甲醇水篩板精餾塔設(shè)計

1、設(shè)計任務(wù)要求日處理10噸甲醇水篩板分儲塔的工藝設(shè)計與結(jié)構(gòu)設(shè)計常壓操作，精微溫度65攝氏度； 甲醇水的濃度20%;回收甲醇濃度為99.5%;由上述條件可以知道如下信息：每天工作 24小時則進(jìn)料流率為416.67kg/h;進(jìn)料狀態(tài)為泡點(diǎn)進(jìn)料即 q=1 ;采用間接加熱方式單板壓降=0.7kpa塔頂為全凝器目錄概述5物料衡算7精儲塔的氣液相負(fù)荷 9精儲塔工藝條件及有關(guān)物性計算 11精儲塔塔體工藝尺寸的計算 16熱量衡算29篩板塔工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表 32圖紙匯總34概述1.精儲操作對塔設(shè)備的要求和類型對塔設(shè)備的要求精儲所進(jìn)行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相 傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使

2、氣、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、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、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(fèi)用。對于減壓精儲操作， 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)

3、節(jié)和檢修。（6）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。精儲操 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，具種類繁多，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

4、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(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 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。2.精儲塔的設(shè)計

5、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)，對精儲裝置的流 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。蒸儲塔的工藝計算，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。(6)繪制精儲裝置工藝流程圖和精儲塔的設(shè)備圖。本設(shè)計任務(wù)為分離甲醇和水的混合物， 對于二元混合物的分離， 應(yīng)采用連續(xù)常壓精微流程。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通 過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精儲塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝 器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品 冷凝

6、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.物料衡算(1)甲醇的摩爾質(zhì)量為 32.04kg/mol ;水的摩爾質(zhì)量為 18.02kg/mol ;濃度應(yīng)為質(zhì)量濃度即質(zhì)量分率由此可算由進(jìn)料產(chǎn)品的摩爾分率Xf=0.2Xd=0.995Xw=0.005(假定殘夜中甲醇含量不高于0.5%)(2)原料液及其塔頂，塔底的產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量Mf=32.04*0.2+18.02* (1-0.2) =20.824kg/molMd=32.04*0.995+18.02 *(1-0.995)=31.97kg/molMw=3

7、2.04*0.005+18.02*(1-0.005)=18.09kg/mol原料的處理量 F=416/20.824=19.98kmol/h由總物料衡算 F=D+WFXf=DX d+WX w得 D=3.94kmol/h W=16.04kmol/h塔板數(shù)的計算由y= 1ax 及甲醇一水在不同溫度下的汽一液平衡組成y 1+(： -1)x溫度 液相 氣相a 溫度液相 氣相a0.053 0.2830.2080.62714.33.0.076 0.4000.2310.64871.95.0.0920.4350.2810.67763.85.0.1250.4830.2900.68071910.1310.5450.

8、3330.69155.38.0.1670.5580.3510.73446.37.82.30.1810.5776.1573.80.4620."54.028560.5290.7970.7700.8962 1.12.0.5930.8180.8740.9197 3.14.0.6840.8499 2.i= J%9 =4.83得到相平衡方程_:x = 4.83Xy= 1+(:-1)x 1+3.83X由于泡點(diǎn)進(jìn)料則q=1 Xq=Xf=0.2且q線過相平衡線yq=4.83*0.2 =0.551+3.83*0.2xD-yq 0.995 -0.55Rmin= yq -xq = 0.55-0.2 =1.2

9、7取操作回流比為1.6倍R=1.6Rmin=2.031精儲塔的氣液相負(fù)荷精微段的液相流量：L=RD=2.03*3.94=7.998kmol/h精微段的氣相流量：V= ( R+1 )D=3.03*3.94=11.94kmol/h提 儲 段 的 液 相 流 量L'=L+qF=7.998+19.98=27.978kmol/h提儲段的氣相流量：V'=V- (1-q)F=11.94kmol/h2操作線方程精微段操作線方程 y=三;x+H;=0.67x+0.3284R 1R 1 LxWx“提微段操作線方程 v=,'' xW/ =2.3436x-0.0067L -W L W3

