</p><p>　　表1-3 不同溫度下甲醇和水的密度</p><p>　　表1-4 查圖整理得甲醇-水粘度</p><p>　　表1-5 查圖整理得甲醇-水表面張力 </p><p>　　2.2全塔的物料衡算 2.2.1物料衡算

11、 已知： </p><p>　　甲醇的摩爾質(zhì)量 =32.040 Kg/kmol</p><p>　　水的摩爾質(zhì)量 =18.02 Kg/kmol</p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　M=0.36032.040+（1-0.360）18.020=23.067 kg/kmol

12、</p><p>　　M= 0.96532.040+ (1-0.965) 18.020=31.549 kg/kmol</p><p>　　M=0.0045232.040+（1-0.00452）18.020=18.083 kg/kmol</p><p><b>　　kmol/h</b></p><p><b>　

13、　全塔物料衡算：</b></p><p><b>　　q=1</b></p><p><b>　　,</b></p><p>　　2.2.2根據(jù)氣液平衡表（x-y-t表）利用內(nèi)插法求塔頂溫度，，塔釜溫度，進(jìn)料溫度tF a塔頂溫度， </p><p>　　可得： =65.31 &

14、lt;/p><p>　　可得： =61.62 b.塔釜溫度</p><p>　　可得：tw=99.40</p><p><b>　　c.進(jìn)料溫度tF </b></p><p>　　可得：tF=76.01</p><p>　　2.2.3回流比確定 由表1的數(shù)據(jù)繪制x-y圖（略） 由圖（

15、圖略）可知進(jìn)料平衡曲線為不正常平衡曲線，為減小誤差，用作圖法求最小回流比。 由點(diǎn)a(,)向平衡線作切線，交軸于b(0,0.6)，即精餾段操作線截距/(R+1)=0.6，所以=0.6083。</p><p>　　操作回流比可取為最小回流比的1.1~2.0倍，所以取 R=2 =1.2166</p><p><b>　　2.3塔板數(shù)的確定</b></p>&l

16、t;p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　提留段操作方程：</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　根據(jù)甲醇—水氣液平衡組成表和相對(duì)揮發(fā)度公式<

17、;/p><p><b>　　， </b></p><p>　　求得：算得相對(duì)揮發(fā)度α=4.83</p><p>　　平衡線方程為：y==4.83x/(1+3.83x) x=y/(α-(α-1)y)</p><p>　　由上而下逐板計(jì)算，自X0=0.965開(kāi)始到Xi首次超過(guò)Xq =0.36時(shí)止</p><

18、;p>　　操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)</p><p>　?。╔0=0.965,Y1=0.965） (X1=0.851, Y1=0.965)</p><p>　　（X1=0.851,Y2=0.902） （X2=0.656,Y2=0.902）</p><p>　?。╔2=0.656,Y

19、3=0.795） （X3=0.446,Y1=0.795）</p><p>　?。╔3=0.446,Y4=0.680） （X4=0.305,Y4=0.680）</p><p>　　因?yàn)閄4 時(shí)首次出現(xiàn) Xi <Xq 故第4塊理論版為加料版，精餾段共有3塊理論板。</p><p><b>　　提餾段理論板數(shù).&

20、lt;/b></p><p>　　已知X4=0.305, 由上而下計(jì)算，直到Xi 首次越過(guò)Xw=0.00452時(shí)為止。</p><p>　　操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)</p><p>　　（X4=0.305,Y5=0.535） （X5=0.193,Y5=0.535）</p><p>

21、　　（X5=0.193,Y6=0.335） （X6=0.094,Y6=0.335）</p><p>　?。╔6=0.094,Y7=0.160） （X7=0.038,Y7=0.160）</p><p>　?。╔7=0.038,Y8=0.060） （X8=0.013,Y8=0.060）</p><p>　

22、?。?X8=0.013,Y9=0.015） （X9=0.00316,Y9=0.015）</p><p>　　由于到X9首次出現(xiàn)Xi < X w ，故總理論板數(shù)不足9塊</p><p>　　總的理論板數(shù)NT=8+（X8-Xw）/（X8-X9）=8.862( 包括再沸器)</p><p>　　2.4實(shí)際板數(shù)的確定</p><

