化工原理課程設(shè)計(jì)分離甲醇水混合液的浮閥精餾塔設(shè)計(jì)模板

化工原理課程設(shè)計(jì)分離甲醇水混合液的浮閥精餾塔設(shè)計(jì)資料內(nèi)容僅供參考，如有不當(dāng)或者侵權(quán)，請(qǐng)聯(lián)系本人改正或者刪除。四川大學(xué)化學(xué)工程學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)——分離甲醇—水混合液的浮閥精餾塔設(shè)計(jì)者:賀水流學(xué)號(hào):班級(jí):過(guò)控一班電話:郵箱:.指導(dǎo)教師:夏素蘭設(shè)計(jì)時(shí)間:.1.5—.2.20四川大學(xué)化學(xué)工程學(xué)院SichuanInstituteofChemicalTechnology設(shè)計(jì)任務(wù)設(shè)計(jì)題目:分離甲醇—水混合液的浮閥精餾塔原料液:組成:甲醇45%水55%處理量:4000kg/h溫度:30?C餾出液:組成:甲醇99.5%殘液:組成:甲醇1.5%(均為質(zhì)量百分?jǐn)?shù))操作壓力:常壓連續(xù)操作二、背景介紹1.精餾原理精餾過(guò)程的基礎(chǔ)是混合液組分間揮發(fā)度的差異,而塔內(nèi)的氣、液”回流”則是沿塔高不斷進(jìn)行氣、液傳質(zhì)實(shí)現(xiàn)精餾的必要條件。沿塔流動(dòng)的氣、液相每經(jīng)過(guò)一塊塔板都將發(fā)生一次氣相的部分冷凝和液相的部分氣化,氣、液相組成隨之發(fā)生一次改變,使氣相中輕組分得到一次增濃,液相中重組分得到一次增濃。其結(jié)果最終可在塔頂?shù)玫捷p組分含量很高的蒸氣相(餾出液)產(chǎn)品,而在塔底得到重組分含量很高的釜液產(chǎn)品,從而實(shí)現(xiàn)混合液體的高純度分離。利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異,經(jīng)過(guò)液相和氣相的回流,使氣、液兩相逆向多級(jí)接觸,在熱能驅(qū)動(dòng)和相平衡關(guān)系的約束下,使得易揮發(fā)組分(輕組分)不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移,而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移,使混合物得到不斷分離,稱該過(guò)程為精餾。該過(guò)程中,傳熱、\o"查看詳細(xì)信息"傳質(zhì)過(guò)程同時(shí)進(jìn)行,屬傳質(zhì)過(guò)程控制。其精餾塔如圖3-1所示。原料從塔中部適當(dāng)位置進(jìn)塔,將塔分為兩段,上段為精餾段,不含進(jìn)料,下段含進(jìn)料板為提留段,冷凝器從塔頂提供液相回流,再沸器從塔底提供氣相回流。\o"查看詳細(xì)信息"氣、液相回流是精餾重要特點(diǎn)。2.板式塔作用原理板式塔是在圓柱形殼體內(nèi)按一定間距水平設(shè)置若干層塔板,液體靠重力作用自上而下流經(jīng)各層板后從塔底排出,各層塔板上保持有一定厚度的流動(dòng)液層;氣體則在壓強(qiáng)差的推動(dòng)力下,自塔底向上依次穿過(guò)各塔板上的液層上升至塔頂排出。氣、液在塔內(nèi)逐板接觸進(jìn)行質(zhì)、熱交換,故兩相的組成沿塔高呈階躍式變化。板式塔為逐級(jí)接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備,塔內(nèi)沿塔高裝有若干層塔板,液體靠重力作用由頂部逐板流向塔底,并在各塊板面上形成流動(dòng)的液層;氣體則靠壓強(qiáng)差推動(dòng),由塔底向上依次穿過(guò)各塔板上的液層而流向塔頂。氣、液兩相在塔內(nèi)進(jìn)行逐級(jí)接觸,兩相的組成沿塔高呈階梯式變化。與填料塔相比,板式塔具有壓降較大;空塔氣速較大;較穩(wěn)定,效率較高;持液量較大;液氣比適應(yīng)范圍較大;安裝檢修較容易;大直徑時(shí)造價(jià)較低等優(yōu)點(diǎn)。3.浮閥塔浮閥塔是板式塔的一種,是在泡罩塔和篩孔塔的基礎(chǔ)上發(fā)展形成的。