10、逐板計算法求理論塔板數(shù)因?yàn)樗敒槿鱵 =Xd =0."5通過相平衡方程求得X1 =y = 0.97634.83 -3.83y1再通過精儲段方程以及相平衡方程循環(huán)求得數(shù)據(jù)如下:y2 =0.9835X2 = 0.9208y3=0.9453X3=0.7816y4=0.8521X4=0.544y5=0.6929X5=0.3184y6=0.5417X6=0.1966<0.2=Xfy7=0.4541X7=0.1469y8=0.3376X8=0.0954y9=0.2169X9=0.0542yi0=0.1203Xi0=0.0275yii=0.0577Xii=0.0125yi2=0.0225

11、Xi2=0.00474<0.005 =Xw由此可得進(jìn)料板的位置Nf=6總理倫塔板數(shù)Nt=12 （包括再沸器）4實(shí)際板層數(shù)板效率設(shè)為0.6精儲段的實(shí)際塔板數(shù)N 精=5/0.6=8.3闋提儲段的實(shí)際塔板數(shù)N提=6/0.6 70 (不包括再沸器)5精儲塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算5.1 操作壓力的計算進(jìn)料板壓力為 Pf=101.325+0.7*9=107.625kpa精微段平均壓力 P 精=(101.325+107.625) /2=104.475kpa塔釜板的壓力Pw=101.325+0.7*19=114.625kpa提儲 段的平 均壓力 P提=( 107.625+114.625)/2=22

12、2.25kpa5.2 操作溫度的計算根據(jù)甲醇-水的氣-液平衡組成表，再通過內(nèi)插法得溫度，匕Xy潟度”Xy1000.000.0075.30.40072996.40.020.13473 J0.500.77993.50.040.23471.20.60O.32591.20.060.3046930.70U.S7089.30用0.36567.60川00.91587.70.100.4 IS66.00.900.958叫40.150,51765.00.95口卬9KI.70.20057964.5L00I.IM)7B.00.300.665塔頂溫度tD=64.62C進(jìn)料板溫度tf=81.7C塔釜溫度tw=99.1C精

13、微段的平均溫度tm= (64.62+81.7) /2=73.16C提儲段的平均溫度tm1= (81.7+99.1) /2=90.4C5.3 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=0.995 x1=0.9763MvDm=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kg/kmolMLDm=0.9763*32.04+(1-0.9763)18.02=31.71kg/kmol b.進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算通過逐板計算法計算得到y(tǒng)F=0.5417 Xf=0.1966MvFm =0.5417*32.04+(1-0.5417)*18.02=25.61kg/kmo lM

14、LFm =0.1966*32.04+(1-0.1966)*18.02=20.78kg/kmo lc.塔釜平均摩爾質(zhì)量計算由主板計算法 yi2=0.0225Xi2=0.00474Mvwm=0.0225*32.04+(1-0.0225)*18.02=18.33kg/km olM LWm =0.00474*32.04+(1-0.00474)*18.02=18.09kg/k mold.精儲段平均摩爾質(zhì)量31.97 25.61MVm=2=28.79kg/kmol31.71 20.78MLm=2=26.245kg/kmol e.提儲段平均摩爾質(zhì)量25.61 18.33M'vm=2=21.97kg/

15、kmol20.78 18.09M'Lm=2=19.435kg/kmola氣相平均密度的計算由理想氣體狀態(tài)方程及得：E rPmMvm104.475M 28.793精微段 pvm=jvm=,= 1.045kg/m3用田小RTm8.314x(73.16 +273.15 )工印 >Pm'M vm'222.25x21.973提儲段 Pvm' =一"=1.615kg/m外出”RTm'8.314x(90.4+273.15 )b液相平均密度的計算溫度 0c5060708090100特醇760751743734725716銖988.1983.2977.89

16、71.8965.3958.4牛醇0.3500.3620.2770.2510.225取0.4790.4140.3620.3210.288布醇18.7617.8216.9115.8214.89電66.264.362.660.758.8計算公式塔頂液相平均密度的計算由tD=64.62C由內(nèi)插法得到P甲=747.168kg / m3P7K =980.613kg/m3由公式得5= 747.7kg/m3進(jìn)料板液相的平均密度由tf=81.7 C由內(nèi)插法得P甲=732.47kg/m3P水=970.695kg/m3進(jìn)料板液相 的質(zhì)量 分'f=0.3080.2 32.040.2 32.04 0.8 18.

