【正文】 乙醇 焓 ,kl/kg 二甲醚 狀態(tài)與條件 物理常數(shù) 60℃ 65℃ — 105 Pa 78℃ — 續(xù)表 225 粗甲醇中主要組分的物理常數(shù) 名 稱 組 分 液 辛烷 體 比 甲醇 熱 容， 二甲醚 kl/（ kg℃ ） 乙醇 辛烷 水 狀態(tài)與條件 物理常數(shù) — — — 78℃ 70℃ — 在粗甲醇所含高級(jí)醇中乙醇含量高，故在此以乙醇代表雜醇。 表 230 預(yù)塔提餾段熱平衡計(jì)算表 帶入熱量， kl/h 帶出熱量， kl/h 粗甲醇入熱 塔底供熱 加熱軟水 內(nèi)回流 總?cè)霟? 74 + 預(yù)后甲醇 初餾物 內(nèi)回流 總出熱 （ 74+ ） + 2. 主塔熱平衡計(jì)算 ⑴ 帶入熱量：根據(jù)表 230預(yù)塔出熱及計(jì)算條件列表 231. ⑵ 帶出熱量：根據(jù)計(jì)算條件列表 232. 根據(jù) 得 ++ ＝+++ ＝ kg/h 則，需壓力為 的蒸汽為 根據(jù)計(jì)算列出精餾塔全塔熱平衡表 231。 目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì)于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。因此熱效率較低，通常進(jìn)入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。 原料液的摩爾組成： 同理可求得： 原料液的平均摩爾質(zhì)量： 同理可求 45℃ 下，原料液中 由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點(diǎn)，以上計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表 32。 表 34 精餾段的汽液相負(fù)荷 名稱 汽相 液相 平均摩爾質(zhì)量 / 30 平均密度 / 814 體積流量 / ( ) 3804( ) 提餾段 整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表 5，采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表 6。 取無(wú)效邊緣區(qū)寬度 ，破沫區(qū)寬度 ， 查得 弓形溢流管寬度 弓形降液管面積 驗(yàn)算： 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 弓形降液管 堰高 采用平直堰，堰高 取 ，則 降液管底隙高度 h0 若取精餾段取 ，提餾段取為 ，那么液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速為 精 餾段： 提餾段： 的一般經(jīng)驗(yàn)數(shù)值為 進(jìn)口堰高和受液盤(pán) 本設(shè)計(jì)不設(shè)置進(jìn)口堰高和受液盤(pán) 浮閥數(shù)目及排列 采用 F1 型重閥，重量為 33g，孔徑為 39mm。 第 節(jié) 液泛驗(yàn)算 溢流管內(nèi)的清液層高度 其中， 所以， 為防止液泛，通常 ，取校正系數(shù) ，則有： 可見(jiàn)， ，即不會(huì)產(chǎn)生液泛。由圖可讀得： 所以，塔的操作彈性為 有關(guān)該浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表 7 表 37 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 項(xiàng)目 數(shù)值與說(shuō)明 備注 塔徑 板間距 塔板型式 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速 溢流堰長(zhǎng)度 溢流堰高度 板上液層高度 降 液管底隙高度 浮閥數(shù) 個(gè) 89 等腰三角形叉排 閥孔氣速 閥孔動(dòng)能因數(shù) 5 臨界閥孔氣速 孔心距 同一橫排的孔心距 排間距 相臨二橫排的中心線距離 單板壓降 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間 精餾段 提餾段 降液管內(nèi)的清液高度 泛點(diǎn)率， % 氣相負(fù)荷上限 霧沫 夾帶控制 氣相負(fù)荷下限 漏夜控制 開(kāi)孔率， % 操作彈性 第 節(jié) 各接管尺寸的確定 進(jìn)料管 進(jìn)料體積流量 取適宜的輸送速度 ，故 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管 (YB23164)，規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速： 釜?dú)堃撼隽瞎? 釜?dú)堃旱捏w積流量： 取適宜的輸送速度 ，則 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管 (YB23164)，規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速： 第 節(jié) 回流液管 回流液體積流量 利用液體的重力進(jìn)行回流，取適 宜的回流速度 ，那么 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管 (YB23164)，規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速： 第 節(jié) 塔頂上升蒸汽管 塔頂上升蒸汽的體積流量： 取適宜速度 ，那么 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管 (YB23164)，規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速： 第 節(jié) 水蒸汽進(jìn)口管 通入塔的水蒸氣體積流量： 取適宜速度 ，那么 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管 (YB23164)，規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速： 第四章 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型 化工設(shè)備是組成化工裝置的基本單元，也是工程設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)。 