自20世紀(jì)50年代問(wèn)世后,迅速在石油化工行業(yè)得到推廣,至今仍為應(yīng)用最廣的塔板結(jié)構(gòu)。在塔板上按一定方式開有若干個(gè)閥孔,將浮閥本身帶有的幾根閥腿插入閥孔后,再將閥腿的底腳旋轉(zhuǎn)90?,用以限制浮閥開度同時(shí)防止閥片被氣體吹走。閥片周邊有幾個(gè)沖出的略向下彎的定距片,靜止時(shí),浮閥靠定距片與塔板點(diǎn)接觸坐落在閥孔上,可避免停工后閥片與板面間的粘連。操作時(shí),由閥孔上升的氣流經(jīng)閥片與塔板間隙沿水平方向進(jìn)入液層,可增加氣液兩相的接觸時(shí)間;浮閥的開度隨氣量變化,在低氣量時(shí),開度較小,氣體仍能以足夠的氣速經(jīng)過(guò)縫隙,可避免漏液現(xiàn)象的發(fā)生;在高氣量時(shí),閥片自動(dòng)浮動(dòng),開度較大,使氣速不致過(guò)大,從而可避免過(guò)量液沫夾帶現(xiàn)象的發(fā)生。浮閥的閥片能夠浮動(dòng),隨著氣體負(fù)荷的變化而調(diào)節(jié)其開啟度,因此,浮閥塔的操作彈性大,特別是在低負(fù)荷時(shí),仍能保持正常操作。浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好,霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故),塔板效率較高,生產(chǎn)能力較大。塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單,制造費(fèi)用便宜,并能適應(yīng)常見的物料狀況,是化工、煉油行業(yè)中使用最廣泛的塔型之一。因此,浮閥塔具有性能穩(wěn)定、操作彈性大、塔板效率高的優(yōu)點(diǎn)。浮閥主要有V型和T型兩種,特點(diǎn)是:生產(chǎn)能力比泡罩塔約大20%～40%;氣體兩個(gè)極限負(fù)荷比為5～6,操作彈性大;板效率比泡罩塔高10%～15%;霧沫夾帶少,液面梯度小;結(jié)構(gòu)難于泡罩塔與篩板塔之間;對(duì)物料的適應(yīng)性較好等,通量大、放大效應(yīng)小,常見于初濃段的重水生產(chǎn)過(guò)程。三、工藝流程圖圖3-1精餾塔作用原理圖圖3-1精餾塔作用原理圖四、精餾塔的設(shè)計(jì)1.全塔物料衡算(1)原料液、餾出液及殘液的摩爾分?jǐn)?shù)和平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算原料液的質(zhì)量百分率:餾出液的質(zhì)量百分率:殘液的質(zhì)量百分率:甲醇的摩爾質(zhì)量:水的摩爾質(zhì)量:則原料液的摩爾分?jǐn)?shù):平均摩爾質(zhì)量:餾出液的摩爾分?jǐn)?shù):平均摩爾質(zhì)量:殘液的摩爾分?jǐn)?shù):平均摩爾質(zhì)量:計(jì)算得到:(2)原料液、餾出液及殘液的摩爾流率計(jì)算(1)(2)、(2)聯(lián)立,解出D=55.701kmol/h,W=122.772kmol/h2.加料熱狀態(tài)參數(shù)q值的確定(1)進(jìn)料液、餾出液、殘液的溫度確定因?yàn)槭抢湟哼M(jìn)料,因此塔頂溫度即為塔頂組成的泡點(diǎn)溫度,塔底溫度即為塔底組成的露點(diǎn)溫度。查《化學(xué)化工原理物性手冊(cè)》甲醇和水在不同溫度下的飽和蒸汽壓列表4-2-1:溫度(℃)64.5707580859095100P0A(kPa)101.3125.15150.81180.67215.2254.95300.5352.4P0B(kPa)24.431.1638.5547.3657.870.1184.53101.3表中P0A,P0B分別為甲醇和水在相應(yīng)溫度下的飽和蒸汽壓。假設(shè)甲醇和水物系視為理想溶液物系,根據(jù)拉烏爾定律:與,常壓連續(xù)操作,故P=101.3kPa,根據(jù)表4-2-1中數(shù)據(jù)計(jì)算不同溫度對(duì)應(yīng)的組分x,y后列表。