当前位置:首页 >> 能源/化工 >>

甲醇与水


南京工业大学
《化工原理》专业课程设计
设计题目 甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计

学生姓名

高辰珏

班级、学号

化工 081004

指导教师姓名

冯晖

课程设计时间 2010 年 12 月 14 日-2010

年 12 月 30 日

课程设计成绩 设计说明书、计算书及设计图纸质量,70% 独立工作能力、 综合能力及设计过程表现, 30% 设计最终成绩(五级分制)

指导教师签字
1

化学化工学院

课程名称: 设计题目:

化工原理课程设计 甲醇-水体系浮法精馏塔的设计 专业:化学工程与工艺

学生姓名: 高辰珏 班级学号: 设计日期: 设计任务:

化工 081004 2010-12-14 至 2010-12-30 乙醇-水体系

设计条件及任务: 进料流量:F=210kmol/h 进料组成:Xf=0.20(摩尔分率) 进料热状态:泡点进料 要求塔顶产品浓度 XD=0.99 易挥发组分回收率η ≥0.99

2





概述……………………………………………………… 7 第一章 总体操作方案的确定 ◆1.1 操作压强的选择…………………………………9 ◆1.2 物料的进料热状态………………………………9 ◆1.3 回流比的确定……………………………………10 ◆1.4 塔釜的加热方式…………………………………10 ◆1.5 回流的方式方法………………………………… 10 第二章 精馏的工艺流程图的确定……………………11 第三章 理论板数的确定 ◆3.1 物料衡算…………………………………………12 ◆3.2 物系相平衡数据………………………………… 12 ◆3.3 确定回流比…………………………………….....13 ◆3.4 理论板数 NT 的计算以及实际板数的确定………13 第四章 塔体主要工艺尺寸的确定 ◆4.1 各设计参数………………………………………16 ◆4.2 精馏段塔径塔板的实际计算…………………….22 4.2.1 精馏段汽、液相体积流率 4.2.2 塔径塔板的计算 4.2.3 塔板流体力学的验算 4.2.4 塔板负荷性能图及操作弹性
3

◆4.3 提馏段塔径塔板的实际计算……………………….35 4.3.1 精馏段汽、液相体积流率 4.3.2 塔径塔板的计算 4.3.3 塔板流体力学的验算 4.3.4 塔板负荷性能图及操作弹性 第五章浮阀塔板工艺设计计算结果…………………………47 第六章 辅助设备及零件设计 ◆5.1 塔顶全凝器的计算及选型…………………………49 ◆5.2 塔底再沸器面积的计算及选型…………………… 53 ◆5.3 其他辅助设备计算及选型………………………….54 第七章 设计感想………………………………………….60 第八章 致谢………………………………………………61 第九章 参考文献…………………………………………61

4

图 1 浮阀(F1 型)

图 2 浮阀(a)V-4 型,(b)T 型

一. 总体操作方案的确定
1.1 操作压强的选择: 精馏可以常压, 加压或减压条件下进行。 确定操作压力时主要是根据处理物 料的性质,技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。 对于沸点低,常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下 适当提高操作压力可以提高塔的处理能力,但是增加了塔压,也提高了再沸器 的温度,并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。 降低操作压力,组分的相对挥发度增加,有利于分离。减压操作降低了平衡温 度,这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔 顶冷凝温度的降低,而且必须使用抽真空设备,增加了相应的设备和操作费用。 本次任务是甲醇和水体系,甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料,且沸点又不 高,所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态,塔顶蒸气又可以用

5

普通冷却水冷凝,因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操 作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。 ∴ 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa 1.2 物料的进料热状态: 进料热状态有五种。原则上,在供热一定的情况下,热量应尽可能由塔底输 入,使产生的气相回流在全塔发挥作用,即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定, 免受季节气温的影响,常采用泡点进料。这样,塔内精馏段和提留段上升的气 体量变化较小,可采用相同的塔径,便于设计和制造。但将原料预热到泡点, 就需要增设一个预热器,使设备费用增加。综合考虑各方面因素,决定采用泡 点进料,即 q=1 。 1.3 回流比的确定: 对于一定的分离任务, 采用较大的回流 比时, 操作线的位置远离平衡线向下向对角 线靠拢, 在平衡线和操作线之间的直角阶梯 的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了, 所以增大回流比所需的理论塔板数减少,反之理论塔板数增加。但是随着回流 比的增加,塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加,操作费用 增加,所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本 次设计任务中,综合考虑各个因素,采用回流比为最小回流比的 1.6 倍。 即:R=1.6 Rmin

1.4 塔釜加热方式:

6

塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。 直接蒸汽加热的优点是, 可利用 压强较低的加热蒸汽,并省掉间接加热设备,以节省操作费用和设备费用。但 直接蒸汽加热,只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料,所以 通常情况下,多采用间接蒸汽加热。 1.5 回流的方式方法: 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一 台回流泵,节省设备费用,但用泵强制回流,便于控制 回流比。考虑各方面综合因素,采用重力回流。

二. 精馏的工艺流程图的确定

7

甲醇—水溶液经预热至泡点后, 用泵送入精馏塔。 塔顶上升蒸气采用全冷凝 后,部分回流,其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸 汽再沸器供热,塔底产品经冷却后送入贮槽。

3. 理论板数的确定 3.1 物料衡算: ∵η= DXD FXf ∴D=ηFXf/XD=0.99×210×0.20/0.99=42 kmol/h ∴W=F- D=210-42=168 kmol/h

∵F=D+W ∵FXf= DXD+WXw

∴Xw=(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.0025 3.2 物系相平衡数据 a. 组分 水 甲醇 基本物性数据 分子式 H2O CH3OH 分子量 18.015 32.040 沸点 373.15K 337.85K 熔点 273.15K 176.15K

b. 常压下甲醇和水的气液平衡表(t—x—y) t 100 92.9 90.3 X 0 5.31 7.67 y 0 28.34 40.01 t 77.8 76.7 76.2 x 29.09 33.33 35.13 y 68.01 69.18 69.18

8

88.9 86.6 85.0 83.2 82.3 81.6 80.2 78.0

9.26 12.57 13.15 16.74 18.18 20.83 23.19 28.18

43.53 48.31 54.55 55.85 57.75 62.73 64.85 67.75

73.8 72.7 71.3 70.0 68.0 66.9 64.7

46.20 52.92 59.37 68.49 85.62 87.41 100

77.56 79.71 81.83 84.92 89.62 91.94 100

3.3 确定回流比:根据甲醇—水气液平衡组成表和相对挥发度公式
y ?? x 1? y 1? x



am ? n a1*a2*a3......an
αx =4.83x/(1+3.83x) 1+(α-1)x

求得:算得相对挥发度 α=4.83 ∴平衡线方程为:y=

因为泡点进料 所以 xe = Xf=0.20 代入上式得 ye = 0.5470 ∴ Rmin = ∴ XD- ye =(0.99-0.5470)/(0.5470-0.2)=1.2767 ye - xe R=1.6 Rmin =1.6*1.2767=2.0427

3.4 理论板数 NT 的计算以及实际板数的确定 1)塔的汽、液相负荷 L=RD=2.0427×42=85.792 kmol/h

9

V=(R+1)D=(2.0427+1) ×42=127.79 kmol/h V’=V=127.79 kmol/h L’=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h 2)求操作线方程 精馏段操作线方程: R XD y= x + =0.6713x+0.3254 R+1 R+1
y? L' W X? XW V' V' =2.3147x-0.003287

提馏段操作线方程为:

3)逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数: 平衡线方程为:y= αx =4.83x/(1+3.83x) 1+(α-1)x R XD x + =0.6713x+0.3254 R+1 R+1

精馏段操作方程:y=

由上而下逐板计算,自 X0=0.99 开始到 Xi 首次超过 Xq =0.2 时止 操作线上的点 (X0=0.99,Y1=0.99) (X1=0.95,Y2=0.97) (X2=0.87,Y3=0.91) (X3=0.67,Y4=0.78) (X4=0.42,Y5=0.61) (X5=0.24,Y6=0.49) 平衡线上的点 (X1=0.95, Y1=0.99) (X2=0.87,Y2=0.97) (X3=0.67,Y1=0.91) (X4=0.42,Y4=0.78) (X5=0.24,Y5=0.61) (X6=0.17,Y6=0.49)