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn) P(， )在正常的操作范圍內(nèi)。若同一橫排的閥孔中心距 ，那么相鄰兩排間的閥孔中心距 為： 取 時(shí)畫(huà)出的閥孔數(shù)目只有 60 個(gè)，不能滿足要求，取 畫(huà)出閥孔的排布圖如圖 1所示， 其中 圖中，通道板上可排閥孔 41 個(gè)，弓形板可排閥孔 24 個(gè)，所以總閥孔數(shù)目為 個(gè) 校核 氣體通過(guò)閥孔時(shí)的實(shí)際速度： 實(shí)際動(dòng)能因數(shù)： (在 9~12 之間 ) 開(kāi)孔率： 開(kāi)孔率在 10%~14 之間，滿足要求。有以上的計(jì)算結(jié)果可以知道： 汽塔的平均蒸汽流量： 汽塔的平均液相流量： 汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 塔徑可以由下面的公式給出： 由于適宜的空塔氣速 ，因此，需先計(jì)算出最大允許氣速 。 全塔效率的估算 用奧康奈爾法 ( )對(duì)全塔效率進(jìn)行估算： 由相平衡方程式 可得 根據(jù)甲醇 ~水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板 ) (加料板 ) (塔釜 ) 因此可以求得： 全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度： 全塔的平均溫度： 在溫度 下查得 因?yàn)? 所以， 全塔液體的平均粘度： 全塔效率 實(shí)際塔板數(shù) 塊 (含塔釜 ) 其中，精餾段的塔板數(shù)為： 塊 第 節(jié) 精餾塔主題尺寸的計(jì)算 精餾段與提餾段的體積流量 精餾段 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表 3(見(jiàn)下頁(yè) )，由表中數(shù)據(jù)可知： 液相平均摩爾質(zhì)量： 液相平均溫度： 表 33 精餾段的已知數(shù)據(jù) 位置 進(jìn)料板 塔頂 (第一塊板 ) 質(zhì)量分?jǐn)?shù) 摩爾分?jǐn)?shù) 摩爾質(zhì)量 溫度 /℃ 在平均溫度下查得 液相平均密度為： 其中 ，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù) 所以， 精餾段的液相負(fù)荷 同理可計(jì)算出精餾段的汽相負(fù)荷。為此，我們擬采用塔釜?dú)堃簩?duì)原料液進(jìn)行加熱。 操作條件的確定 操作壓力 由于甲醇 ~水體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓 力選為常壓 其中塔頂壓力為 塔底壓力 進(jìn)料狀態(tài) 雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，無(wú)論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料 加熱方式 精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于甲醇 ~水體系中，甲醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這 時(shí)只需在塔底安裝一個(gè)鼓泡管，于是可省去一個(gè)再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進(jìn)行加熱，無(wú)論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。 表 234 主塔精餾段熱量平衡計(jì)算表 帶入熱量， kl/h 帶出熱量， kl/h 預(yù)后甲醇 塔底供熱 內(nèi)回流 總?cè)霟? + 采出精甲醇 內(nèi)回流 總出熱 （ + ） + 按精餾段 ， + ＝ + ＝ kg/h 精餾段總帶入熱量 ＝ + ＝ kl/h （ 3）主塔提餾段熱量平衡計(jì)算 設(shè)提餾段內(nèi)回流為 （ kl/h），則根據(jù)全塔熱平衡列出提餾段計(jì)算表 235。 于是 =+++=因 = 故 + = = 表 226 預(yù)塔帶入熱量 入熱項(xiàng)目 組分 二甲醚 粗 甲醇 甲 水 醇 乙醇 烷烴 加熱蒸汽 水 流量， kg/h 溫度， ℃ 比熱容， kl/(kg℃) 熱焓 kl/kg 熱量， kl/h — — 70 — 70 — 70 — 70 — — — — — 續(xù)表 226 預(yù)塔帶入熱量 入熱項(xiàng)目 組分 軟 水 水 NaOH 回流液 甲醇 加熱蒸汽 水 流量， kg/h 溫度， ℃ 比熱容， kl/(kg℃) 熱焓 kl/kg 熱量， kl/h 65 — 70 — — 64 — — — — 以甲醇為計(jì)算式例： Q＝ 70 ＝ kl/h 以二甲醚為計(jì)算式例： Q＝ （ 70 ＋ ）＝ kl/h 匯總表 226和表 227，得預(yù)塔全塔熱平衡如表 228. 則需 .035Pa 的蒸汽（不計(jì)蒸汽冷凝水潛熱）為 ＝ kg/h 表 227 預(yù)塔帶出熱量 出熱項(xiàng)目 組 分 塔 二甲醚 頂 回流甲醇 甲醇 水 乙醇 烷烴 流量， kg/h 比熱容， kl/(kg℃) 氣體冷凝熱， kl/kg 溫度， ℃ 熱量， kl/h — 70 — — — 78 2044. 72 — 78 — 78 — — 78 續(xù)表 227 預(yù)塔帶出熱量 出熱項(xiàng)目 組分 甲醇 水 乙醇 烷烴 甲醇 烷烴 損失熱 以 5%計(jì) 流量， kg/h 比熱容， kl/(kg℃) 氣體冷凝熱， kl/kg 溫度， ℃ 熱量， kl/h — 78 2044 — 78 — 78 — 78 — — — — ㈡預(yù)塔精餾段熱量平衡 設(shè)預(yù)塔精餾段內(nèi)回流量為 （ kl/h），則精餾段列出熱平衡計(jì)算表 229。 溫度 預(yù)塔入料 70℃ ； 主塔入料 84℃ ； 預(yù)塔塔底 78℃ ； 主塔塔底 110℃ ； 初餾物采出 64℃ ； 冷凝水 65℃ ； 預(yù)塔回流 64℃ ； 主塔回流 65℃ ； 預(yù)塔塔頂 70℃ 。 預(yù)塔出料量如表 216. b. 主塔的物料平衡計(jì)算 脫出輕餾分的預(yù)后甲醇 kg/h。 表 222 預(yù)塔進(jìn)料量及組成 ① 物料量， kg/h 甲醇 水 NaOH 低沸物 高沸物 油溶物 小計(jì) 粗甲醇 堿液 冷凝液 初餾物 合計(jì)