【正文】 smuV/3 6 6 7 55,m i n,0???提? smnduV s / 3220m i n,0m i n, ????????? ?? Vs’ = m3/s, 可見不會產(chǎn)生過量漏液。 即： Hd≤ψ（ HT+hW） Hd=hw+how+hd+hp+△ hd=(LS/(lwho))2 甲醇 水屬于一般物系，ψ取 對于浮閥塔△≈ 0 則 Hd=hw+how+hd+hp+△ =++(())2+= ψ（ HT+hW） =(+)= 因 ， 故本設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛 θ = Af’ HT/Ls’ = 5s 故降液管設(shè)計合適 40 的校核 泛點率 F’ = 6Vs s LLVFbV L lKC A??? ??? 100% lL=D2Wd=12? = Ab=AT2Af=? = 式中 Ll —— 板上液體流經(jīng)長度， m。 取安定區(qū)寬度 WS’ = 邊緣區(qū)寬度 WC’= 4m 弓形降液管寬度 Wd’=0. 14m 采用 F1型重閥，孔徑為 39mm。 降液管底隙高度應(yīng)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 。 ① 堰長 lw’ ∵塔徑 D’ = , ∴ 堰長 lw’=0. 7D’=0. 7m ② 出口堰高 hw’=h 1’ how’ ∵ L’ / l W’ = 3600/= l W’ / D= 查流體收縮系數(shù)圖得： E=, mlLEhwsow 01 46 ) 36 0000 21 ()39。39。2039。20C = 由公式 C= 20C20???????校正得 C= 39。39。過圓點連接 OP作出操作線 . 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： （ 1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點 P（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。 聯(lián)立以下三式： 由上式確定液泛線。 29 設(shè) how,小 = LW= 推出 LS= m3/s ②液相上限線 當(dāng)停留時間取最小時， LS為最大，求出上限液體流量 值（常數(shù)），在 — 圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量 無關(guān)的豎直線。 Ab—— 板上液流面積， m2 ； CF—— 泛點負(fù)荷系數(shù)， 由圖查得泛點負(fù)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(yán)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） 28 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(yīng)控制泛點率不超過 80%。 b. 液泛的校核 為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。浮閥塔篩孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列。本次設(shè)計中取 22mm。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。s 3）塔的汽、液相負(fù)荷 L=RD= 70= kmol/h V=(R+1)D=(+1) 70= kmol/h L’ =L+F= +250 =V’ =V=VS=VMVM/(3600ρ VM)=( )/(3600 )= 20 LS=LMLM/(3600ρ LM) =( )/(3600 )=VS’ =V’ MVM’ /(3600ρ VM’ ) =( )/(3600 )=LS’ =L’ MLM’ /(3600ρ LM’ ) =( )/(3600 )= 精餾段塔徑塔板的實際計算 1) 精餾段汽、液相體積流率為 ： LS = m3/s VS= m3/s 2)塔徑 塔板 的計算 欲求塔徑應(yīng)先求出 u，而 u＝安全系數(shù) umax m a x Lm V mVmuC??? ?? 精 精精 精 式中： 3L3Vkg / m 。s 2）提餾段 塔底 : Xw= ℃ 時 ,μ 水 =s ℃ 時 ,μ 水 =s 水 mPa ?? = 3)逐板計算法 求理論板層數(shù) 精餾段理論板數(shù)： 12 平衡線方程為： y= αx1+(α 1)x =(1+) 精餾段操作方程： y= RR+1 x + XD R+1 =+ 由上而下逐板計算，自 X0= 開始到 Xi首次超過 Xq = 操作線上的點 平衡線上的點 （ X0=,Y1=） (X1=, Y1=) （ X1=,Y2=） （ X2=,Y2=） （ X2=,Y3=） （ X3=,Y1=） （ X3=,Y4=） （ X4=,Y4=） （ X4=,Y5=） （ X5=,Y5=） （ X5=,Y6=） （ X6=,Y6=） 因為 X6 時首次出現(xiàn) Xi Xq 故第 6塊理論版為加料版，精餾段共有 5 塊理論板。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。采用重力回流可節(jié)省一臺回流泵，節(jié)省設(shè)備費用，但用泵強制回流，便于控制 回流比。 即： R= Rmin 塔釜加熱方式： 塔釜可采用間接蒸汽加熱或直接蒸汽加熱。綜合考慮各方面因素，決定采用泡點進(jìn)料，即 q=1 。原則上，在供熱一定的情況下，熱量應(yīng)盡可能由塔底輸入，使產(chǎn)生的氣相回流在全塔 發(fā)揮作用，即宜冷也進(jìn)料。 本次任務(wù)是甲醇和水體系， 甲醇 水這一類的溶液不是熱敏性物料，且沸點又不高，所以不需采用減壓蒸餾。對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸餾。 7 圖 1 浮閥（ F1 型） 圖 2 浮閥（ a） V4 型， （ b） T型 一． 總體操作方案的確定 操作壓強的選擇 ： 精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進(jìn)行。