因为 X6 时首次出现 Xi <Xq 故第 6 块理论版为加料版,精馏段共有 5 块理论板。

10

提馏段理论板数 提馏段操作线方程:y=2.3147x-0.00328 已知 X6=0.17, 由上而下计算,直到 Xi 首次越过 Xw=0.0025 时为止。 操作线上的点 (X6=0.17,Y7=0.39) (X7=0.12,Y8=0.27) ( X8=0.07,Y9=0.16) (X9=0.038,Y10=0.084) (X10=0.0187,Y11=0.040) (X11=0.00857,Y12=0.0165) (X12=0.00347,Y13=0.00474) 由于到 X13 首次出现 Xi < X
w

平衡线上的点 (X7=0.12,Y7=0.39) (X8=0.07,Y8=0.27) (X9=0.038,Y9=0.16) (X10=0.0187,Y10=0.084) (X11=0.00857,Y11=0.040) (X12=0.00347,Y12=0.0165) (X13=0.00099,Y13=00474) ,故总理论板数不足 13 块

∴总的理论板数 NT=12+(X12-Xw)/(X12-X13)=12.391( 包括再沸器)

3.5 实际板数的确定 实际塔板数 Np=NT/ ET 1)总板效率 ET 的计算 根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度 tLD,tVD,塔釜温度 tw tD=(tLD+tVD)/2=(64.8747+64.9730)/2=64.9239℃ ∵ (5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100) ∴tw=99.666℃ tf=81.82℃

11

平均温度=(tD+tw)/2=(64.9239+99.666)/2=82.295℃ 又由奥克梅尔公式:ET=0.49(αμL)-0.245 其中 α=6.15,μL=0.342mPa·s,代入上式得: ET=0.4084 2)实际塔板层数 ∵算得 ET=0.4084 ∴ 实际塔板数 Np=NT/ET=12.391/0.4084=30.34 块=31 块 其中: 精馏段:5/0.4084=12.243≈13 块 提馏段: 7.391/0.4084=18.097≈19 块

提馏段不算塔釜:19-1=18 块

四 塔体主要工艺尺寸的确定
4.1 列出各设计参数

⒈操作压力 1)精馏段:塔顶压力 PD=1atm=101.33kPa, ∵△p≤0.64kPa ∴取每层踏板压强△p=0.64 进料板压力=PD+0.64 ×13=109.65kPa 精馏段平均操作压力 Pm=(101.33+109.65)/2=105.49kPa 2)提馏段: 塔釜压力 PW=PD+31×0.64=121.17kPa 提馏段平均操作压力 Pm’=(121.17+109.65)/2=115.41kPa

12

2.温度 tm 根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度 tLD,tVD,塔釜温度 tw tD=(tLD+tVD)/2=(64.8747+64.9730)/2=64.9239℃ ∵ (5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100) ∴tw=99.666℃ tf=81.82℃

1)精馏段:塔顶温度 tD=64.9239℃, tf=81.8192℃, ∴t 精=(tD+tf)/2=73.3716℃ 2)提馏段: t 提=(tw+tf)/2 =(81.82+99.666)/2=90.743℃ 3) 平均温度=(tD+tw)/2=(64.9239+99.666)/2=82.295℃

3.平均摩尔质量计算 1)精馏塔的汽、液相负荷: L=RD=2.0427×42=85.792 kmol/h V=(R+1)D=(2.0427+1) ×42=127.79 kmol/h L’=L+F=85.792 +210 =295.792kmol/h V’=V=127.79 kmol/h 2)塔顶平均分子量: X1=0.99, Y1=0.998 MVDM=0.99×32+(1-0.99)×18=31.86g/mol MLDM=0.998×32+(1-0.998)×18=31.972g/mol 3)加料板上一块塔板平均摩尔质量: X5=0.24, Y5=0.61

13

MVFM =0.61×32+(1-0.61) ×18=26.54 g/mol MLFM =0.24×32+(1-0.24) ×18=21.36 g/mol 4)加料板平均分子量: Xf=0.2 , yf=0.547 MVFM=0.547×32+(1-0.547)×18=25.658g/mol MLFM=0.2×32+(1-0.2)×18=20.8 g/mol 5)塔底平均分子量:xw=0.0025, yw=0.01196

MVWM=0.01196×32+(1-0.01196)×18=18.167g/mol MLWM=0.0025×32+(1-0.0025)×18=18.035g/mol ∴精馏段平均摩尔质量: MVm=(MVDm+MVFm)/2=(31.86+26.54)/2=29.2kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(31.972+21.36)/2= 26.666kg/kmol 提馏段平均摩尔质量: MVm=(MVDm+MVFm)/2=(25.658+18.167)/2=21.913kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(20.8+18.035)/2=19.418kg/kmol

4.汽相密度: 精馏段:ρV,M=P×MVM/RT 精 =105.49×29.2/[8.314×(273.15+73.3716)]=1.0691kg/m3 提馏段:ρV,M’=P’×MVM’/RT 提 =115.41×21.913/[8.314×(273.15+90.7425)]=0.8360kg/m3 5.液相密度

14

1

已知: 混合液密度:

?L

?

?A

aA

?

?B

aB

甲醇与水在对应温度下的密度 温度℃ 64.9239 81.82 99.666

kg

甲醇
kg

m m
3

3

755.2652

735.0886

712.4242

980.63

970.672

958.616



1)精馏段 ①塔顶,tD=64.9239℃ xD=0.99

∵ 1/ρLD,M=WA/ρLA+WB/ρLB

X D ? M甲醇
其中 WAD=

X D ? M甲醇 ? (1 ? X D ) ? M 水

=0.946 ,

WBD=0.054,ρLA=755.2652kg/m3,ρLB=980.63kg/m3 ∴ρLD,M=764.756kg/m3 ②进料板上:Xf=0.2, ρLA=735.0886kg/m , ρLB=970.672kg/m
3 3

X f ? M甲醇
∴WAf= =0.308 又∵ 1/ρLF,M=0.308/735.0886+(1-0.308)/ 970.672 ∴ρLF,M=883.466kg/m3
15

X f ? M甲醇 ? (1 ? X f ) ? M 水

=0.2×32/[0.2×32+(1-0.2)×18]

精馏段平均液相密度: ρL,M 精=(764.756+883.466)/2=824.111kg/m3

2)提馏段: 塔底: Xw=0.0025,

∵1/ρLW,M=WA/ρLA+WB/ρLB 其中 WAW=0.00444 ρLA=712.4242 ,WBW=0.99556

ρLB=958.616

∴ρLW,M=957.147kg/m3 ∴提馏段平均液相密 ρL,M’=(957.147+883.466)/2=920.307kg/m3

6.液体表面张力 ∵бm=∑xiбi 温度℃ 64.9239 81.82 99.666

甲醇 mN/m 水 mN/m

16.766 65.228

14.836 62.3442

12.837 58.973

1)精馏段 ①塔顶,tD=64.9239℃ xD=0.99

б 水=65.228mN/m, б 甲醇=16.766mN/m бm,D=0.99×65.228+(1-0.99) ×16.766=64.743mN/m

16

②进料板上:Xf=0.2, 81.82℃时,б 水=62.3442mN/m, б 甲醇=14.836mN/m бm,F=0.2×62.3442+0.8×14.836=24.338mN/m ∴бm,精=(64.743+24.338)/2=44.54mN/m

2)提馏段 塔底: Xw=0.0025

tw=99.666℃时,б 水=58.973mN/m, б 甲醇=12.837mN/m бm,W=0.0025×58.973+0.9975×12.837=12.95234mN/m ∴бm,提=(24.338+12.95234)/2=18.645mN/m

7.液体粘度 μL,m 温度℃ 64.9239 81.82 99.666

甲醇 mPa·s 水 Pa·s 1)精馏段 查表得:

0.3225

0.2725

0.2288

0.4360

0.3486

0.2848

64.9239℃时,μ 水=0.000440Pa·s , μ 甲醇=0.000143Pa·s ∴μL,D=0.99×0.000143+0.01×0.000440=0.000146Pa·s 81.8192℃时,μ 水=0.000394Pa·s , μ 甲醇=0 Pa·s

17

∴μL,F=0.17×0 +(1-0.17)×0.000349=0.000290Pa·s ∴μL,m 精=(0.000146+0.000290)/2=0.0002178Pa·s 2)提馏段 塔底: Xw=0.0025

99.666℃时,μ 水=0.2848mPa·s , μ 甲醇=0.2288mPa·s ∴μL,W=0.0025×0.2848+(1-0.0025) ×0.2288=0.22894mPa·s ∴μL,m 提=(0.000282+0.000290)/2=0.0002860Pa·s

3)塔的汽、液相负荷 L=RD=2.0427×42=85.792 kmol/h V=(R+1)D=(2.0427+1) ×42=127.79 kmol/h L’=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h V’=V=127.79 kmol/h VS=VMVM/(3600ρVM)=(127.79×29.2)/(3600×1.0691)=0.9695m3/S LS=LMLM/(3600ρLM) =(85.792×26.666)/(3600×824.111)=0.000771m3/S VS’=V’MVM’/(3600ρVM’) =(127.79×21.93)/(3600×0.836)=0.9312m3/S LS’=L’MLM’/(3600ρLM’) =(295.792×19.418)/(3600×920.307)=0.00173m3/S

4.2 精馏段塔径塔板的实际计算

18

1) 精馏段汽、液相体积流率为: LS =0.000771 m3/s VS=0.9695 m3/s

2)塔径塔板的计算 a.塔径的计算 欲求塔径应先求出 u,而 u=安全系数×umax
umax 精 ? C

? Lm精 ? ?Vm精 ?Vm精

? L ? ?液相密度,kg / m3 ; ? V ? ?气相密度,kg / m3 ;
式中:
C ? ?负荷因子,m / s;

横坐标的数值为:(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.5=0.0221 参考有关资料,根据塔板间距与塔径的关系

塔板间距与塔径的关系 塔 径/D,m 0.3~ 0.5 板间距/HT,mm 200~ 250~350 300 300~450 350~600 400~600 0.5~0.8 0.8~1.6 1.6~2.4 2.4~4.0

初选板间距 H T =0.4m, 取板上液层高度 h1=0.06m, 故分离空间 HT-h1=0.4-0.06=0.34m 根据以上数值,由史密斯关联图查得,C20=0.0715
19

?? ? ? ? 由公式 C= C20 ? 20 ? 校正得 C=0.0839
0.2

Umax=C

? L ? ?V ?V

=0.0839×[(824.11-1.0691)/1.0691]0.5 =2.3279m/s 取安全系数 0.70,则 u=0.70 umax =1.6295m/s



4Vs D= ? u =[(4×0.9695)/(3.14×1.6295)]0.5=0.8735m

所以圆整取 D=1m
1 ?D 2 AT= 4 =0.7854 m

∴塔截面积:

空塔气速 u= VS / AT = 1.2344 m/s

b.溢流装置的确定 单溢流又称直径流,液体自液盘横向流过塔板至溢流堰,流体流径较大,塔 板效率高,塔板结构简单,加工方便,直径小于 2.2m 的塔中广泛使用。工业中 应用最广的降液管是弓形降液管。 综合考虑各方面因素,本设计体系采用单溢流、弓形降液管。 ①溢流堰长 lw=0.7D=0.7m ②出口堰高 h
w

Ls / l W 2.5 =0.000771×3600/0.72.5= 6.77 l W / D= 0.7 查流体收缩系数图得:E=1.025,

20

选用平直堰,堰上液层高度 how 由下式计算

则 how=7.293mm, 又∵h1 =0.06m ∴h
w

= h1- how=0.06-0.007293=0.05271m=52.71mm

③降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 ∵lW / D=0.7 ,查得

Af

Af Wd D =0.14, AT =0.088
∴Wd=0.14×1=0.14m, Af=0.088×0.7854=0.069115m2 ④降液管底隙高度 降液管底隙高度是指降液管下端与 塔板间的距离,以 ho 表示。降液管底隙 高度应低于出口堰高度
hW

,(hw-ho)不应

低于 6mm 才能保证降液管底端有良好的 液封. 工程上 ho 一般取 20-25mm。本次设计中取 22mm。 hw-ho=52.71- 22 =30.708 mm> 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。

d.安定区与边缘区的确定 取安定区宽度 Ws =0.07m,

21

边缘区宽度取 Wc =0.04m 弓形降液管宽度 Wd=0.14m

e.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列 采用 F1 型重阀,孔径为 39mm。 取阀孔动能因子 FO=9.5

F?
①孔速 uo= ②浮阀数:

?V ,m

=9.5/(1.0691)0.5=9.18779 m/s

?
n= 4

Vs d 2u?
=0.9695/(1/4×3.14159×0.0392×9.18779)=88.3=89(个)

③有效传质区:

? 2 ?1 x ? ? Aa ? 2 ? x R 2 ? x 2 ? R sin 180 R? ? ? 根据公式:
D ? Wc 其中:R= 2 =0.46m D ? (Wd ? Ws ) 2 =0.29m

x=

? 2 ?1 x ? ? Aa ? 2 ? x R 2 ? x 2 ? R sin 180 R ? =0.49563m2 ? ? ∴

④塔板的布置 因 D>800mm 故塔板采用分块式,查表的塔块分为 3 块,采用等腰三角形叉排。 浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。

22

⑤阀孔的排列:

第一排阀孔中心距 t 为 75mm,各排阀孔中心线间的距离 t’可取 65mm,80mm,100mm. 经过精确绘图,得知,当 t’=65mm 时,阀孔数 N 实际=85 个 按 N=85 重新核算孔速及阀孔动能因数: 孔速 u0= VS/(π× 1/4 ×d × N)=9.547 m/s F0=uo×(ρV,M)
0.5 2

=9.872

阀孔动能因数变化不大,仍在 9~12 范围内。 ⑥∴开孔率 φ ∵空塔气速 u= VS / AT = 1.2344 m/s ∴φ=u / uo =1.2344 / 9.547 =12.93 % ∵5%<12.93%<15%, ∴符合要求

故:t=75mm , t’=65mm, 阀孔数 N 实际=85 个 ∴则每层板上的开孔面积
23

AO =A

a

× φ = 0.49563×12.93 %=0.064m

2

4)塔板流体力学的验算 a.塔板压降 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) ①干板阻力 : 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为 U0,c U0,c=(73.1/ρV,M)(1/1.825)=10.1257m/s>9.547m/s

hp ? hc ? h1 ? h?



?V u? 2 hc ? 5.34 2 ? L g =5.34×1.0691×10.12572/(2×824.111×9.8)
=0.0362m 液柱

②液层阻力

充气系数

?? =0.5,有:

h1’= ? ×h1=0.5×0.06=0.03m 液柱 ③液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为: hp=0.03+0.0362=0.0662m ∴常板压降

?

?Pp ? hp ?L g
符合设计要求。

=0.0662×824.111×9.81=535.5055Pa <640Pa,

b. 液泛的校核
24

为了防止塔内发生液泛,降液管高度应大于管内泡沫层高度。 即:Hd≤ψ(HT+hW)Hd=hw+how+hd+hp+△ hd=0.2(LS/(lwho))2 甲醇-水属于一般物系,ψ取 0.5 对于浮阀塔△≈0 则 Hd=hw+how+hd+hp+△=0.005271+0.007292+0.2(0.000771/(0.7× 0.022))2+0.0662=0.07926m ψ(HT+hW)=0.5(0.4+0.05271)=0.226m 因 0.07926m<0.226m, 故本设计中不会出现液泛

c.降液管停留时间 为使液体夹带的气泡得以分离,液体在降液管内应有足够的停留时间。由实际 经验可知,液体在降液管内停留的时间不应小于 3—5s。

∵lW / D=0.7 ,查得 ∴Wd=0.14×1=0.14m,

Af Wd D =0.14, AT =0.088
Af=0.088×0.7854=0.069115m
2

停留时间 θ=AfHT/LS=0.069115×0.4/0.000771=35.857s>5s ∴符合要求

d.雾沫夹带
Vs

?V ? 1.36 Ls lL ? L ? ?V
KCF Ab

泛点率=

? 100%

lL=D-2Wd=1-2 ? 0.14=0.72 Ab=AT-2Af=0.7854-2 ? 0.0691152=0.64717
25

式中: lL——板上液体流经长度,m; Ab——板上液流面积,m2 ; CF——泛点负荷系数,由图查得泛点负荷系数取 0.098 K——特性系数,查下表,取 1.0.