甲醇——水溶液(101.3kPa)的t-x(y)關(guān)系表4-2-2:t/℃64.5707580859095100x10.7460.5590.4050.2760.1690.0780y10.9220.832072.20.5870.4250.2300根據(jù)上表做出甲醇和水的t-x(y)關(guān)系圖:甲醇—水體系t-x(y)圖由甲醇—水體系t-x(y)圖可查得:原料液組成時(shí),其泡點(diǎn)溫度;餾出液組成時(shí),其泡點(diǎn)溫度;殘液組成時(shí),其露點(diǎn)溫度。(2)q值的計(jì)算在平均溫度下,由《化工原理(上冊(cè))》附錄12查得甲醇、水的摩爾比熱容,由附錄13查得甲醇、水的摩爾氣化潛熱,其相關(guān)物性數(shù)據(jù)如下:甲醇的摩爾比熱容甲醇的摩爾氣化潛熱水的摩爾比熱容水的摩爾氣化潛熱假設(shè)該體系滿足恒摩爾流假設(shè)。原料液的平均摩爾比熱容平均氣化潛熱其中,tb與tF分別為原料液的泡點(diǎn)溫度和進(jìn)料溫度。(3)q線方程式q線方程:=1\*GB3①3.最小回流比的計(jì)算(1)相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算由于前面已經(jīng)假設(shè)物系為理想溶液,則相對(duì)揮發(fā)度可用計(jì)算。查《化學(xué)化工物性手冊(cè)》得到甲醇和水在相應(yīng)溫度下的飽和蒸汽壓:當(dāng)時(shí),甲醇的飽和蒸汽壓水的飽和蒸汽壓此溫度下相對(duì)揮發(fā)度當(dāng)時(shí),甲醇的飽和蒸汽壓水的飽和蒸汽壓此溫度下相對(duì)揮發(fā)度:當(dāng)時(shí),甲醇的飽和蒸汽壓水的飽和蒸汽壓此溫度下相對(duì)揮發(fā)度:則,精餾段相對(duì)揮發(fā)度為:提留段相對(duì)揮發(fā)度為:全塔相對(duì)揮發(fā)度為:(2)平衡方程式相平衡方程:=2\*GB3②或=3\*GB3③(3)最小回流比的計(jì)算聯(lián)立q線方程=1\*GB3①與相平衡方程=2\*GB3②(或=2\*GB3②),解得,最小回流比(4)實(shí)際回流比的計(jì)算全回流的最少理論板數(shù):根據(jù)實(shí)驗(yàn)和生產(chǎn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì),一般最適宜回流比的范圍為。取不同的回流比R,得到相應(yīng)的X值,列于表中,查吉利蘭圖,得到相應(yīng)的Y值,根據(jù)公式計(jì)算得到N,將所得結(jié)果列表:1.10.04160.5918.87731.30.124940.5215.97851.50.194940.4614.0921.70.254580.4112.8131.90.305990.3812.14462.10.350760.3511.5382.30.390110.3210.98482.50.424960.310.64242.70.456040.2810.3192.90.483940.2710.16393.10.509110.2610.0131由上表做出圖象,如下圖所示:取,R/Rmin=1.975034.精餾段和提餾段的氣、液流量(1)精餾段內(nèi)氣、液流量精餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率:(2)提餾段內(nèi)氣、液流量故提餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率:5.塔板數(shù)的計(jì)算(1)逐板計(jì)算法相平衡方程:或(1)精餾段操作線方程:(2)提餾段操作線方程:(3)由式(2)與式(3)聯(lián)立求解得兩操作線交點(diǎn)坐標(biāo)下面由式(1)與式(2)交替使用確定精餾段理論板數(shù)。計(jì)算過(guò)程如下:第1塊板上升的蒸氣組成第1塊板下降的液體組成由式(1)計(jì)算第2塊板上升的氣相組成由式(2)計(jì)算第2塊板下降的液體組成第3塊板上升的氣相組成第3塊板下降的液體組成第4塊板上升的氣相組成第4塊板下降的液體組成第5塊板上升的氣相組成第5塊板下降的液體組成第6塊板上升的氣相組成第6塊板下降的液體組成因,因此第6塊板為加料板,第6塊板之前為精餾段,之后為提餾段。下面由式(1)與式(3)交替使用確定提餾段理論板數(shù)。