23、p>　　實(shí)際塔板數(shù)Np=NT/ ET</p><p>　　2.4.1總板效率ET的計(jì)算</p><p>　　根據(jù)汽液平衡表,由內(nèi)插法求得塔頂溫度tLD,tVD,塔釜溫度tw</p><p>　　tD=(tLD+tVD)/2=(65.31+61.62)/2=63.465℃</p><p>　　平均溫度=(tD+tw)/2=(63.465+

24、99.40)/2=81.4325℃</p><p>　　又由奧克梅爾公式：ET=0.49(αμL)-0.245,其中α=6.15,μL=0.342mPa·s,代入上式得:</p><p><b>　　ET=0.4084</b></p><p>　　2.4.2實(shí)際塔板層數(shù)</p><p>　　∵算得ET=0.40

25、84</p><p>　　∴ 實(shí)際塔板數(shù)Np=NT/ET=8.862/0.4084=21.699塊=22塊</p><p>　　其中： 精餾段：3/0.4084=7.346≈8塊</p><p>　　提餾段: 5.862/0.4084=14.354≈15塊</p><p>　　提餾段不算塔釜：15-1=14塊</p><

26、p>　　2.5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　2.5.1操作壓力 </p><p>　　塔頂壓強(qiáng)：PD=100 kpa </p><p>　　取每層塔板壓降:ΔP=0.7 kpa</p><p>　　則 進(jìn)料板壓力: </p><p><b>　　塔釜 壓力: <

27、/b></p><p>　　則 精餾段的平均操作壓強(qiáng): </p><p>　　提餾段的平均操作壓強(qiáng): </p><p><b>　　2.5.2操作溫度</b></p><p>　　由于甲醇水溶液屬于雙組分理想溶液，因此可通過(guò)雙組分理想溶液的汽—液相平衡圖查取 </p><p><

28、b>　　塔頂溫度 </b></p><p><b>　　進(jìn)料板溫度 </b></p><p>　　塔釜溫度 </p><p>　　精餾段平均溫度 tm=(63.465+76.01)/2=69.74</p><p>　　提留段平均溫度 tm’=(76.01+99.4)/2=8

29、7.71</p><p>　　2.5.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　由， </p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　塔釜平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　由y1’=0.00005 x1

30、’=0.00452</p><p>　　M’VWm=0.00005×32.04+(1-0.00005)×18.02=18.02kg/kmol</p><p>　　M’LWm=0.00452×32.04+(1-0.00452)×18.02=18.08kg/kmol</p><p><b>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量<

31、/b></p><p><b>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　M’Vm=(26.89+18.02)/2=22.46kg/kmol</p><p>　　M’Lm=(23.07+18.08)/2=20.58kg/kmol</p><p>　　2.5.4平均密度計(jì)算</p><p

32、>　　精餾段平均密度的計(jì)算</p><p>　　2.5.4.1氣相平均密度計(jì)算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即</p><p>　　2.5.4.2液相平均密度計(jì)算</p><p>　　液相平均密度依下式計(jì)算，即</p><p>　　塔頂液相平均密度的計(jì)算</p><p>&

33、lt;b>　　由，查手冊(cè)[2]得</b></p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算</p><p><b>　　由，查手冊(cè)得</b></p><p>　　精餾段液相平均密度為</p><p>　　提餾段平均密度的計(jì)算</p><p>　　2.5.4.3氣相平均密度計(jì)算<

34、/p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程得</p><p>　　2.5.4.4液相平均密度計(jì)算</p><p>　　tw=99.4℃時(shí) </p><p>　　ρA＝704.54kg/m3 ρB=958.42kg/m3</p><p><b>　　提餾段平均密度</b></p

35、><p>　　ρ’Lm=(867.0 +958.14)/2=912.57kg/m3</p><p>　　2.5.5液體平均表面張力的計(jì)算</p><p>　　液相平均表面張力依下式計(jì)算，即</p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計(jì)算</p><p><b>　　由，查手冊(cè)[2]得</b></