17、02lFm = 882.31kg/m3塔釜板液相的平均密度 由tw=99.1 C由內(nèi)插法得;甲=716.81kg/m3 3P水=959.02kg / m質(zhì)量分?jǐn)?shù) w =0.009由公式得iwm = 956.11kg/m3精微段液相 的平均 密P , LMP , LM747.7 882.312一 一3-815.005kg/m3882.31 956.1123=919.21kg/m提儲段液相的平均密度5.5 液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算即8Lm =Z Xi &塔頂液相平均表面張力的計算由tD=64.62C查上述表得, 甲=18.326mN /m$水=65.29mN /m、

18、ldm =0.995 18.326 1 -0.995 65.29 =18.56mN/m進(jìn)料板液相的平均表面張力由tf=81.7得, 甲=16.72mN /m6水=62.28mN /m,皿 =0.2 16.72 0.8 62.28 =53.168mN/m塔釜板液相的平均表面張力由tw=99.1 C得、甲=14.97mN / m秣=58.97mN /m、lwm =0.005 14.97 0.995 58.97 = 58.75mN /m精儲段和提儲段的平均表面張力18.56 53.1682= 35.864mN/m53.168 58.752= 55.96mN/m5.6 液體平均粘度的計算液相平均粘度依

19、下式計算即lg W Lm 旺 Xilg 用塔頂液相平均粘度計算由tD=64.62Cj由內(nèi)插法得N 甲=0.3289mpa.s 標(biāo)=0.4479mpa.slgldm =0.9951g0.3289 0.0051g0.4479 = 0.329mpa.s進(jìn)料板液相的平均粘度計算由tf=81.7C口甲=0.2726mpasK =0.355mpaslgLFM =0.2 lg 0.2726 0.8 lg0.355 =-0.4727lfm =0.3367mpas塔釜板液相的平均粘度計算由tw=99.1得甲=0.227mpa.sH7K =0.291mpaslgLWM =0.0051g 0.227 0.995lg

20、 0.291 = -0.5366LWM =0.2906mpa.s精儲段和提儲段液相的平均粘度0.329 0.3367Llm =0.333mpa.s2,0.3367 0.2906lm ' - 0.314mpa.s26精儲塔塔體工藝尺寸計算6.1塔徑的計算精微段的氣液相體積流率Vs =VM vm360011.94 28.793600 1.045= 0.0914m3/sLs=LM m3600 :lm7.998 26.2453600 815.005= 0.0000715m3/s提儲段的氣液相體積流率V's =V'Mvm'3600 ：vm'11.94 21.973

21、600 1.615= 0.045m3/sL's3 .= 0.000164m /sL'Mlm' _ 27.978_19.435 3600Tlm'一一3600919.21f p _ p精微段液泛氣速Uf =CC為氣體負(fù)荷因子：G氣液流動參數(shù)FP= Ls：' LM0.0000715 815.005,0.02180.09141.045預(yù)計設(shè)計的塔為小型故板間距取 300mm查圖得C20=0.068C=C20 巴=0.068竺竺41=0.076<20 .J、20 .J最大空塔氣速由液泛氣速c ：LM - : VMcc” 815.005-1.045，Uf =C

22、LM、VM =0.076 .=2.121m/svm:1.045去安全系數(shù)為0.8則空塔氣速為2.121*0.8=1.7m/sD 產(chǎn)叵逅= 0.26圓整為標(biāo)準(zhǔn)0.4m，二 uF 3.14 1.722塔截面積為 At= 3.14 0.4 = 0.1256m244實(shí)際空塔氣速 Uf =Vs = 0.0914 =0.73m/sAt0.12566.2 精微塔的有效高度計算精微段的有效高度為Z精=(N精-1) Ht =(910.3 = 2.4m提儲段的有效高度為Z提二N提 一1 Ht = (10-1) 0.3 -2.7m在進(jìn)料板上方開一個人孔，人孔高度為0.7m直形2、23故精儲塔的有效高度為Z =Z 精