計(jì)算過(guò)程如下:第7塊板上升的氣相組成由式(3)計(jì)算第7塊板下降的液體組成由式(1)計(jì)算第8塊板上升的氣相組成第8塊板下降的液體組成第9塊板上升的氣相組成第9塊板下降的液體組成第10塊板上升的氣相組成第10塊板下降的液體組成第11塊板上升的氣相組成第11塊板下降的液體組成第12塊板上升的氣相組成第12塊板下降的液體組成因,故總理論板數(shù)為12塊,精餾段5塊板,第6塊板為進(jìn)料板。每塊塔板上氣、液相組成列入下表:塔板序號(hào)氣相組成y液相組成x10.99120.967520.97540.913230.93920.803940.86630.632550.75210.446260.62790.309570.50900.216080.35330.126790.20510.0641100.10100.0290110.04260.0117120.01380.0037(2)塔效率奧—康奈爾關(guān)聯(lián)法,對(duì)精餾塔,采用揮發(fā)度與液相粘度的乘積為參數(shù)來(lái)表示全塔效率。奧—康奈爾關(guān)聯(lián)式:式中:——全塔的相對(duì)揮發(fā)度——精餾段與提餾段的平均粘度(其中為加料中i組分的摩爾分?jǐn)?shù),為液相中i組分的粘度)由于塔頂溫度塔底溫度取塔底和塔頂?shù)钠骄鶞囟葹槎ㄐ詼囟?則甲醇的粘度水的粘度則,當(dāng)時(shí),甲醇的飽和蒸汽壓水的飽和蒸汽壓此平均溫度下相對(duì)揮發(fā)度(3)實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)為精餾段,取塊提餾段,取塊故,實(shí)際精餾段塔板數(shù)為11塊,第12塊為進(jìn)料板,提餾段塔板數(shù)為16塊,總的實(shí)際塔板數(shù)為27塊(包括再沸器)。6(2)精餾段塔徑的計(jì)算(1).汽液相體積流率的計(jì)算A.氣、液相平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂組成塔頂氣相平均摩爾質(zhì)量塔頂液相平均摩爾質(zhì)量進(jìn)料板組成加料板氣相的平均摩爾質(zhì)量加料板液相的平均摩爾質(zhì)量塔底組成塔底氣相的平均摩爾質(zhì)量塔底液相的平均摩爾質(zhì)量則,精餾段氣相的平均摩爾質(zhì)量精餾段液相的平均摩爾質(zhì)量提餾段氣相的平均摩爾質(zhì)量提餾段液相的平均摩爾質(zhì)量B.平均密度的計(jì)算a.液相平均密度的計(jì)算由《化工原理(上冊(cè))》附錄5,附錄8查得,時(shí),甲醇的密度水的密度時(shí),甲醇的密度水的密度時(shí),甲醇的密度水的密度混合液體的密度計(jì)算公式塔頂,液相密度進(jìn)料板,液相密度塔底,液相密度因此,精餾段液體的密度提餾段液體的密度b.氣相平均密度的計(jì)算精餾段氣體的密度其中,定性溫度Tm=(63.5+30)/2=46.75℃提餾段氣體的密度其中,定性溫度Tm=(98+30)/2=64℃C.精餾段內(nèi)氣、液相的體積流量精餾段內(nèi)氣、液的體積流率:氣體體積流率液體體積流量提餾段內(nèi)氣、液的體積流率:氣體體積流率液體體積流量(2)液相平均表面張力的計(jì)算液相表面張力的計(jì)算時(shí),甲醇的表面張力水的表面張力時(shí),甲醇的表面張力水的表面張力時(shí),甲醇的表面張力水的表面張力則:塔頂組成的表面張力:進(jìn)料板組成的表面張力:塔底組成的表面張力:則,精餾段液相平均表面張力:提餾段液相平均表面張力:(3)精餾段塔徑及相關(guān)尺寸計(jì)算根據(jù)《化工原理(下冊(cè))》P139頁(yè)表11.2,估取板間距為,由于一般常壓塔取,取板上清液層高度,則。由和的值,在《化工原理(下冊(cè))》P142頁(yè),史密斯關(guān)聯(lián)圖上查得則液泛氣速:氣體流通截面上的適宜氣速取泛點(diǎn)氣速氣體流通截面積則,塔徑為根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.2m,由浮閥塔間距標(biāo)準(zhǔn)查得塔徑為1.2m時(shí)的板間距可取400mm,因此,假設(shè)的板間距可用。降液管所占塔板面積與截面面積之比的計(jì)算此精餾塔的溢流形式選擇單流型,一般單流型可取,取,由弓形降液管的參數(shù)圖查得。因?yàn)?