36、p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算</p><p><b>　　由，查手冊(cè)[2]得</b></p><p>　　塔底液相平均表面張力的計(jì)算 </p><p>　　由tW=99.4℃查表4得</p><p>　　σA= 12.87N/m σB=59.90mN/m</p

37、><p>　　σLWm=0.008×12.87+0.992×59.90=59.52mN/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力為</p><p>　　提餾段液相平均表面張力</p><p>　　σ’Lm=(46.10 +59.52)/2=52.81mN/m</p><p>　　2.5.6平均粘度

38、計(jì)算</p><p>　　塔頂物料黏度：用內(nèi)插法求得，</p><p>　　查手冊(cè)[2]得 </p><p><b>　　求得 </b></p><p>　　液體平均粘度進(jìn)料黏度：用內(nèi)插法求得</p><p>　　查手冊(cè)[2]得 </p><p><b>

39、　　求得</b></p><p>　　塔釜物料黏度：用內(nèi)插法求得，</p><p><b>　　查手冊(cè)得 </b></p><p><b>　　求得</b></p><p>　　精餾段液相平均黏度：</p><p>　　提餾段液相平均黏度：</p>

40、<p>　　主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算</p><p><b>　　3.1 塔徑計(jì)算</b></p><p>　　3.1.1精餾段塔徑的計(jì)算</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為 </p><p>　　由 式中

41、的C由式計(jì)算，其中由 </p><p>　　取板間距，板上液層高度，則</p><p>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖[3]得=0.070</p><p>　　又 液體的表面張力 </p><p><b>　　u max </b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為</p>

42、;<p><b>　　u</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=1.0m</p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為</b></p><p><b>　　u實(shí)際</b><

43、/p><p>　　u實(shí)際/ umax=1.52/2.054=0.74<0.8(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計(jì)要求)</p><p>　　3.1.2提餾段塔徑的計(jì)算</p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為</p><p><b>　　V’S=</b></p><p><b>　

44、　L’S=</b></p><p>　　史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為 </p><p>　　由式中的C由式計(jì)算，其中由 </p><p><b>　　3.2 板間距</b></p><p>　　取板間距，HT=0.40m，板上清液層高度</p><p>　　hL=0.06m，則H

45、T-hL=0.34 m</p><p>　　由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 C20=0.070</p><p>　　氣體負(fù)荷因子　　 </p><p><b>　　s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 u=0.8umax=0.8×2.95=2.36m/s</p>&

46、lt;p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.0m</p><p>　　塔截面積為At=3.14×1×1=0.785 m2</p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為</b></p><p>　　u/umax=1.599/2.95=0.542<0.8(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計(jì)要求)</p><

47、;p>　　3.3精餾塔有效高度的計(jì)算</p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p><b>　　提餾段有效高度為</b></p><p>　　在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為：0.8m</p><p>　　故精餾塔的有效高度為</p><p>　　

48、3.4 溢流裝置計(jì)算</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　因塔徑D＝1.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：</p><p><b>　　堰長(zhǎng)</b></p><p><b>　　取</b></p><p&

49、gt;<b>　　溢流堰高度</b></p><p><b>　　由</b></p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度由式</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　取板上清液層高度</b></p>

50、<p><b>　　故 </b></p><p>　　弓形降液管寬度和截面積</p><p><b>　　由 /D=0.60</b></p><p>　　查弓形降液管的參數(shù)圖[3]，得</p><p><b>　　故 </b></p><p&

51、gt;　　依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理。</b></p><p><b>　　降液管底隙高度</b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　則 >0.02</b&g

52、t;</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　選用凹形受液盤(pán)，深度。</p><p><b>　　因塔徑D=1m，</b></p><p>　　所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)（同精餾段）。各項(xiàng)計(jì)算如下：</p><p>　　3.4.1 堰長(zhǎng)lw</p&

53、gt;<p>　　可取lw=0.6/D=0.6m</p><p>　　3.4.2 溢流堰高度hw</p><p>　　由hw=hL－h(huán)ow可選取平直堰，堰上層液高度how由下列公式計(jì)算，即有</p><p>　　取板上清液層高度hL=0.06 m</p><p>　　故 hw=0.06-0.0149=0.0451 m</p