23、 +Z 提 +0.7 =2.4+2.7+0.7 =5.8m6.3 塔板主要工藝尺寸的計算6.3.1 溢流裝置的計算因塔徑為0.4m可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤 堰長為 lw =0.6D =0.6 0.4 -0.24m、/乂、人,后a (hi 板上清液層局度溫流隔度由Tow hOw -堰上液層高度溢流堰板的形狀有平直形和齒形，設(shè)計中一般選用平2簫日弗蘭西斯公式Lh塔內(nèi)液體流量，m3/sE液流收縮系數(shù)由上圖查得-2.84/0.0000715x3600 Y3 O how = = 2.98mmE取11000 <0.24)2一,2.84/0.000164x3600 13 一 0how&#

24、39; = = 5.18mm10000.241取板上清高度為hL=50mmhw = hL - how =50-2.98= 0.047m兒'=兒- how =50-5.18= 0.045m弓形降液管寬度Wd和截面積Af也=0.15±=0.052DA2Af=0.052*0.1256=0.0065mwD =0.15 0.4 =0.06m所以依式計算液體在降液管中的停留時間精儲段：- 3600AHT Lh提儲段：3600AH Lh降液管底隙高度h03600 0.0065 0.3 一 cl 27.27s 350.0000715 36003600 0.0065 0.30.000164 3

25、600= 11.89s . 35h0 =hw 一0.006 =0.041m由于塔徑為0.4m則選用平行受液 IV = hw'-0.006 = 0.039m盤進(jìn)口堰高度為hw' = hw=47mm6.3.2 塔板的布置邊緣區(qū)寬度確定取 wS = wS =0.04mWc=0.03m開孔區(qū)面積計算Aa =2xjrAa = 0.0638m篩孔計算及其排列選用5=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=4mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t為3>4=12mm篩孔數(shù)目n為n=1155AL=511.7t2開孔率=0.907(d0)2 =10.08%A0篩板上篩孔總面積=%=0.0064精微段氣

26、體通過閥孔的氣速 x2 +r2sin 1 x 2 二rDr =-Wc2Dx -Wd -Ws2Vs0.0914Uo二=14.28m/sA 0.0064提儲段氣體通過閥孔的氣速：Uo' = 7.03m/ s6.4 精儲塔的流體力學(xué)驗(yàn)算6.4.1 塔板壓降干板阻力hc由于篩板的開孔率小于15順二= 0.051皿）但） c0（由"=4/3得 a =0.78） 6精儲段h"0.022m提儲段 hc = 0.0073氣體通過液層的阻力%計算充氣系數(shù)。與Fa的關(guān)聯(lián)圖精儲段：ua=0.767 氣相動能因子 =UaJPv =0.784At -Af"查得0 =0.7充氣系數(shù)反

27、應(yīng)板上液層 的充氣程度幾=PhL =0.05*0.7 = 0.035m提儲段Ua' = V=0.38 氣相動能因子 F0=Ua%叵=0.48At -Af查得0 =0.77充氣系數(shù)反應(yīng)板上液層 的充氣程度hi'=PhL =0.05* 0.77 =0.0385m液體表面張力的阻力計算h。計算可用 =卷精微段：ha=0.0045m提微段卜仃'=0.0062m有公式町=hpPLg其中hp =兒+與+兒精微段 hp =0.022+0.035+0.0045=0.0615mPp =0.0615*9.81*815.005=491pa<0.7kpa提儲段 hp =0.0073+0.