因此得到此時(shí),塔徑為圓整得D=1.2m,則:實(shí)際塔板面積操作氣速溢流裝置相關(guān)計(jì)算堰長(zhǎng)堰高按標(biāo)準(zhǔn)取堰高h(yuǎn)W=0.079m其中,由LS/(LW)2.5=6.63由流液收縮系數(shù)計(jì)算圖查得E=1由前面計(jì)算知:降液管寬度Wd=0.168m降液管面積Af=0.071m2液體在降液管中的停留時(shí)間大于5s,故滿足要求。降液管的底隙高度其中,經(jīng)過(guò)降液管底隙的液體流速u0’=0.08m/s凹形受液盤深度h0’取為0.05m塔板布置邊緣區(qū)寬度Wc取為0.05m安定區(qū)寬度Ws取為0.075m開孔區(qū)(鼓泡區(qū))面積其中:浮閥個(gè)數(shù)及其排列取F1型浮閥,其閥孔直徑d0=39mm初取閥孔動(dòng)能因子則,閥孔氣速u0=8.5m/s閥孔個(gè)數(shù)圓整取n=121擬定浮閥按等腰三角形叉排厚度δ=3mm閥孔中心距t’=75mm相鄰兩排間距根據(jù)塔板上浮閥的實(shí)際分布(如下圖1)出實(shí)際浮閥個(gè)數(shù)N=117。精餾段塔板版面布置及浮閥分布圖1由實(shí)際浮閥數(shù)計(jì)算下列參數(shù):閥孔氣速動(dòng)能因子在適宜的范圍內(nèi)塔板開孔率一般對(duì)常壓塔,則滿足要求。精餾段塔高(4)提餾段塔徑及相關(guān)尺寸的計(jì)算根據(jù)《化工原理(下冊(cè))》P139頁(yè)表11.2,估取板間距為,由于一般常壓塔取,取板上清液層高度,則。由和的值,在《化工原理(下冊(cè))》P142頁(yè),史密斯關(guān)聯(lián)圖上查得則液泛氣速:氣體流通截面上的適宜氣速取泛點(diǎn)氣速氣體流通截面積則,塔徑為根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整D’=1.2m,由浮閥塔間距標(biāo)準(zhǔn)查得塔徑為1.2m時(shí)的板間距可取400mm,因此,假設(shè)的板間距可用。降液管所占塔板面積與截面面積之比的計(jì)算此精餾塔的溢流形式選擇單流型,一般單流型可取,取,由弓形降液管的參數(shù)圖查得。因?yàn)?因此得到此時(shí),塔徑為圓整得D’=1.2m,則:實(shí)際塔板面積操作氣速溢流裝置相關(guān)計(jì)算堰長(zhǎng)堰高按標(biāo)準(zhǔn)取堰高h(yuǎn)W=0.079m其中,由LS/(LW)2.5=12.303由流液收縮系數(shù)計(jì)算圖查得E=1.024由前面計(jì)算知:降液管寬度Wd=0.168m降液管面積Af=0.076m2液體在降液管中的停留時(shí)間大于5s,故滿足要求。降液管的底隙高度其中,經(jīng)過(guò)降液管底隙的液體流速u0’=0.08m/s凹形受液盤深度h0’取為0.05m塔板布置邊緣區(qū)寬度Wc取為0.05m安定區(qū)寬度Ws取為0.075m開孔區(qū)(鼓泡區(qū))面積其中:浮閥個(gè)數(shù)及其排列取F1型浮閥,其閥孔直徑d0=39mm初取閥孔動(dòng)能因子則,閥孔氣速u0=11.09m/s閥孔個(gè)數(shù)圓整取n=130擬定浮閥按等腰三角形叉排厚度δ=3mm閥孔中心距t’=75mm相鄰兩排間距按標(biāo)準(zhǔn)取t=80mm根據(jù)塔板上浮閥的實(shí)際分布(如下圖2)數(shù)出實(shí)際浮閥個(gè)數(shù)N=117提餾段浮閥塔板版面布置及浮閥分布圖2由實(shí)際浮閥數(shù)計(jì)算下列參數(shù):閥孔氣速動(dòng)能因子在適宜的范圍內(nèi)塔板開孔率一般對(duì)常壓塔,則滿足要求。提餾段塔高7.塔高的確定在精餾段與提餾段的結(jié)合處預(yù)留人孔,此處板間距能夠取為0.7m取精餾段最上面一塊塔板距塔頂?shù)木嚯x為1m取提餾段最下面一塊塔板距塔底的距離為0.8m則,全塔高度為:Z=Z1+Z2+0.7+1+0.8=12.5m五、浮閥塔流體力學(xué)校核1.精餾段(1)塔板阻力校核干板阻力hd臨界閥孔氣速>u0=8.502m/s則,液柱液層阻力液柱其中β取值為0.5塔板阻力液柱(2)液沫夾帶校核泛點(diǎn)率或其中:取K=1泛點(diǎn)負(fù)荷因子CF查圖得CF=0.112板上液流面積m2計(jì)算所得泛點(diǎn)率均小于0.8,故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫夾帶。