物性系数 K 系统 无泡沫,正常系统 氟化物(如 BF3,氟里昂) 物性系数 K 1.0 0.9

中等发泡系统(如油吸收塔、胺及乙二醇再生 0.85 塔) 多泡沫系统(如胺及乙二胺吸收塔) 严重发泡系统(如甲乙酮装置) 形成稳定泡沫的系统(如碱再生塔) 0.73 0.60 0.30

26

由上代入数据得:泛点率=56.28% ∵对于大塔,为避免过量雾沫夹带,应控制泛点率不超过 80%。计算出的泛点率 在 80%以下,故可知雾沫夹带量能够满足 ev<0.1kg 液/kg(干气)的要求。

e. 漏液验算

对于浮阀塔,阀孔动能 因数F0 ? 5 ? F0 ? u0,min ?

?V ? 5
5 ? 4.836m / s 1.0691

u0,min ?

5

?V

?

Vs ,min ? u 0,min ?

?
4

2 ? d 0 ? n ? 4.836 ?

?
4

? 0.039 2 ? 85 ? 0.491m 3 / s

0.491 m3/s<Vs=0.9695 m3/s,可见不会产生过量漏液。

4) 塔板负荷性能图及操作弹性 ①液相下限线 因堰上液层厚度 how 为最小值时,对应的液相流量为最小。 设 how,小=0.006m

LW=0.7 推出 LS=0.0005754 m3/s ②液相上限线 当停留时间取最小时,LS 为最大,求出上限液体流量 上,液相负荷上限线为与气体流量 以 无关的竖直线。 值(常数),在 — 图

作为液体在降液管中停留时间的下限,
27

因 Af=0.069115m , HT=0.4 ∵θ=AfHT/LS 则 LS,大=0.069115×0.4 / 5=0.005529m3/s ③漏液线
对于浮阀塔,阀孔动能 因数F0 ? 5 ? F0 ? u0 ,min ?

2

?V ? 5

u0,min ?

5

?V

?

5 ? 4.836m / s 1.0691

Vs , min ? u 0, min ?

?
4

2 ? d 0 ? n ? 4.836 ?

?
4

? 0.039 2 ? 85 ? 0.491m 3 / s

据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。 ④雾沫夹带线
Vs

?V ? 1.36 Ls lL ? L ? ?V
KCF Ab

根据经验值,因该塔径 1.0m 控制其泛点率为 80% 代入上式 ∵lL=D-2Wd=1-2 ? 0.14=0.72 Ab=AT-2Af=0.7854-2 ? 0.0691152=0.64717 K 物性系数查表得 K=1, CF 泛点负荷因素,查表得 CF=0.098 代入计算式,整理可得:0.03604VS+0.9792LS=0.0507 由上式知雾沫夹带线为直线, 则在操作范围内任取两个 LS 值, 依式算出相应的 值列于下表中。 LS 0.001 0.002 VS 1.3796 1.35243

28

0.003 0.004 0.005 0.006 0.007 0.01

1.32526 1.29809 1.27092 1.24375 1.21658 0.05141

⑤液泛线 为了防止塔内发生液泛,降液管高度应大于管内泡沫层高度。 联立以下三式:

由上式确定液泛线。忽略式中

项,将以下五式代入上式,

得到:

29

因物系一定,塔板结构尺寸一定,则













及φ等均

为定值,而



又有如下关系,即:

式中阀孔数 N 与孔径 式:

亦为定值。因此,可将上式简化成



的如下关系

其中



ρV ? 5 ?a ? 1.91? 10 ? (ρ L ? n 2 ) ? ?b ? ? ? H T ? (? ? ? ? 1) ? hw ? ?c ? 0.153 ? (l w ? h0 ) 2 ? 2 3600 3 ? d ? 2.84 ? 10?3 ? E ? (1 ?β ) ? ( ) ? lw ?

? ? 0.5
带入数据:

?取0.5

h0取0.022

?a ? 0.0343 ?b ? 0.1473 ? ? ?c ? 645.134 ?d ? 1.30098 ?
2 2 3 由 aVs ? b ? cLs ? dLs 2

V ? 得 0.0343 s ? 0.1473? 645.134? Ls ? 1.30098 L
2 2

2 3 s

LS vs

0.001

0.002

0.003

0.004

0.005

0.006

0.007

1.973929 1.90189 1.8265428 1.74293 1.647793 1.53785 1.4088739

30

⑥操作负荷线 由以上各线的方程式,可画出图塔的操作性能负荷图。 根据生产任务规定的气液负荷,可知操作点 P(0.000771,0.9695)在正常的操作 范围内。过圆点连接 OP 作出操作线.

由塔板负荷性能图可以看出: (1)在任务规定的气液负荷下的操作点 P(设计点),处在适宜操作区内的适 中位置。 (2)塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制,操作下限由漏液控制。 (3)操作弹性 Vmax=1.99107, Vmin=0.491 操作弹性=Vmax/ Vmin =1.99107/0.491=4.055>3 ∴此设计符合要求。
精馏段负荷性能图 6 5 4 ①液相下限线 ④雾沫夹带线 ③漏液线 ⑤液泛线 操作线 ②液相上限线

VS

3 2 1 0 0 0.002 0.004 LS 0.006 0.008

0.01

4.3 提馏段塔径塔板的实际计算 1) 提馏段汽、液相体积流率为:
31

LS’= 0.00173 m /s VS’=0.9312m3/s

3

2)塔径的计算 取塔板间距 HT =0.4,板上液层高度 h1=0.06m,那么分离空间: HT – h1 =0.4 - 0.06= 0.34m
( LS ' )
S '

功能参数: V

? ? =0.062
' L ' V

从史密斯关联图查得: C20 =0.06

'

?? ? ? ? 由公式 C= C20 ? 20 ? 校正得 C=0.059
0.2
' max

u

? c20 (
'

?'
20

)

0.2

?

' L

? ?'
' V

?

V

=1.962m/s

取安全系数 0.70,则 u’=0.7 umax’=1.3735m/s
D ?
'



3.14 ? u ' =0.863m

4V S

'

为了防止精馏段塔径大于提留段,造成塔的稳定性下降,所以圆整取 D’=1.0m
32

1 ?D ∴塔截面积 AT’= 4 =0.7854 m2

空塔气速: u’= VS ’/ AT’ =1.186m/s

3) 溢流装置的确定 单溢流又称直径流,液体自液盘横向流过塔板至溢流堰,流体流径较大,塔板 效率高,塔板结构简单,加工方便,直径小于 2.2m 的塔中广泛使用。工业中应 用最广的降液管是弓形降液管。 综合考虑各方面因素,本设计体系采用单溢流、弓形降液管。 ①堰长 lw’ ∵塔径 D’=1.0m , ∴堰长 lw’=0.7D’=0.7m ②出口堰高 hw’=h1’-how’ ∵L’ / l W’ l W’ / D= 0.7 查流体收缩系数图得:E=1.03,
2.5

=0.00173×3600/0.7 = 15.192

2.5

h'ow ? 2.84 ? 10?3 ? E ? (

Ls ' 3 0.0017? 3600 3 ) ? 2.84 ? 10?3 ? 1.025? ( ) ? 0.01241 m lw 0.7
2 2

∴h w’ = hl’ - how’=0.06-0.01241=0.04759 m

33

③降液管的宽度

Wd

’与降液管的面积

Af

’:
Af

由 lW ’/D=0.7

Wd 查图得查得 D

’=0.14, AT ’=0.088

∴Wd’=0.14×1=0.14m,

Af’=0.088×0.7854=0.069115m2

④ 液体在降液管中停留时间 θ= Af’HT/Ls’=0.069115× 0.4/0.00173=15.979s>5s 故降液管设计合适 ⑤降液管底隙高度 h0’ 降液管底隙高度是指降液管下端与 塔板间的距离,以 ho 表示。Ho 的大小应在 20~25mm 之间。降液管底隙高度应低于出 口堰高度
hW

