【正文】 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。 ∴ 操作壓強 :P=1atm== 103KPa。這樣，塔內精餾段和提留段上升的氣體量變化較小，可采用相同的塔徑，便于設計和制造。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，6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 8 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。但直接蒸汽加熱，只適用于釜中殘液是水或與水不互溶而易于分離 的物料，所以通常情況下，多采用間接蒸汽加熱。 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 9 第二章 精餾的工藝流程圖的確定 甲醇 — 水溶液經預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。39。 操作線上的點 平衡線上的點 （ X5=,Y6=） （ X6=,Y6=） （ X6=,Y7=） （ X7=,Y7=） （ X7=,Y8=） （ X8=,Y8=） （ X8=,Y9=） （ X9=,Y9=） （ X9=,Y10=） （ X10=,Y10=） （ X10=,Y11=） （ X11=,Y11=） 由于到 X11首次出現(xiàn) Xi X w ，故總理論板數(shù)不足 11 塊 ∴總的理論板數(shù) NT=10+（ X10Xw） /（ X10X11） =( 包括再沸器 ) 實際板數(shù)的確定 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 13 實際塔板數(shù) Np=NT/ ET ET的計算 根據(jù)汽液平衡表 ,由內插法求得塔頂溫度 tD,塔釜溫度 tw, ∵（ )/()=()/() ∴ tD=℃ ∵ ()/()=(tw100)/() ∴ tw=℃ ∵ ()/()=()/() ∴ tf=℃ 平均溫度 =(tD+tw)/2=(+)/2=℃ 又由奧克梅爾公式： ET=(αμ L) 其中α =,μ L= s 1． 精餾段 查表得： ℃時 ,μ 水 = s , μ 甲醇 = s , μ 甲醇 =kg / m 。 綜合考慮各方面因素，本設計體系采用單溢流、弓形降液管。 hwho= 22 = mm 6 mm 故降液管底隙高度設計合理。 ⑤閥孔的排列： 采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距 t=75mm 則排間距： t’ =taNA = = m= mm 考慮到塔的直徑 較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排間距不宜采用 mm，而應小些，故取 t’ =65mm=,按 t=75mm， t’ =65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù) 151個。 為了防止塔內發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。 Ab—— 板上液流面積， m2 ； CF—— 泛點負荷系數(shù)，由圖查得泛點負荷系數(shù)取 K—— 特性系數(shù)，查下表，取 . 物性系數(shù) K 系統(tǒng) 物性系數(shù) K 無泡沫，正常系統(tǒng) 氟化物（如 BF3，氟里昂） 中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔） 多泡沫系統(tǒng)（如胺及乙二胺吸收塔） 嚴重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置） 形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔） 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 25 由上代入數(shù)據(jù)得：泛點率 =% ∵對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過 80%。 設 how,小 = 32WOW lLsE100 4=h ???????? LW=, 推出 LS= m3/s 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 26 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。 VS39。 根據(jù)生產任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點 P(， )在正常的操作范圍內。 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 29 提餾段塔徑 塔板的實際計算 提餾段汽、液相體積流率為： LS’ = VS’ = 塔徑塔板的計算 取塔板間距 HT =，板上液層高度 h1=，那么分離空間： HT – h1 = = 功能參數(shù)： ’’’’??????????VLVSLS= 從史密斯關聯(lián)圖查得： 39。39。4 39。 綜合考慮各方面因素，本設計體系采用單溢流、弓形降液管。h 32332w s3ow ?????????? ?? ∴ h w’ = hl’ how’ == m ③降液管的寬度 dW ’與降液管的面積 fA ’： 由 lW ’ /D= 查圖得查得 dWD ’ =, fTAA’ = ∴ Wd’ = =, Af’ == ④ 液體在降液管中停留時間 θ = Af’ HT/Ls’ =5s 故降液管設計合適 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 31 ⑤降液管底隙高度 h0’ 降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以 oh 表示。本次設計中取 22mm。浮閥塔閥孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列，如下圖 : ⑤閥孔的排列： 采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距 t=75mm 則排間距： t’ =taNA = = m= mm 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排間距不宜采用 mm，而應小些，故取 t’ =85mm=,按 t=75mm， t’ =85mm，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù) 135個。 bA —— 板上液流面積， m2 ； FC —— 泛點負荷系數(shù)，由圖查得泛點負荷系數(shù)取 。 