54、><p>　　3.4.3 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即</p><p>　　驗(yàn)證結(jié)果為降液管設(shè)計(jì)符合要求。</p><p>　　3.4.4降液管底隙高度ho</p><p>

55、　　取 uo'=0.16m </p><p><b>　　則 </b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理</p><p>　　選用凹形受液盤(pán)，深度h’w=50mm。</p><p><b>　　3.5 塔盤(pán)布置</b></p><p><b>

56、;　　精餾段</b></p><p>　　3.5.1塔板的分塊</p><p>　　因，故塔板采用分塊板。查塔板分塊表得，塔板分為3塊。</p><p>　　3.5.2邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　取 Ws=0.05m Wc=0.035m</p><p>　　3.5.3開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算<

57、/p><p><b>　　開(kāi)孔區(qū)面積按式計(jì)算</b></p><p><b>　　其中 </b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　3.5.4浮閥計(jì)算及排列</p><p>　　甲醇-水對(duì)設(shè)備無(wú)腐蝕性，可選用的碳鋼板，在

58、塔板上按等腰三角形錯(cuò)排排列浮閥，并取塔板上液體進(jìn)出口安定區(qū)寬度和均為60mm邊緣區(qū)寬度為為35mm， 取 浮閥直徑</p><p>　　選取F1型浮閥，重型，其閥孔直徑 d0=0.039m初取孔動(dòng)能因子</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　取閥孔動(dòng)能因子,則孔速，即</p><p><

59、;b>　　=m/s</b></p><p>　　=1.04kg/m3故閥孔氣速u(mài)0=9.81m/s，求每層塔板上的浮閥數(shù)，即</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t’,即</p><p><b>　　t’==</b></p><

60、;p><b>　　塔板上浮閥開(kāi)孔率：</b></p><p>　　考慮到塔的直徑比較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積因此排間距不宜 采用80mm，而應(yīng)小于此值，故取t’=65mm.</p><p>　　按t=75mm,t’=65mm以等腰三角形叉排方式作圖，示意圖如下：</p><p>　　因 D>

61、;800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為3塊，采用等腰三角形叉排。 浮閥塔篩孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列。</p><p>　　3.5.4.1閥孔的排列：</p><p>　　第一排閥孔中心距t為75mm，各排閥孔中心線間的距離t’可取65mm,80mm,100mm. </p><p>　　經(jīng)過(guò)精確繪圖，得知，當(dāng)t’=65mm時(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)

62、際=98個(gè)</p><p>　　按N=85重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：</p><p>　　孔速u(mài)0= VS/（π× 1/4 ×d2× N）=10.2m/s，=10.4</p><p>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)。</p><p>　　3.5.4.2開(kāi)孔率φ</p><p&g

63、t;　　空塔氣速u(mài)= VS / AT = 1.516 m/s ,φ=u / uo =1.516/ 10.2=14.86%</p><p>　　5%<14.86%<15%,符合要求，故：t=75mm , t’=65mm, 閥孔數(shù)N實(shí)際=98個(gè)</p><p>　　則每層板上的開(kāi)孔面積，AO =A a × φ = 0.537×14.86 %=0.080m2<

64、;/p><p>　　3.5.5塔板的分塊</p><p>　　因?yàn)镈≥ 800mm，所以選擇采用分塊式，查表⑷可得，塔板可分為3塊。</p><p>　　3.5.6邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　取破沫區(qū)寬度Ws=W’s= 0.05m, 邊緣區(qū)寬度Wc=0.035m</p><p>　　3.5.7開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算

65、</p><p><b>　　開(kāi)孔區(qū)面積按式計(jì)算</b></p><p><b>　　其中 </b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　3.5.8浮閥計(jì)算及排列</p><p><b>　　提餾段：<

66、/b></p><p>　　=0.758kg/m3</p><p>　　=m/s，故閥孔氣速u(mài)0=11.49m/s故閥孔個(gè)數(shù)：</p><p><b>　　提留段</b></p><p>　　經(jīng)過(guò)精確繪圖，得知，當(dāng)t’=65mm時(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)際=88個(gè)</p><p>　　按N=88重新核算