(3)溢流液泛校核流體流過(guò)降液管底隙的阻力液柱降液管清液層高度液柱降液管中泡沫層高度液柱(取泡沫層相對(duì)密度φ=0.6)由于,大于H’d,故不會(huì)發(fā)生降液管液泛。(4)負(fù)荷性能圖及操作彈性 負(fù)荷性能圖=1\*GB3①漏液線動(dòng)能因子F0<5時(shí),會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液,故取F0=5計(jì)算相應(yīng)氣相流量其中:=2\*GB3②過(guò)量霧沫夾帶線因塔徑D>0.9m,取F1=0.8,由泛點(diǎn)率公式得:整理得:(V,L單位均為m3/s)上式為一直線關(guān)系。=3\*GB3③液相負(fù)荷下限線以平堰上液層高度h0W=0.006m作為液相負(fù)荷下限標(biāo)準(zhǔn),則代入E=1,LW=0.794,得L=0.0013m3/s=4\*GB3④液相負(fù)荷上限線液體在降液管中最短停留時(shí)間以τ=3s計(jì)算,則=5\*GB3⑤溢流液泛線mhW=0.079m(,)根據(jù)式得:操作性能圖列表描點(diǎn)法作圖(單位m3/s)=1\*GB3①L00.00150.0030.00450.0060.00750.010.01150.0130.015V0.6607220.6607220.6607220.6607220.6607220.6607220.6607220.6607220.6607220.660722=2\*GB3②L00.00150.0030.00450.0060.00750.010.01150.0130.015V2.3882612.331762.275262.2187592.1622592.1057592.0115911.9550911.898591.823257=3\*GB3③L0.0012990.0012990.0012990.0012990.0012990.0012990.0012990.0012990.0012990.001299V0.50.70.91.11.31.51.71.92.12.5=4\*GB3④L0.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.009147V0.50.70.91.11.31.51.71.92.12.3=5\*GB3⑤L00.00150.0030.00450.0060.00750.010.01150.0130.015V3.1069963.0130982.9383652.8549162.757952.644242.4083382.231522.019461.657762操作點(diǎn)液相0.001034氣相1.218327由上表中數(shù)據(jù)做出下圖:精餾段負(fù)荷性能圖精餾段負(fù)荷性能圖精餾段的設(shè)計(jì)點(diǎn)位于圖中心偏左,且由圖可知塔的操作負(fù)荷上限受霧沫夾帶限制,下限受液層控制。則,由圖可知精餾段2.提餾段(1)塔板阻力校核干板阻力hd臨界閥孔氣速>u0=8.502m/s則,液柱液層阻力液柱其中β取值為0.5塔板阻力液柱(2)液沫夾帶校核泛點(diǎn)率或其中:取K=1泛點(diǎn)負(fù)荷因子CF查圖得CF=0.08板上液流面積m2計(jì)算所得泛點(diǎn)率均小于0.8,故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫夾帶。(3)溢流液泛校核流體流過(guò)降液管底隙的阻力液柱降液管清液層高度液柱降液管中泡沫層高度液柱(取泡沫層相對(duì)密度φ=0.6)由于,大于H’d,故不會(huì)發(fā)生降液管液泛。(4)負(fù)荷性能圖及操作彈性負(fù)荷性能圖=1\*GB3①漏液線動(dòng)能因子F0<5時(shí),會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液,故取F0=5計(jì)算相應(yīng)氣相流量其中:=2\*GB3②過(guò)量霧沫夾帶線因塔徑D>0.9m,取F1=0.8,由泛點(diǎn)率公式得:整理得:(V,L單位均為m3/s)上式為一直線關(guān)系。