塔板負荷性能圖及操作彈性 因堰上液層厚度 how’為最 小值時，對應的液相流量為最小。 s LLVFbV L lKC A??? ?? 根據(jù)經驗值，因該塔徑 控制其 泛點率為 80% 代入上式 ∵ lL=D2Wd=? = Ab=AT2Af=? = K物性系數(shù)查表得 K=1, CF泛點負荷因素，查表得 CF= 代入計算式，整理可得： ’ +’ = 由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個 LS’值，依式算出相應的 VS’值列于下表中。 聯(lián)立以下三式： σlcp hhhh ??? dLpd hhhH ??? )h(HH WTd ??? dLσlcdLpWT hhhhhhhh)h(H ?????????? 由上式確定液泛線。2sV ????? 由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。 （ 3）操作彈性 Vmax=, Vmin= 操作彈性 =Vmax/ Vmin =3 ∴此設計符合要求。這種布局的優(yōu)點是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點是塔頂結構復雜，不便維修，當需用閥門、流量計來調節(jié)時，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導致塔體過高。 ③強制循環(huán)式 如圖 d， e所示。 ①熱流體為 ℃的 %的甲醇蒸汽， 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 40 冷凝蒸汽量： g / sk330 0 )017 (263 .84360 0VMG V1 ??????? 由于甲醇摩爾分數(shù)為 ,所以可以忽略水的冷凝熱 ,r=②冷凝水始溫為 30℃，取全凝器出口水溫為 45℃，在平均溫度 ℃ 4530t ??? 物性數(shù)據(jù)如下 （甲醇在膜溫 ℃下，水在平均溫度 ℃下） ρ（ kg/m3） Cp(KJ/k.℃ ) μ [kg()] λ (w/(m.℃ )) 甲醇 水 45 105 水 111． 1 105 ③ a. 設備的熱參數(shù)： 5 6 1 0 03 3 0 1 ???? b．水的流量： s/)3045( Q2G ?????? c．平均溫度差：℃）（）（Δ ??? ???? 根據(jù)“傳熱系數(shù) K估計表”取 K=2021W/(m2.℃ ) 傳熱面積的估計值為： 23m QA ?? ????? 根據(jù)換熱面積選擇 設備型號：略。 換熱面積 換熱量為 s/????? 提 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 41 kgkJr /? 考慮到 5%的熱損失后 1 9 ?? 傳熱面積： A= mQKt?? 蒸汽溫度為 134℃ ，冷液進口溫度為 ℃，出口溫度為 ℃ 則 ) 3 4( ) 3 4(ln) 3 4() 3 4(t m ????????℃ 取傳熱系數(shù) K=1000W/（ ） ∴ 23m QA ?? ???? 根據(jù)換熱面積選擇 設備型號：略。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)。 根據(jù)本次設計體系，甲醇 水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式。 ②自流式 如圖 c所示。 ①整體式 如圖 a， b所示。過圓點連接 OP’作出操作線 . 由塔板負荷性能圖可以看出： （ 1）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)內的適中位置。39。 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 36 Vs39。 以 作為液體在降液管中停留時間的下限， 因 Af= ， HT= ∵θ =AfHT/LS 則 LS,大 ’ = / 5= 55,m in,000???? ?提因數(shù)對于浮閥塔，閥孔動能VuFF? s/ 5,V539。計算出的泛點率在 80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 ev /kg(干氣 )的要求。 ⑥開孔率φ’ ∵空塔氣速 : u’ = VS ’ / AT’ =∴開孔率φ’ =u’ /uo ’ = 100%=% ∵ 5%%14%, ∴符合要求 ∴則每層板上的開孔面積 AO ’ =A a’ φ ’ = %= 塔板流體力學的驗算 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 33 氣 體通過浮閥塔板的壓力降 (單板壓降 ) 1pch h h h?? ? ? ① 干板壓強降 hc’ 浮閥由部分全開轉為全部全開時的臨界速度為 U0,c’ U0,c’ =（ ,M’） （ 1/） = ∵ 42Vc Luh g???? hc ’ = u0’ 2ρ V’ /(2gρ L’ ) = (2 ) = ② 液層阻力 h1’ 取板上液層充氣程度因數(shù)ε =， 則 h1’ =ε（ hW’ +hOW’） = = m液柱 ③液體表面張力 h? ’數(shù)值很小，設計時可以忽略不計 則 hp’ = hc ’ + h1’ + h? ’ =+= 氣體通過每層塔板的壓降△ P為 △ P= hp’ρ L’ g= =640pa(設計允許值 ) 液泛的校 核 為了防止塔內發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。 取安定區(qū)寬度 WS’ = 邊緣區(qū)寬度 WC’ = 弓形降液管寬度 Wd’ = 采用 F1型重閥，孔徑為 39mm。降液管底隙高度應低于出口堰高度 Wh ， (hwho)6mm才能保證降液管底端有良好的液封。l 39。 uD V S??= 為了防止精餾段塔徑 大于提留段，造成塔的穩(wěn)定性下降，所以圓整取 D’ = ∴塔截面積 AT’ = 2πD41 = 空塔氣速 : u’ = VS ’ / AT’ = 單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 30 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 塔中廣泛使用。m a x39。39。 （ 2）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。 聯(lián)立以下三式： σlcp hhhh ??? dLpd hhhH ??? )h(HH WTd ??? dLσlcdLpWT hhhhhhhh)h(H ?????????? 由上式確定液泛線。 s LLVFbV L lKC A????? 根據(jù)經驗值，因該塔徑 控制其泛點率為 80% 代入上式 ∵ lL=D2Wd=?