67、孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：</p><p>　　孔速u(mài)0= VS/（π× 1/4 ×d2× N）=11.94 m/s，=10.4</p><p>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)。</p><p>　　3.5.8.1開(kāi)孔率φ</p><p>　　空塔氣速u(mài)= VS / AT = 1.599 m/s ，φ=u

68、 / uo =1.599/ 11.94=13.4%</p><p>　　5%<13.4%<15%,符合要求</p><p>　　故：t=75mm , t’=65mm, 閥孔數(shù)N實(shí)際=88個(gè)</p><p>　　則每層板上的開(kāi)孔面積，AO =A a × φ = 0.537×13.4 %=0.072m2</p><p&

69、gt;<b>　　4 流體力學(xué)計(jì)算</b></p><p><b>　　4.1流體力學(xué)驗(yàn)算</b></p><p>　　精餾段（以精餾段為例，提留段略）</p><p>　　4.1.1氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p><b>　　由； </b></p&

70、gt;<p>　　4.1.1.1干板阻力=m/s</p><p><b>　　因?yàn)?，?lt;/b></p><p>　　4.1.1.2板上充氣液層阻力 取，</p><p>　　4.1.1.3液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋?lt;/p><p>

71、;<b>　　4.1.2 淹塔</b></p><p>　　為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，即 </p><p>　　4.1.2.1單層氣體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?</p><p>　　4.1.2.2液體通過(guò)降液管的壓頭損失：==0.000552m</p><p&g

72、t;　　4.1.2.3板上液層高度：，則m </p><p>　　取，已選定， hw=0.0519m</p><p>　　則?？梢?jiàn)，所以符合防止淹塔的要求。</p><p><b>　　4.1.3霧沫夾帶</b></p><p>　　泛點(diǎn)率 </p><p>　　泛點(diǎn)率

73、 </p><p>　　板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度： ZL=D-2Wd=1-20.138=0.724</p><p>　　板上液流面積： Ab=AT-2Af=0.785-20.0526=0.6798 </p><p>　　式中: lL——板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度，m; Ab——板上液流面積，m2 ；</p><p>　　查物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖&l

74、t;/p><p><b>　　泛點(diǎn)率=0.68</b></p><p>　　泛點(diǎn)率=0.79 </p><p>　　對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。計(jì)算出的泛點(diǎn)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>　　4.2塔板操作負(fù)荷

75、性能圖</p><p>　　4.2.1霧沫夾帶線</p><p><b>　　泛點(diǎn)率</b></p><p>　　據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率計(jì)算：</p><p><b>　　0.8</b></p><p><b>　　整理得：</b>

76、</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(gè)值，算出（見(jiàn)表2）。</p><p>　　表 2 霧沫夾帶數(shù)值</p><p><b>　　4.2.2液泛線</b></p><p>　　由此確定液泛線，忽略式中</p><p><b>　　而</b>&

77、lt;/p><p><b>　　整理得： </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè)值，算出相應(yīng)的值（見(jiàn)表 3）：</p><p><b>　　表 3 液泛線數(shù)據(jù)</b></p><p>　　4.2.3液相負(fù)荷上限</p><p>　　液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留

78、時(shí)間不低于，液體降液管內(nèi)停留時(shí)間，以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限， 則： m/s</p><p><b>　　4.2.4漏液線</b></p><p>　　對(duì)于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。</p><p>　　4.2.5液相負(fù)荷下限線</p><p>　　取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷

79、下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。</p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　由以上作出塔板負(fù)荷性能圖，由圖 4 看出：</p><p>　　圖 4 塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　(1)在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；</p><p>

80、;　　(2)塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制；</p><p>　　(3)按固定的液氣比，由圖可查出：</p><p>　　塔板的氣相負(fù)荷上限</p><p><b>　　氣相負(fù)荷下限</b></p><p><b>　　所以：操作彈性</b></p>&l