28、0385+0.0062=0.0518 ppp'=0.0518*9.81*919.21=467pa<0.7kpa6.4.2 液面落差對于Dw1.6m的篩板，液面落差可以忽略不計。6.4.3 液沫夾帶5.7父10-6ua32eV -(a )3 (kg 液/kg 氣)v(THt -hfhf =2.5hL =2.5M0.05 = 0.125m (塔板上鼓泡層高度)精微段：ev =0.018 0.1提儲段：ev' = 0.001 0.1本設(shè)計液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內(nèi)，符合要求6.4.4 漏液篩 板 塔，漏液 點(diǎn) 氣 速 uow =4.4C0 J(0.0056 +

29、0.13h L h/ pL/pV 精微段：Uow = 8.35m/s 提儲段：Uow'= 6.29m/s實(shí)際孔速：精微段Uo =14.28/35提儲段u0'= 7.03>6.29 穩(wěn)定系數(shù)：精微段：K = U0=1.71 1.5 U ow提儲段：叱=里=1.12U ow設(shè)計無明顯液漏符合要求6.4.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)清液層高Hd<。(HT hw )對于設(shè)計中的甲醇-水體系(|) =0.5Hd< 0.1735 塔板上不設(shè)置進(jìn)口堰精微段：hd =0.153( Ls ) =0.153,0.00007151=5.8x10學(xué)m(Lwh0 0.24x0.

30、041 JHd =hp hL hd -0.116m <0.1735 Vs.min'= 0.524丫0.0053 +0.221Ls 33提儲段：hd' = 0.153f- =0.153 0.000164 i =8.2M10，mLwh。' J<0.24x0.039 JHd' = hp' hL hd' = 0.1m <0.1735所以不會發(fā)生淹泛現(xiàn)象以上各項(xiàng)流力學(xué)驗(yàn)算可認(rèn)為精儲段、提溜段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。6.5 塔板負(fù)荷性能圖6.5.1 漏液線由 uow =4.4C0 J(0.0056+0.13hL 一0) pL"

31、VVS,minuow 二A0hL = hw howVs.min = 4.4c0 A0ff"0.0056 +0.13iiih/EJw /Fl11-八什久”J,/2Vs.min =0.613«0.0072+0.221Ls 3提儲段：Vs.min =4.4CoA0"0.0056 +0.13上 2.84 Ihw4E.1000vJw >2311-h$pL/pV 'J ,漏液線計算結(jié)果3Ls/(m /s)0.6父1041.5x10,3.0x104.5父10精儲段VS/(m3/s)0.0570.0620.06660.07提儲段VS/(m3/s)0.0430.053

32、0.0570.0566.5.2液沫夾帶線以ev = 0.1kg液/kg氣為限求Vs-Ls關(guān)系：5.7M10"6ua 3 2(a滿 it 占、eV一(T() (kg 位/Kg 工)HT精僭段-u = '，精儲段0.16970.16940.16900.1687VS / (m3 / s)- Vs =8 3 V7r目出行又ua At-0.0 Vs-Af 0.12hf =2.5hL =2.5x(hw2+ how )=0.12+0.052Ls 35.7X10-6Ur/ a3.2_c . 陽/ n d _7 cc/-7i 23e/ ()=0.i 1寸 v s U. I , JA-Zt s

33、1-s叼HT -hf提儲段：V 's 二a 2 7ua 8.3 VsAT - Afhf =2.5hL =2.5M(hw2+ how )=0.12 + 0.052Ls 35.7X10-6ua、3.2 c - ，CC CL/I 23e, -()=0.1 仔 Vs -0.187 - 0.054Ls、ht -hf液沫夾帶線計算結(jié)果LS/(m3/s)0.6M107 1.5父107 3.0父10 4.5M104提儲段0.18660.18630.18590.1855VS / (m3 / s)6.5.3 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度h0w=0.006m,作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由下式得堰上液

34、層高度how2.84 E2/33600 Ls1000=0.006m精微段最小的液體體積流率Ls 二0.006乂1000 平2.8436000.24 =2.05 10/m3/s同理，提微段最小的液體體積流率0.006x10002.8436000.24 =2.05 10/mi3/s據(jù)此作出氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限圖6.5.4 液相負(fù)荷上限線以日=4s作為液體在降液管中停留時間的下線，由下式得匚膽;4Ls故，精儲段的最大液體體積流率Ls.max0.0065 0.3 =4.9 10提儲段的最大液體體積流率Ls.max0.0065 0.34= 4.9 106.5.5液泛線Hd=4 (HT +hw)