,(hw-ho)>6mm 才能保证降液管底端有良好的液封。工程上 ho 一般取

20-25mm。本次设计中取 22mm。 hW’- h0’=0.04759-0.022=25.59mm>6mm 故降液管底隙高度设计合理。

c.安定区与边缘区的确定 取安定区宽度 WS’=0.07m 边缘区宽度 WC’=0.04m 弓形降液管宽度 Wd’=0.14m

d.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列
34

采用 F1 型重阀,,孔径为 39mm。 取阀孔动能因子 FO=10

F?
①孔速 uo’= ②浮阀数:

?V ,m

=10/(0.836)0.5=10.937m/s

?
n= 4

Vs d 2u?
=0.9312/(1/4×3.14159×0.039 ×10.937)=71.27=73(个)
2

③有效传质区面积 :
? 2 ?1 x ? ? Aa ? 2 ? x R 2 ? x 2 ? R sin 180 R? ? ? 根据公式:
D ? Wc 其中:R= 2 =0.46m D ? (Wd ? Ws ) 2 =0.29m

x=

∴Aa’=0.49563m2 ④塔板的布置 因 D>800mm 故塔板采用分块式,查表的塔块分为 3 块

采用等腰三角形叉排。浮阀塔阀孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列,如 下图:

35

⑤阀孔的排列: 第一排阀孔中心距 t 为 75mm,各排阀孔中心线间的距离 t’可取 65mm,80mm,100mm. 经过精确绘图,得知,当 t’=80mm 时,阀孔数 N 实际=69 个 按 N=69 重新核算孔速及阀孔动能因数: 孔速 u0’ = VS’/(π× 1/4 ×d2× N)= 11.297m/s F0= uo ’× (ρV,M’)
0.5

=10.329

阀孔动能因数变化不大,仍在 9~12 范围内。

⑥开孔率 φ’ ∵空塔气速: u’= VS ’/ AT’ =1.186m/s ∴开孔率 φ’=u’/uo ’=1.186 /11.297×100%=10.498% ∵5%<10.498%<14%, ∴符合要求

∴则每层板上的开孔面积 AO ’=A a’× φ ’=0.49563×10.498%=0.052m2

4)塔板流体力学的验算

36

a.塔板压降 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) ①干板压强降 hc’ 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为 U0,c’ U0,c’=(73.1/ρV,M’)(1/1.825)=11.586m/s>11.297m/s

hp ? hc ? h1 ? h?

?V u? 2 hc ? 5.34 2?L g ∵
hc ’ =5.34×u0’2ρV’/(2gρL’) =5.34×11.5862×0.836/(2×9.81×920.307) =0.0332m 液柱 ②液层阻力 h1’ 取板上液层充气程度因数ε=0.5, 则 h1’=ε×(hW’+hOW’)= 0.5×0.06=0.03 m 液柱 ③液体表面张力 h?’数值很小,设计时可以忽略不计 则 hp’= hc ’+ h1’ + h?’=0.0332+0.03=0.0632m 液柱 气体通过每层塔板的压降△P 为 △P= hp’×ρL’×g=0.0632m×920.307×9.81 =570.583pa<640pa(设计允许值)

b. 液泛的校核 为了防止塔内发生液泛,降液管高度应大于管内泡沫层高度。 即:Hd≤ψ(HT+hW)Hd=hw+how+hd+hp+△ hd=0.2(LS/(lwho))2 甲醇-水属于一般物系,ψ取 0.5 对于浮阀塔△≈0
37

则 Hd=hw+how+hd+hp+△=0.04759+0.01241+0.2(0.00173/(0.7× 0.022))2+0.0632=0.1257m ψ(HT+hW)=0.5(0.4+0.04759)=0.224m 因 0.1257m<0.224m, 故本设计中不会出现液泛

c.降液管内的停留时间 θ= Af’HT/Ls’=0.069115×0.4/0.00173=15.979s>5s 故降液管设计合适

d.雾沫夹带的校核
Vs

? L ? ?V

?V

? 1.36 Ls lL

泛点率 F’=

KCF Ab

? 100%

lL=D-2Wd=1-2 ? 0.14=0.72 Ab=AT-2Af=0.7854-2 ? 0.0691152=0.64717 式中 l L ——板上液体流经长度,m;

Ab ——板上液流面积,m2 ;

CF ——泛点负荷系数,由图查得泛点负荷系数取 0.09;
K——特性系数,查表取 1.0.

由上代入数据得:泛点率=43.62% ∵对于大塔,为避免过量雾沫夹带,应控制泛点率不超过 80%。计算出的泛点率 在 80%以下,故可知雾沫夹带量能够满足 ev<0.1kg 液/kg(干气)的要求。

38

e. 漏液验算
对于浮阀塔,阀孔动能 因数F0 ? 5 ? F0 ? u0,min ? ?V ,提 ? 5

u0,min ?

5

?V ,提

?

5 ? 5.468m / s 0.836
? d 02 ? n ? 5.468 ?

Vs ,min ? u0,min ?

?
4

?
4

? 0.039 2 ? 69 ? 0.451m 3 / s

0.451 m3/s<Vs’=0.9312 m3/s, 可见不会产生过量漏液。

4) 塔板负荷性能图及操作弹性 ①液相下限线 因堰上液层厚度 how’为最小值时,对应的液相流量为最小。 设 how,小’=0.006m

LW=0.7 推出 LS’=0.0005712 m3/s ②液相上限线 当停留时间取最小时,LS’为最大,求出上限液体流量 LS’值(常数),在 图上,液相负荷上限线为与气体流量 以 无关的竖直线。 —

作为液体在降液管中停留时间的下限,

因 Af=0.069115m2 , HT=0.4 ∵θ=AfHT/LS 则 LS,大’=0.069115×0.4 / 5=0.005529m3/s ③漏液线

39

对于浮阀塔,阀孔动能 因数F0 ? 5 ? F0 ? u0,min ? ?V ,提 ? 5
u0,min ' ? 5

?V ,提

?

5 ? 5.4685 / s m 0.836

Vs ,min ' ? u0,min '?

?
4

? d 02 ? n ? 5.4685 ?

?
4

? 0.039 2 ? 69 ? 0.45075 m3 / s

据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。 ④雾沫夹带线
Vs

? L ? ?V

?V

? 1.36 Ls lL

KCF Ab

根据经验值,因该塔径 1.0m 控制其泛点率为 80% 代入上式 ∵lL=D-2Wd=1-2 ? 0.14=0.72 Ab=AT’-2Af’=0.7854-2 ? 0.0691152=0.64717 K 物性系数查表得 K=1, CF 泛点负荷因素,查表得 CF=0.09 代入计算式,整理可得:0.03015VS’+0.9792LS’=0.0466 由上式知雾沫夹带线为直线,则在操作范围内任取两个 LS’值,依式算出相应 的 VS’值列于下表中。 LS' 0.0001 VS' 1.5424 0.0005 1.5294 0.001 1.51313 0.002 1.48065 0.003 1.44817 0.005 1.38322 0.0055 1.36698 0.006 1.3507

⑤液泛线 为了防止塔内发生液泛,降液管高度应大于管内泡沫层高度。 联立以下三式:
40

由上式确定液泛线。忽略式中

项,将以下五式代入上式,

得到:

因物系一定,塔板结构尺寸一定,则













及φ等均

为定值,而



又有如下关系,即:

式中阀孔数 N 与孔径

亦为定值。 因此, 可将上式简化成



的如下关系式:

其中



41

ρV ? 5 ?a ? 1.91? 10 ? (ρ L ? n 2 ) ? ?b ? ? ? H T ? (? ? ? ? 1) ? hw ? ?c ? 0.153 ? (l w ? h0 ) 2 ? 2 3600 3 ? d ? 2.84 ? 10?3 ? E ? (1 ?β ) ? ( ) ? lw ?