81、t;p>　　5 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型</p><p>　　5.1 塔頂全凝器的計(jì)算及選型</p><p>　　5.1.1 冷凝器的選擇：（列管式冷凝器）</p><p>　　按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強(qiáng)制循環(huán)式。</p><p>　　5.1.1.1整體式</p><p>　　如圖a，b所

82、示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優(yōu)點(diǎn)是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門(mén)、流量計(jì)來(lái)調(diào)節(jié)時(shí)，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過(guò)高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場(chǎng)合。</p><p>　　5.1.1.2自流式</p><p>　　如圖c所示。將冷凝器裝在塔頂附近的臺(tái)架上，靠改變臺(tái)架的高度來(lái)獲得回流和采出所需的位差。</p&

83、gt;<p>　　5.1.1.3強(qiáng)制循環(huán)式</p><p>　　如圖d，e所示。當(dāng)冷凝器換熱面過(guò)大時(shí)，裝在塔頂附近對(duì)造價(jià)和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔提供回流液。</p><p>　　根據(jù)本次設(shè)計(jì)體系，甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式。冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維

84、修、安裝，造價(jià)不高。</p><p>　　5.1.2冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量</p><p>　　熱流體為63.465℃的98%的甲醇蒸汽， </p><p><b>　　冷凝蒸汽量：</b></p><p>　　由于甲醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.98,所以可以忽略水的冷凝熱,r=1100.18KJ/kg </p>

85、;<p>　　冷凝水始溫為12℃，取全凝器出口水溫為20℃，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16℃下）</p><p>　　a. 設(shè)備的熱參數(shù)：</p><p><b>　　b．水的流量： </b></p><p><b>　　c．平均溫度差：

86、</b></p><p>　　根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計(jì)表”取K=2000W/(m2.℃)</p><p>　　傳熱面積的估計(jì)值為： </p><p>　　安全系數(shù)取1.2 換熱面積A=1.2×15.63=18.756m2</p><p>　　管子尺寸取mm 水流速取ui=1.0m/s</p><p

87、><b>　　管數(shù)：根</b></p><p><b>　　管長(zhǎng)： </b></p><p><b>　　取管心距</b></p><p>　　殼體直徑取600mm</p><p>　　折流板：采用弓形折流板，取折流板間距B=200mm</p><p&

88、gt;　　由上面計(jì)算數(shù)據(jù)，選型如下：</p><p>　　5.1.3核算管程、殼程的流速及Re:</p><p><b>　　5.1.3.1管程</b></p><p><b>　　流通截面積：</b></p><p><b>　　管內(nèi)水的流速</b></p>&

89、lt;p><b>　　5.1.3.2殼程</b></p><p>　　流通截面積： 取=6</p><p><b>　　殼內(nèi)甲醇-水流速 </b></p><p>　　5.1.4計(jì)算流體阻力</p><p>　　設(shè)管壁粗糙度ε為0.1mm，則ε/d=0.004,</p><

90、p>　　查得摩擦系數(shù)λ=0.033</p><p><b>　　, 符合一般要求</b></p><p><b>　　殼程流體阻力</b></p><p><b>　　,</b></p><p>　　Re=696.84>500，故</p><p

91、>　　管子排列為正三角形排列，取F=0.5</p><p><b>　　代入得, </b></p><p>　　取污垢校正系數(shù)F=1.0</p><p>　　=9329.6Pa<10kPa</p><p>　　故管殼程壓力損失均符合要求</p><p>　　5.1.5管程對(duì)流給熱系數(shù)&

92、lt;/p><p>　　Reo=696.84</p><p><b>　　0.14</b></p><p><b>　　計(jì)算傳熱系數(shù)</b></p><p>　　取污垢熱阻 RS=0.15m℃/kW RS=0.58 m℃/kW</p><p>　　以管外面積為基準(zhǔn) 則<

93、/p><p>　　5.2接管尺寸的計(jì)算</p><p><b>　　5.2.1 進(jìn)料管</b></p><p>　　進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。</p><p><b>　　管徑的計(jì)算:</b></p><p><b&g

94、t;　　，取， </b></p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格Φ42×3mm</p><p><b>　　5.2.2 回流管</b></p><p><b>　　回流液體積流量</b></p><p>　　利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度，那么</p&