=3\*GB3③液相負(fù)荷下限線以平堰上液層高度h0W=0.006m作為液相負(fù)荷下限標(biāo)準(zhǔn),則代入E=1.024LW=0.794,得L=0.0013m3/s=4\*GB3④液相負(fù)荷上限線液體在降液管中最短停留時(shí)間以τ=3s計(jì)算,則=5\*GB3⑤溢流液泛線mhW=0.079m(,)根據(jù)式得:操作性能圖列表描點(diǎn)法作圖(單位m3/s)=1\*GB3①L00.00150.0030.00450.0060.00750.0090.01050.0120.015V0.7746280.6607220.6607220.6607220.6607220.6607220.6607220.6607220.6607220.660722=2\*GB3②L00.00150.0030.00450.0060.00750.0090.01050.0120.015V2.0882462.0182371.9482281.8782191.808211.7382011.6681921.5981831.5281741.388156=3\*GB3③L0.0012530.0012530.0012530.0012530.0012530.0012530.0012530.0012530.0012530.001253V0.50.70.91.11.31.51.71.92.84=4\*GB3④L0.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.0091470.009147V0.50.70.91.11.31.51.71.92.43=5\*GB3⑤L00.00150.0030.00450.0060.00750.0090.01050.0120.015V3.8489123.7300453.6360343.5315433.4105093.2688863.1026062.9066212.6738082.043988操作點(diǎn)液相0.00192氣相1.695565由上表中數(shù)據(jù)做出下圖:提餾段負(fù)荷性能圖提餾段負(fù)荷性能圖提餾段的設(shè)計(jì)點(diǎn)位于圖中心偏左,且由圖可知塔的操作負(fù)荷上限受霧沫夾帶限制,下限受液層控制。則,由圖可知提餾段七、塔頂冷凝器的選用1.物料衡算用水進(jìn)行冷卻,設(shè)水進(jìn)口溫度,出口溫度塔頂冷凝液溫度取塔頂產(chǎn)品組分下的泡點(diǎn)溫度甲醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)由《化工原理(上冊(cè))》附錄13查得:時(shí)甲醇的氣化潛熱為水的氣化潛熱為平均汽化潛熱冷凝量:冷卻劑水的平均溫度,查附錄5得水的比定壓熱容密度粘度導(dǎo)熱系數(shù)則水用量為冷卻水走管程,甲醇-水走殼程,選擇普通無(wú)縫鋼管。對(duì)數(shù)平均溫度由列管式換熱器總傳熱系數(shù)K的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)表查得甲醇-水體系的總傳熱系數(shù),取總傳熱系數(shù)。則換熱面積2.換熱器選用由于是蒸汽冷凝,故沒(méi)有并流、逆流之分,溫度修正系數(shù),不考慮熱補(bǔ)償,現(xiàn)選用兩臺(tái)臺(tái)單殼程的浮頭式換熱器,于《化工原理(上冊(cè))》附錄25II中初選,其具體參數(shù)如下所示:外殼直徑/mm500公稱壓力/MPa4.0公稱面積/㎡65管子排列方式正方形?管長(zhǎng)/m6管子外徑/mm25管子總數(shù)124管程數(shù)2殼程數(shù)1管程流通截面積/㎡0.01948折流板間距/mm200殼程流通截面積/㎡0.0358折流板切去的弓形缺口高度/mm113.5換熱器實(shí)際換熱面積若采用此傳熱面積,則要求的總傳熱系數(shù)為八、塔接管設(shè)計(jì)塔頂蒸汽管管徑蒸汽體積流量,取蒸汽流速為。由GB8163-87,選用熱軋無(wú)縫鋼管塔頂回流管管徑回流液的體積流率,取管內(nèi)流速

由GB8163-87,選用熱軋無(wú)縫鋼管塔底釜液出口管管徑塔底釜液體積流率取管內(nèi)液體流速由GB8163-87,選用熱軋無(wú)縫鋼管4.塔底加熱蒸汽管管徑蒸汽體積流率取管內(nèi)蒸汽流速由GB8163-87,選用熱軋無(wú)縫鋼管5.塔頂產(chǎn)