35、由 Hd =hp +卜1 +hd，hp =hc +hi +h(r，hl =*0hL， hL =hw +how2得 aVs2 =b cLs2 dLs0.051 PV a =()(A0co)2 pl其中廿十(。-hw帶入數(shù)據(jù)2c=0.153/(lwho)233600 2/3d =2.84x107e(i+和)()2/3lw精微段a=2.6提儲段a=2.6b=0.0936b=0.096C=1580c=1746d=2.9d=3.06精微段 Vs2 =0.036-607.7Ls2 -1.1Ls23提儲段 Vs2' = 0.037 671.5Ls2 -1.18Ls23液泛線計算結(jié)果Ls /(m3 /

36、 s)0.6101.5父10,3.0乂10，4.5黑10二精儲段0.1670.1420.087-0.0787VS /(m3 / s)提儲段0.170.140.08VS /(m3 / s)6.5.6操作彈性由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線圖6.6.4塔底出料管取 uw=1.6m/sd'.M1：、0.011m=11mm選用冷拔無縫鋼管 20mm 3mm6.6.5塔底蒸汽出料管4x0.045 日I 0.056m18 3.14選用熱軋無縫鋼管76mm 8mm7熱量衡算表4-1甲醇水的比熱容107.1比熱容及汽化

37、熱的計算甲醇溫度/C比熱容/mol kkJ汽化潛熱kJ /kg4083.3211496088.311288094.291070100101.31030水溫度比熱容/(kg k)kJ汽化潛熱J/mol504.178604.18364無4224766無421537080901004.1874.1954.2044.212塔頂溫度下的比熱容64.62 C對于甲醇 比熱容為89.89 對于水為 75.33 kj/(kmol k)cD =cp0xD - cpw 1 -xD =89.89 0.995 75.33 0.005=89.82kj / kmol k進(jìn)料塔溫度81.7 C甲醇的比熱容為 94.61水的

38、比熱容為 75.61 kj / kmol kCf =Cp°XF Cpw 1 -Xf =94.61 0.2 75.61 0.8 = 79.41kj / kmol k塔底溫度為99.1甲醇的比熱容為100.2水的比熱容為 75.88 kj / kmol kcW =cp0xW cpw1-xW =100.2 0.005 75.88 0.995 = 76kj / kmol k塔頂溫度下的汽化潛熱o = 1112.601kJ / kg w = 2343.635kJ / kg=oXD w(1 - xD) =1155.69kJ/kg7.2熱量衡算(1) 0C時塔頂上升的熱量 Qv,塔頂0C為基準(zhǔn)QV

39、=VCpDtD D =78.527889.38(65.31273.15+78.52381155.6931.69=5251575.75kJ /h(2)回流液的熱量 QR t d =65.31 C CpR=89.38KJ /(mol -K)QR=LC pRtR =39.7578 89.38 273.15 65.31 =1203037.781kJ / h(3)塔頂儲出液熱量 Qd C pR = 89.38 KJ / (mol K)Qd =DCpDtD =38.76M89.38M(273.15 + 65.31)=1172550.264<J/h(4)進(jìn)料熱QFQF =FCpF tF =70M84.

40、52«273.15 +72.25) = 2043524.56kJ/h(5)塔底殘液熱QwQW =WCpWtW =31.24M76.62x(273.15+95.32) = 881973.0345<J/h(6)冷凝管消耗熱QcQc =QV -QR-QD =5251575.754l203037.7841172550.2642875987.70J/h(7)再沸器提供熱QB :塔釜熱損失10%。即q釣=0.iq0 損 BQB+QF=QC +Qw +Qd +Q 損即實(shí)際熱負(fù)荷：0.9Qb=Qc+Qw+Qd-Qf2875987.706 +881973.0345 +1172550.264 - 2043524.56計算得：QB =32077