95、gt;<p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：Φ50mm3mm</p><p><b>　　實(shí)際管內(nèi)流速： </b></p><p>　　5.2.3塔釜出料管</p><p><b>　　釜?dú)堃旱捏w積流量：</b></p><p>　　=0.000879m3/s</p>

96、<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(wú)縫鋼管，規(guī)格：Φ42mm3mm</p><p><b>　　5.2.4冷凝水管</b></p><p>　　冷凝水進(jìn)口溫度為12℃，水的物性數(shù)據(jù)：</p><p><b>　　,</b></p

97、><p>　　冷凝水質(zhì)量流率，取流速為1.6m/s</p><p>　　選取 Φ180×4.5mm熱軋無(wú)縫鋼管</p><p><b>　　5.2.5冷凝水泵</b></p><p>　　取ε=0.01，，查圖摩擦系數(shù)λ=0.031</p><p><b>　　5.3進(jìn)料管線管徑&

98、lt;/b></p><p>　　各管件及閥門(mén)阻力系數(shù)如下:</p><p><b>　　5.4進(jìn)料泵的選擇</b></p><p><b>　　設(shè)管長(zhǎng)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>

99、　　揚(yáng)程取29m</b></p><p><b>　　流量</b></p><p>　　選擇IS150-40-315型離心泵,參數(shù)為</p><p>　　流量V=200,揚(yáng)程,轉(zhuǎn)速,</p><p><b>　　泵效率,軸功率</b></p><p>　　F=21

100、0kmol/h=1.815kg/s=7.627m3/h</p><p>　　料液罐的壓強(qiáng)為常壓1atm，加料板的壓強(qiáng)為109650Pa</p><p>　　進(jìn)料口的高度為11.7m ，進(jìn)料段的表壓為1.08216atm，管路阻力</p><p>　　管路的高度為 11.7+1.08216×10+=22.522+,所以要選一個(gè)適合這個(gè)流量和高度的泵，查型離心

101、泵性能表 ，使用重力回流</p><p>　　從各個(gè)方面考慮下來(lái)，IS65-40-315比較適合作進(jìn)料泵，其有關(guān)參數(shù)為：</p><p>　　三 精餾塔設(shè)計(jì)結(jié)果總匯總一覽表</p><p><b>　　四 主要符號(hào)</b></p><p><b>　　1英文字母</b></p><

102、;p><b>　　2 希臘字母</b></p><p><b>　　五 參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　[1] 張穎、郝東升.化工工藝設(shè)計(jì)（第2版）.呼和浩特.內(nèi)蒙古大學(xué)出版社.2005.12.221～331 [2] 馮元琦.聯(lián)醇生產(chǎn).北京.化學(xué)工業(yè)出版社.1989.257～268. [3] 謝克昌、李

103、忠.甲醇及其衍生物.北京.化學(xué)工業(yè)出版社.2002.5～7 [4] 馮元琦.甲醇生產(chǎn)與操作問(wèn)答.北京.化學(xué)工業(yè)出版社.2005.7～12 [5]中國(guó)寰球化學(xué)工程公司、中國(guó)石油化工總公司、蘭州石油化工設(shè)計(jì)院.氮肥工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)（氣體壓縮、氨合成、甲醇合成）.北京?；瘜W(xué)工業(yè)出版社.1989.346～356 [6]劉光啟、馬連相、劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè).北京.化學(xué)工業(yè)出版社.1989.224～

104、235，255～260 [7] 武漢大學(xué)主編 化學(xué)工程基礎(chǔ) 高等教育出版社 415-425</p><p>　　[8] 張穎、郝東升.化工工藝設(shè)計(jì)（第2版）.呼和浩特.內(nèi)蒙古大學(xué)出版社.2005.12.221～331 [9]柴誠(chéng)敬、張國(guó)亮。化工流體流動(dòng)與傳熱。北京?；瘜W(xué)工業(yè)出版社。2000.525-530 [10] 華東理工大學(xué)化工原理教研室編. 化工過(guò)程設(shè)備及設(shè)