? ? 0.5

?取0.5

h0取0.022

带入数据:
?a ? 0.03644 ?b ? 0.15241 ? ? ?c ? 645.134 ?d ? 1.30732 ?
2 2 由 aVs ? b ? cLs ? dLs 3 2

2 3 V 得 0.03644 s ' ? 0.15241? 645.134? Ls '?1.30732? L's 2 2

LS

0.001

0.002

0.003

0.004

0.005

0.006

0.007

3.806036 3.542188 3.2769131 2.9952173 2.6908792 2.3605563 2.0021912 vs

⑥操作负荷线 由以上各线的方程式,可画出图塔的操作性能负荷图。 根据生产任务规定的气液负荷, 可知操作点 P’(0.00173,0.9312)在正常的操作 范围内。过圆点连接 OP’作出操作线. 由塔板负荷性能图可以看出: (1)在任务规定的气液负荷下的操作点 P’(设计点),处在适宜操作区内的 适中位置。

42

(2)塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制,操作下限由漏液控制。 (3)操作弹性 Vmax=2.73, Vmin=0.45075 操作弹性=Vmax/ Vmin =2.73/0.45075=6.0566>3 ∴此设计符合要求。
提馏段负荷性能图 4.5 4 3.5 3 2.5 2 1.5 1 0.5 0 0 0.002 0.004 0.006 LS 0.008 0.01 0.012

①液相下限线 ②液相上限线 ③漏液线 ④雾沫夹带线 ⑤液泛线 操作线

五.浮阀塔板工艺设计计算结果
项目 塔径 D,m 板间距 HT,m 塔板型式 实际塔板数 空塔气速 u,m/s 堰长 lW,m 堰高 hW,m 精馏段 1.0 0.4 单溢流弓形降液管 13 1.2344 0.7 0.05271 提馏段 1.0 0.4 单溢流弓形降液管 19 1.186 0.7 0.04759

VS

43

板上液层高度 hL,m 降液管底隙高度 ho,m 浮阀数 N,个 阀孔气速 uo,m/s 阀孔动能因数 Fo 临界阀孔气速 uoc,m/s 孔心距 t,m 排间距 t’,m 单板压降△pp,Pa 液体在降液管内停留时间 θ,s 安定区宽度 Ws,m 边缘固定区宽度 Wc,m 弓形降液管宽度 Wd,m 开孔率% 泛点率%

0.06 0.022 85 9.547 9.872 10.1257 0.075 0.065 535.5 35.857 0.07 0.04 0.14 12.93 56.28 1.99107

0.06 0.022 69 11.297 10.329 11.586 0.075 0.080 570.583 15.979 0.07 0.04 0.14 10.498 43.62 2.73 0.45075 6.0566

气相负荷上限(Vs)max,m3/s 0.491 气相负荷下限(Vs)min,m /s 4.055 操作弹性
3

44

六 辅助设备及零件设计
1. 塔顶全凝器的计算及选型 1) 冷凝器的选择:(列管式冷凝器) 按冷凝器与塔的位置,可分为:整体式、自流式和强制循环式。 ①整体式 如图 a,b 所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降 较小,蒸汽分布均匀,缺点是塔顶结构复杂,不便维修,当需用阀门、流量计 来调节时,需较大位差,须增大塔顶板与冷凝器间距离,导致塔体过高。该型 式常用于减压精馏或传热面较小场合。

②自流式 如图 c 所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上,靠改变台架的高度来获得回流 和采出所需的位差。 ③强制循环式 如图 d,e 所示。当冷凝器换热面过大时,装在塔顶附近对造价和维修都是不利 的,故将冷凝器装在离塔顶较远的低处,用泵向塔提供回流液。

45

根据本次设计体系,甲醇-水走壳程,冷凝水走管程,采用逆流形式。冷凝器置 于塔下部适当位置,用泵向塔顶送回流冷凝水,在冷凝器和泵之间需设回流罐, 这样可以减少台架,且便于维修、安装,造价不高。

(2)冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 ①热流体为 64.9℃的 99%的甲醇蒸汽,

冷凝蒸汽量:

G1 ?

VM V 127.79 ? (32.04 ? 0.99 ? 18.01? 0.01) ? ? 1.1324kg/s 3600 3600

由于甲醇摩尔分数为 0.99,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg
t? 12 ? 20 ? 16℃ 2

②冷凝水始温为 12℃, 取全凝器出口水温为 20℃, 在平均温度 物性数据如下

(甲醇在膜温 40.3℃下,水在平均温度 16℃下)

Cp(KJ/k.℃ ρ(kg/m3) ) 甲醇-水 1.156 水 998.8 2.596 4.1862

μ [kg(s.m)] 45×10-5

λ (w/(m.℃)) 0.1888

111.1×10-5 0.5887

③a. 设备的热参数: Q ? G1r ? 1.1324?110018 ? 124584kw . .
G2 ? Q 1245.84 ? ? 37.2kg / s CP ?t 4.1862? (20 ? 12)

b.水的流量:

(64.924 ? 12)(64.924 ? 20) ? Δ tm ? ? 48.815℃ 64.924 ? 12 ln 64.924 ? 20 c.平均温度差:

根据“传热系数 K 估计表”取 K=2000W/(m2.℃)

46

Q 1245 84 ? 103 . A? ? ? ? 12.76m 2 K?t m 2000? 48.815 传热面积的估计值为:
安全系数取 1.2 换热面积 A=1.2×12.76=15.313m2 水流速取 ui=1.0m/s

管子尺寸取 ? 25 ? 2.5 mm

n?
管数:

V

?
4

?

d i2 ui

35.28 / 998.8 ? 113根 3.14 / 4 ? 0.022 ? 1.0

l?
管长: 取管心距

A 12.103 ? ? 1.371 m ?d o n 3.14 ? 0.025? 112.49

t ? 1.25do ? 31.25mm

壳体直径取 600mm 折流板:采用弓形折流板,取折流板间距 B=200mm 由上面计算数据,选型如下: 公称直径 D/mm 600 管子尺寸/mm 管子长 l/m 管数 n/根 管心距 t/mm

? 25 ? 2.5
1.4 113 31.25

公称压力 PN/(MPa) 1.6 管程数 NP 壳程数 NS 管子排列 1 1 正三角排列

(3)核算管程、壳程的流速及 Re: ①管程

π d i n 3.14 ? 0.022 ? 113 流通截面积: Ai ? ? ? 0.03548 2 m 4n p 4 ?1
2

管内水的流速 u i ?

G2 37.2 ? ? 1.0497m/s ρ 水 Ai 998.8 ? 0.03548

47

Re i ?

d i u i ? 0.02 ? 1.0497? 814.7 ? ? 153955 . μ 111.1 ? 10?5

②壳程

n 流通截面积: nc ? 1.1 n ? 1.1 72 ? 9.334 取 c =11
AO ? B(D ? nc do ) ? 0.2(0.6 ?11? 0.025) ? 0.065m2
壳内甲醇-水流速 u o ? G1 ?
?Ao
de ?

1.1324 ? 15.07m/s 1.156? 0.065
2

当量直径
Re o ?

4 ? 3/ 2 ? t 2 ?π / 4 ? do ) ( ? 0.018m π d0

d e u o ? 0.018? 15.07 ? 1.156 ? ? 696.84 μ 45? 10?5

(4)计算流体阻力 管程流体阻力

?Δ p

i

? ( p1 ?Δ p2 )Ft N p N S Δ

. 设管壁粗糙度ε为 0.1mm,则ε/d=0.004, Re i ? 153955
查得摩擦系数λ=0.033

l?ui2 ?p1 ? ? ? 573.205Pa 2d i
3?ui2 ?p2 ? ? 1268.1Pa 2

?Δ p
?Δ p

i

? ( p1 ?Δ p2 )Fs N S N p ? 5155654Pa ? 10kPa Δ .

