【導(dǎo)讀】學(xué)生應(yīng)在老師指導(dǎo)下獨立完成，題目不可更換。查閱相關(guān)資料，自學(xué)具體課題中涉及到的新知識。的求取用逐板計算法。Af和Wd的求取按自己推導(dǎo)的公式進(jìn)行。[2]陳敏恒，潘鶴林.化工原理（少學(xué)時）.華東理工大學(xué)出版社，2021年8月.[4]化工原理·第三版下冊·化學(xué)工業(yè)出版社·2021.[8]化學(xué)工程師手冊·機械工業(yè)出版社·[10]化工工藝設(shè)計手冊·中國石化集團(tuán)上海工程有限公司·化學(xué)工業(yè)出版社·2021.8

　　

【正文】 ， (hwho)6mm才能保證降液管底端有良好的液封。工程上 ho一般取 2025mm。本次設(shè)計中取 22mm。 hW’ h0’ ==6mm 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 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。 取閥孔動能因子 FO=10 ①孔速 uo’ = ,VmF??=10/()=②浮閥數(shù) : n=24sVdu?? =（ 1/4 ） ==153(個 ) ③有效傳質(zhì)區(qū)面積 ： 根據(jù)公式： 2 2 2 12 s in180axA x R x R R? ???? ? ????? 其中： R= 2 cDW? = x= ()2 dD W Ws??= ∴ Aa’ = 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設(shè)計 書 32 ④塔板的布置因 D800mm 故塔板采用分塊式，查表的 塔塊分為 3塊 采用等腰三角形叉排。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(yīng)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。 按 N=135重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)： 孔速 u0’ = VS’ /（π 1/4 d2 N） = F0= uo ’ (ρ V,M’ ) = 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 9～ 12范圍內(nèi)。 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(xué)的驗算 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設(shè)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(zhuǎn)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(shè)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(shè)計允許值 ) 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。 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 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設(shè)計 書 34 泛點率 F’ = s LLVFbV L lKC A??? ??? 100% lL=D2Wd=? = Ab=AT2Af=? = 式中 Ll —— 板上液體流經(jīng)長度， m。 bA —— 板上液流面積， m2 ； FC —— 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)，查表取 . 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%。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。 漏液驗算 55,m in,000???? ?提因數(shù)對于浮閥塔，閥孔動能VuFF? s/ 55u ,Vm in,0 ???? 提 s/ 3220m i n,0m i n,s ??????????? m3/sVs’ = m3/s, 可見不會產(chǎn)生過量漏液。 塔板負(fù)荷性能圖及操作彈性 因堰上液層厚度 how’為最 小值時，對應(yīng)的液相流量為最小。 設(shè) how,小 ’ = 32WOW lLsE100 4=h ???????? , LW= 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設(shè)計 書 35 推出 LS’ = m3/s 當(dāng)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 — 圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量 無關(guān)的豎直線。 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。m i n,0u ???? 提 s/ 3220m i n,0m i n,s ??????????? 據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。 s LLVFbV L lKC A??? ?? 根據(jù)經(jīng)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(fù)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(nèi)任取兩個 LS’值，依式算出相應(yīng)的 VS’值列于下表中。 Ls39。 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設(shè)計 書 36 Vs39。 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。 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。忽略式中 σh 項，將以下五式代入上式， g2 L 20V??? L0l hEh ? owWL hhh ?? 32WSOW ????????? 2t02owsd )u( ?????????? 得到： ???????? ?????????????????????????? ?2Ww02owsL20VWT l L3 6 0 0E1 0 0 L1 5 )h(H ）（ 因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則 TH 、 wh 、 0h 、 wl 、 v? 、 L? 、 0? 及φ等均為定值，而 0u 與 sV 又有如下關(guān)系，即：Nd4Vu2s00?? ???????? ? 32 s2s4222 5032+381 .74L+ 12805 .42 39151 85V 113 4= 252 S 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設(shè)計 書 37 得 32s39。39。 39。2sV ????? 由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點 P’ (,)在正常的操作范圍內(nèi)。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。 （ 2）塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 （ 3）操作彈性 Vmax=, Vmin= 操作彈性 =Vmax/ Vmin =3 ∴此設(shè)計符合要求。 sL sV 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設(shè)計 書 38 第五章 浮閥塔板工藝設(shè)計計算結(jié)果 項目 精餾段 提餾段 塔徑 D， m 板間距 HT， m 塔板型式 實際塔板數(shù) 空塔氣速 u， m/s 堰長 lW， m 堰高 hW， m 板上液 層高度 hL， m 降液管底隙高度 ho， m 浮閥數(shù) N，個 閥孔氣速 uo， m/s 閥孔動能因數(shù) Fo 臨界閥孔氣速 uoc， m/s 孔心距 t， m 排間距 t’， m 單板壓降△ pp， Pa 液體在降液管內(nèi)停留時間θ， s 安定區(qū)寬度 Ws,m 邊緣固定區(qū)寬度 Wc,m 弓形降液管寬度 Wd,m 開孔率 % 泛點率 % 氣相負(fù)荷上限 (Vs)max， m3/s 氣相負(fù)荷下限 (Vs)min， m3/s 操作彈性 單溢流弓形降液管 10 151 78 單溢流弓形降液管 14 135 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設(shè)計 書 39 第六章 輔助設(shè)備及零件設(shè)計 附屬設(shè)備設(shè)計 1. 冷凝器的選擇：（列管式冷凝器） 按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強制循環(huán)式。 ①整體式 如圖 a， b所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。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(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門、流量計來調(diào)節(jié)時，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場合。 ②自流式 如圖 c所示。將冷凝器裝在塔頂附近的臺架上 ，靠改變臺架的高度來獲得回流和采出所需的位差。 ③強制循環(huán)式 如圖 d， e所示。當(dāng)冷凝器換熱面過大時，裝在塔頂附近對造價和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔提供回流液。 根據(jù)本次設(shè)計體系，甲醇 水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式。冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。 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(shè)計 書 40 冷凝蒸汽量： g / sk330 0 )017 (263 .84360 0VMG V1 ??????? 由于甲醇摩爾分?jǐn)?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(shè)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(shè)備型號：略。 再沸器的選擇 再沸器的選擇：列管式蒸發(fā)器 對直徑較大的塔，一般將再沸 器置于塔外。其管束可抽出，為保證管束浸于沸騰器液中，管束末端設(shè)溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區(qū)。其液面以上空間為氣液分離空間。 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(shè)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(jìn)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(shè)備型號：略。 塔附件設(shè)計 接管 進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類