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度 2mm 的鋼板沖成，閥質(zhì)量約 33g，輕閥用厚度 的鋼板沖成，質(zhì)量約 25g。V4型的特點 是閥孔被沖壓成向下彎的噴咀形，氣體通過閥孔時因流道形狀漸變可減小阻力。當(dāng)篩孔氣速高時，閥片被頂起、上升，孔速低時，閥片因自重而下降。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。 近幾十年來，人們 對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。 4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。 由于此次設(shè)計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。 2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。 塔設(shè)備一般分為 級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。 浮閥塔的特點： 1．生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～ 40%，與篩板塔接近。 5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～ 80%，但是比篩板塔高 20%～ 30。 本次設(shè)計就是針對 甲醇 —— 水 體系，而進(jìn)行的常壓浮閥精餾塔的設(shè)計及其輔助設(shè)備的選型。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。 3．塔板效率高，由于上 升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。其特點是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個篩孔處安置一個可上下移動的閥片。 國內(nèi) 常用的浮閥有三種，即圖 1所示的 F1型及圖 2所示的 V4 型與 T型。我國已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（ JB1118— 68）。只有要求壓降很小的場合，如真空精餾時才使用輕閥。在相同條件下適當(dāng)提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔 壓，也提高了再沸器的溫度， 并且相對揮發(fā)度液會下降。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直 徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費用。 ∴ 操作壓強 :P=1atm==103KPa 物料的進(jìn)料熱狀態(tài) ： 8 進(jìn)料熱狀態(tài)有五種。但將原料預(yù)熱到泡點，就需要增設(shè)一個預(yù)熱器，使設(shè)備費用增加。本次設(shè)計任務(wù)中，綜合考慮各個因素，采用回流比為最小回流比的 。 回流的 方式方法 : 9 液體回流可借助位差采用重力回流或用泵強制回流。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。39。s, 代入上式得 : ET= 2）實際塔板層數(shù) ∵算得 ET= 14 ∴ 實際塔板數(shù) Np=NT/ET=其中： 精餾段 ： 5/=≈ 13 塊 提餾段 : ≈ 16 塊 提餾段不算塔釜： 161=15 塊 四 塔體主要 工藝尺寸 的確定 列出 各設(shè)計參數(shù) ⒈操作壓力 1）精餾段： 塔頂壓力 PD=1atm=, ∵△ p≤ ∴ 取每層踏板 壓 強 △ p= 進(jìn)料板壓力 =PD+ 12= 精餾段平均操作壓力 Pm=(+)/2= 2） 提餾段 : 塔釜壓力 PW=PD+28= 提餾段平均 操作壓力 Pm’=( +)/2= tm 1）精餾段 ： 塔頂溫度 tD=℃ , tf=℃ , ∴ t 精 =(tD+tf)/2=℃ 2） 提餾段 : t 提 =(tw+tf)/2 =(+)/2=℃ 3) 平均溫度 =(tD+tw)/2=(+)/2=℃ 15 1） 精餾塔的汽、液相負(fù)荷 : L=RD= 70= kmol/h V=(R+1)D=(+1) 70= kmol/h L’ =L+F= +250 =V’ =V=2） 塔頂平均分子量 : X1=, Y1= MVDM=32+ ()18=MLDM=32+(1 )18=31 .972g/mol 3)加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量 ： X5=, Y5= MVFM = 32+() 18= g/mol MLFM = 32+() 18= g/mol 4） 加料板平均分子量 ： Xf= , yf= MVFM=32+(1 )18= MLFM=32+(1 )18= g/mol 5） 塔底平均分子量 ： xw=, yw= MVWM=32+(1 )18= MLWM=32+(1 )18=18. 054g/mol ∴精餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2=(+)/2= 16 MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= 提餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2=(+)/2=MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= 4． 汽相密度 : 精餾段： ρ V,M=P MVM/RT 精= [(+ )]=提餾段： ρ V,M’ =P’ MVM’/RT 提= [(+ )]= 已知： 混合液密度 : 1 ABL A Baa? ? ??? 甲醇與水在對應(yīng)溫度下的密度 溫度℃ 甲醇 3kgm 水 3kgm 1）精餾段 ①塔頂， tD=℃ xD= 17 ∵ 1/ρ LD,M=WA/ρ LA+WB/ρ LB 其中 WAD= 水甲醇甲醇 MXMX MXDDD ???? ? )1(= , WB