符合一般要求

壳程流体阻力
o

? ( p1 '? p2 ' )Fs NS Δ Δ
2

Ff n ( N ? 1) ? c u 0 ?p'1 ? 0 c B 2
Re 0 =696.84>500,故

N (3.5 ? 2 B / D) ? cu0 ?p'21 ? B 2

2

? f 0 ? 5.0 Re00.228 ? 1.1239

管子排列为正三角形排列,取 F=0.5
48

挡板数

NB ?

l ?1 ? 7 B 块

? . 代入得 ?p1 ? 5082 07Pa
取污垢校正系数 F S =1.0

? ?p2 ? 260345 .

?Δ p

o

? ( p1 '? p2 ' )Fs NS Δ Δ

=9329.6Pa<10kPa

故管壳程压力损失均符合要求

(5)管程对流给热系数 ? i

Re ?
膜的雷诺数

4G1 ? 1.297? 105 ? 1800 ??d o 所以为垂直湍流管

? 998.82 ? 9.81? 0.0333 ? ρ 2 gλ 3 W /(m2 ? ) ℃ ?i ? 0.0077( 2 )1/3 Re0.4 ? 0.0077 ? ? ? ? 264.93 ?5 2 μ ? (111.1?10 ) ?
壳程对流给热系数 Reo=696.84

?0

c pc ? c
Pr0= ?c

4.186 ?103 ?111.1?10?5 0.5887 = =8

? 0 =0.36 ?c Re 0.55 Pr 1 / 3 ( ? ) 0.14 0 0 de ?w
2 ℃ =862.34 W /(m ? )

计算传热系数 取污垢热阻 RS i ? 0.15m ℃/kW
2

RS 0 =0.58 m ℃/kW

2

1 d0 d bd 1 ? Rs i 0 ? 0 ? Rs0 ? d i ?d m ? 0 =2.357kW/(m2.℃) 以管外面积为基准 则 K 计 = ? i d i

计算传热面积

A需 =

Q ? 10.828 K 计 ?t m

m2

49

所选换热器合适

2 .塔底再沸器面积的计算及选型 (1)再沸器的选择:列管式蒸发器 对直径较大的塔,一般将再沸器置于塔外。其管束可抽出,为保证管束浸于沸 腾器液中,管束末端设溢流堰,堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间 为气液分离空间。 换热面积 换热量为
G? L?M L提 3600 ? 295.792? 19.418 ? 1.59547 / s kg 3600

r ? 2283 1kJ / kg .

. 考虑到 5%的热损失后 Q ? 1.05Gr ? 382475kW

传热面积:

Q A= K ? ?tm

蒸汽温度为 120℃,冷液进口温度为 99.426℃,出口温度为 99.592℃
?t m ? (120 ? 99.426 ) ? (120 ? 99.592 ) ? 20.49 (120 ? 99.426 ) ln (120 ? 99.592 ) ℃



取传热系数 K=1000W/(m2.K)
A? Q 4541 .36 ? 103 ? ? 221.64m 2 K?tm 1000 ? 20.49



3 .其他辅助设备的计算及选型 1) 进料管

50

进料管的结构类型很多,有直管进料管、弯管进料管、T 型进料管。本设计 采用直管进料管。 管径的计算:
D? 4 ? F ? M Lf ? ? uF ? ? Lf ? 3600

? ? 883.466kg / m3 ,取 u F ? 1.6m / s , Lf

D?

4 ? 250? 20.8 ? 0.03607 m ? ? 1.6 ? 883.466? 3600

经圆整选取热轧无缝钢管,规格 Φ42×3mm

2) 回流管 回流液体积流量
VSL ? LM L

?L

? 2.0215 3 / s m

利用液体的重力进行回流,取适宜的回流速度

uL ? 0.5m / s

,那么

dR ?

4 ? Ls 4 ? 0.000771 ? ? 0.044m ? ? uR ? ? 0.5

经圆整选取热轧无缝钢管,规格:Φ50mm ? 3mm
uw ? 4 ? 0.000771 ? 0.393 m / s 3.14 ? 0.05 2

实际管内流速:

3)塔釜出料管 釜残液的体积流量:
VSW ? WM W ? 3.1655 3 / h m

?W

=0.000879m3/s

取适宜的输送速度 uw=0.785m/s 则

51

d计 ?

4 ? 0.000879 ? 0.0378 m 0.785 ?

经圆整选取热轧无缝钢管,规格: Φ42mm ? 3mm
uw ? 4 ? 0.000879 ? 0.6348 m / s 3.14 ? 0.042 2

实际管内流速:

4)再沸器蒸汽进口管
V? G1

?

?

1.1324 ? 1.2824 3 / s m 0.883

设蒸汽流速为 20m/s,

d计 ?

4 ? 1.2824 ? 0.2857m 20?

经圆整选取热轧无缝钢管,规格:Φ325mm ? 12.5mm
uw ? 4 ? 1.2824 ? 15.466 m / s 3.14 ? 0.325 2

实际管内流速:

5)冷凝水管 冷凝水进口温度为 12℃,水的物性数据:
3 C 水的物性数据:ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363 ?10 pa?s , p ? 4.129kJ /(kg ?K )

冷凝水质量流率 G ? 35.28kg / s ,取流速为 1.6m/s

d?
管径

4?G 4 ? 35.28 ? ? 0.1676 m ? ?? ? u 999.4 ? ? ? 1.6

选取 Φ180×4.5mm 热轧无缝钢管
u?

?
4

G ?d ??
2

?

?
4

35.28 ? 0.1676 ? 999.4
2

? 1.601m / s

实际流速为

52

6)冷凝水泵

Re ?
雷诺数:

du?

?

?

1.81 ? 1.601 ? 999.4 ? 2.607 ? 106 0.001111

?
取ε=0.01, d

? 0.0055

,查图摩擦系数λ=0.031

各管件及阀门阻力系数如下: 名称 ξ 水管入口 进口阀 0.5 6 90·弯头×4 半开型球阀 0.75×4 9.5

设管长为 50 米,

k?

8 ? ? ? (l ? ? le ) 8 ? 0.031 ? (50 ? 0.5 ? 6 ? 0.75 ? 4 ? 9.5) ? ? 7096.34 ? 2 ? d5 ? g ? 2 ? 0.1676 5 ? 9.81

塔有效高度加裙座加全凝器高度取 Ho=20m

扬程

H ? H 0 ? KV 2 ? 20 ? 7096.34 ? (
V? 35.28 ? 3600 ? 127.08m3 / s 999.4

35.28 2 ) ? 28.84m 999.4 取 29m

流量

选择 IS150-125-315 型离心泵,参数为
3 流量 V=200 m / h ,扬程 H ? 32m ,转速 n ? 1450r / min ,

N ? 22.1kW 泵效率η ? 78% ,轴功率 a

7)进料泵 ①塔总高(不包括群座)由下式决定

H ? HD ? ( N ? 2 ? S )HT ? SHT ' ? HF ? H B
式中 H—塔高,m; H D --塔顶空间,m; H T --塔板间距,m;

53

H T ' --开有人孔的塔板间距,m; H F --进料段高度,m;
H B --塔底空间,m; N --实际塔板数,m;
S --人孔数(不包括塔顶空间与塔底空间的人孔数)。

已知实际塔板数为 32 块,板间距 HT ? 0.4m ,由于料液较清洁,无需经常清洗, 可取每隔 8 块板设一个人孔,则人孔的数目 S 为: S=32/8=4 个

H D 取 1.5m , N =32 块 , H T =0.4m , H F =0.8m,每 8 块取一个人孔, S =4 个。 H B 的计算:塔釡料液最好能在塔底有 3~5 分钟的存储,所以取 5 分钟来计算。
HB ? ? LS? 0.00173 ? 5 ? 60 ? ? 0.66 m ? 0.7854 AT

则 H =1.5+(32-2-4)×0.4+4×0.4+0.8+0.66=14.96m 裙座高度取 5m,所以总高度为 19.96m。 ②有效高度 精馏段有效高度 Z精 ? ( N P1 ? 1) ? H T ? (13 ? 1) ? 0.4 ? 4.8m 提馏段有效高度 Z提 ? ( N P 2 ? 1) ? H T ? (19 ? 1) ? 0.4 ? 7.2m ③泵的选择 F=210kmol/h=1.815kg/s=7.627m3/h 料液罐的压强为常压 1atm,加料板的压强为 109650Pa 进料口的高度为 11.7m ,进料段的表压为 1.08216atm,管路阻力 ? 管路的高度为 11.7+1.08216×10+ ?

hf

hf

=22.522+ ?

hf

,所以要选一个适合这

个流量和高度的泵,查 SI 型离心泵性能表 ,使用重力回流 从各个方面考虑下来,IS65-40-315 比较适合作进料泵,其有关参数为:

54

流量 /(m3/h) 12.5

扬程 /m 32

转速 /(r/min) 1450

气蚀余量 /m 2.5

泵效率/%

轴功率

配带功率

37

2.94

4

5.3.8

预热器

进料冷夜的温度为 15.7℃,经过加热器变成饱和液体温度为 81.82℃,用列 管式加热器。 原料加热:采用压强为 270.25kPa 的饱和水蒸汽加热,温度为 130℃,冷凝温度 至 130℃流体形式,采用逆流加热 查表

Cp甲醇

=2.48 kJ/(kg?K) =0.20

Cp水

=4.183 kJ/(kg?K)

摩尔分数

xf

根据上式可知:Cpc=2.48×0.2+4.138×0.8=3.8064kJ/(kg?K) 设加热原料温度由 15.7℃到 81.82℃
G? FM F 210? (32.04 ? 0.2 ? 18.01? 0.8) ? ? 1.2143 / s kg 3600 3600

Q ? GCpc ?t m ? 1.2143? 3.8064? (81.82 ? 15.7) ? 305.614kW
考虑到 5%的热损失后 Q ? 1.05? 305.614 ? 320.895kW 选择传热系数 K=800 w/(m2?K) 计算传热面积:
?t m ? (130 ? 15.7) ? (130 ? 81.82) ? 76.515 (130 ? 15.7) ln (130 ? 81.82) ℃

A?

Q 305.614? 103 ? ? 5.778m 2 800? 66.12 K?t m

55

取安全系数为 0.8 A 实际=5.778/0.8=7.22m2

七.设计感想 进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落, 对我自己而 言两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结于下: 对化工设计有了比较深刻的认识, 在平常的化工原理课程学习中总是 只针对局部进行了计算, 而对参数之间的相互关联缺乏认识。 平常的 学习总会有题设的条件, 省去了我们很多劳动, 但在设计中大量用到 了物性数据是我们需要自己去查取的。 我学会了去互联网上查取这些 数据, 如在中科院过程工程研究所的数据库中就有许多我们所需要的 数据。 设计中我学会了离开老师进行自主学习, 参看多本指导书, 还查 阅了一些图书馆中的资料。 刚开始的时候真的是完全没有方向, 直到 用了两周的时间慢慢的把这份设计做出来, 这样的设计让我从中获得 了一些自信, 觉得专业还是学了不少东西的, 至少学会了一种研究的 方法, 将来工作中或学习遇到了什么困难或从未接触过的领域, 我也

56

不再会感到畏惧。 因为我已经有了一定的自主研究的能力, 我能通过 自学慢慢的将问题化解。 设计帮助我更好的熟悉了 WORD、EXCEL、CAD 的操作。平常天天 用电脑上网,进行些娱乐活动,真正这些实用的软件却触碰的很少, 虽然以前有学过但隔的时间也比较久了,大多都淡忘了。 设计教会了我耐心,很多地方都是需要先假设数据,再验算,不符合 时再调整数据重新进行验算。很多地方我都不得不重复的算上好几 遍, 而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病, 计算必须准确 到位才能更快的完成设计任务。

八.致谢 本次设计能完全结束,离不开老师得辛勤指导和同学们的热心帮助。 由于个人知识水平有限, 在老师和同学的耐心帮助下才得以完成本次 设计。 在此, 特别感谢马正飞老师和刘飞老师, 以及化工班的同学们。 同时也感谢学校和老师给我们一个锻炼自己学习知识的机会。

九.参考文献 [1] 管国锋, 赵汝溥.《化工原理》(第二版). 北京: 化学工业出版 社, 2003 年 [2] 毕诚敬. 《化工原理课程设计》. 天津: 天津科学出版社,1996 年

57

[3] 化学工程编委会. 《化学工程手册》(第 1、13 卷),北京: 化学 工业出版社,1989 年 [4] 化工设备设计全书编委会. 《塔设备设计》 上海:上海科学技术 . 出版社,1989 年 [5] 国家医药管理局上海医药设计院. 《化工工艺设计手册》(上、 下)(第二版). 北京:化学工业出版社,1996 年 [6] 刘佩茹. 《化工过程与设备》. 北京: 中国轻工业出版社, 1994 年 [7] 潘国昌, 郭庆丰. 《化工过程设备与设计》 北京: 化学工业出 . 版社, 1996 年 [8] 葛婉华, 陈鸣德. 《化工计算》. 北京: 化学工业出版社, 1990 年 [9] 董大勤. 《化工设备机械基础》 (第二版). 北京: 化学工业出版 社, 1994 年 [10] 崔子筠, 崔子伟. 《计算机绘图教程》. 上海: 同济大学出版 社, 1996 年 [11] 邱景宏, 宁宇.《中文 AutoCAD2000 应用培训教程》 北京: 高 . 等教育出版社, 2000 年

58


相关文章:
甲醇与水
甲醇与水_能源/化工_工程科技_专业资料。南京工业大学《化工原理》专业课程设计设计题目 甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计 学生姓名 高辰珏 班级、学号 化工 081004 指...
化工原理课程设计甲醇和水
1 武汉工程大学课程设计说明书 第 1 章 设计条件与任务 1.1 设计条件在常压操作的连续板式精馏塔内分离甲醇-水混合物。塔釜直接蒸汽加热,生产能力和产品的质 ...
甲醇和水的分馏实验
新乡医学院 有机化学 实验课教案首页授课教师姓名及职称:一、实验名称 甲醇和水的分馏授课形式 二、授课对象 药学专业 1、了解分馏的原理及其应用 实验教学 三、...
甲醇水气液平衡关系
甲醇水气液平衡关系_军事/政治_人文社科_专业资料。甲醇水气液平衡关系(101.3kPa)* x 0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.1 0.15 0.2 0.3 0.4 0.5 0...
水与甲醇精馏__精典版
浮阀塔 7 / 38 甲醇-水精馏流程图(泡点进 料) 化工原理课程设计 第三节 板式精馏塔的工艺计算 3.1 物料衡算(1)已知条件 已知:进料组成 XF=0.4(质量分...
甲醇兑水比重表
甲醇兑水比重表_能源/化工_工程科技_专业资料。甲醇:水的比重表 甲醇水比重表浓度% (质量) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 ...
甲醇和水的精馏设计
新疆工程学院 课程设计说明书 题目名称: 甲醇-水筛板塔工艺设计 专业班级: 学生姓 指导教师: 完成日期: 2014.7.4 0 新疆工程学院 课程设计评定意见设计题目: ...
化工原理课程设计-甲醇与水体
化工原理课程设计 甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计 化学工程与工艺 2012-12-24 至 2013-01-06 甲醇-水体系 设计条件及任务: 进料流量:F=250kmol/h 进料组成:...
甲醇-水化工原理设计
以本设计所选取的甲醇-水体系为例,加热甲醇(沸点 64.5℃)和水 (沸点 100.0℃)的混合物时,由于甲醇的沸点较低(即挥发度较高),所以甲醇 易从液相中汽化出来...
甲醇水的平衡数据
甲醇水的平衡数据_化学_自然科学_专业资料。甲醇-水 101.3 kPa mol 分率(%) x 0.0 2 4 6 8 10 15 20 30 40 50 60 70 80 90 95 100 y 0.0 ...
更多相关标签:
甲醇与水共沸 | 甲醇与水的共沸点 | 甲醇与水比例冰点表 | 甲醇钠与水反应 | 甲醇与水互溶 | 二氧化碳与水制甲醇 | 甲醇与水混合的沸点 | 甲醇与水相图 |