設(shè)計(jì)16000噸甲醇-水連續(xù)填料蒸餾塔-wenkub.com
2025-05-12 06:45 本頁(yè)面
【正文】 化學(xué)工業(yè)出版社， 20xx 賈紹義等 。 北京： 化學(xué)工業(yè)出版社， 20xx 化學(xué)工程手冊(cè)編委會(huì)。 除霧沫器 為捕集出填料層氣體中所夾帶的液沫和霧滴，需在塔頂液體初始分布器的上方設(shè)置除霧沫器。由于填料層不需分段，因此不需要液體再分布器。貯槽的液面和塔頂一樣，可看做是常壓下操作，壓力差可近似看做是精餾段的壓力降， ?p1= pa。 (2) 回流管： 選用 WR=1 25 dR = [ 4L’ / (3600π?WR?ρL1) ] 1/2 = [ 4 / (3600) ] 1/2 = m 圓整后，選用的是 φ = 32mm 。 加熱器的選用 由于本設(shè)計(jì)選擇的是 ℃ 總壓是 300 kpa 的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)，取傳熱系數(shù) K= kJ/m2*h*℃ 。 (1) 精餾段的壓降 經(jīng)計(jì)算得：橫坐標(biāo)： 縱坐標(biāo)： 查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖，可得 ?p/Z=30= pa/m 因此，精餾段的壓降 ?p1== pa (2) 提餾段的壓降 橫坐標(biāo)： 縱坐標(biāo)： 查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖，可得 ?p/Z=100=981 pa/m 因此，提餾段的壓降 ?p2=981= pa (3) 精餾塔的壓降 ?p=＋ = pa 表 13 精餾塔各部分工藝尺寸及相關(guān)物性 參數(shù) 精餾段 提餾段 全塔 空塔氣速 (m/s) 塔徑 (m) 每米填料層壓降 (pa/m) 981 總壓降 (pa) 填料層高度 (m) 1 24 七 、 附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算 冷凝器的選用 取全凝器的傳熱系數(shù) K=2400kJ /(m2?h?℃ )，選擇逆流操作。 Z=HETPN T = 5= m 采用上述方法計(jì)算出填料層高度后，留出一定的安全系數(shù)，取 Z’=== m (3) 精餾塔的填料層高度 Z=＋ = m 1 23 填料層壓力降的計(jì)算 本設(shè)計(jì)中，散裝填料的壓降值由埃 克特通用關(guān)聯(lián)圖來(lái)計(jì)算。 塔高的計(jì)算 對(duì)于 DN25 金屬環(huán)矩鞍填料，一般取的 HETP =355～ 485mm。 精餾段： U＝ 4L’ / (πD2ρL)＝ 4 / () 1 22 ＝ m3/ (m2?h) 提餾段： U＝ 4L’ / (πD2ρL)＝ 4 / () ＝ m3/ (m2?h) 為保證填料層的充分潤(rùn)濕，必須保證液體噴淋密度大于某一極限值，該極限值稱為最小噴淋密度，以 Umin 表示。 因此，選用 D=500mm 為精餾塔的塔徑。L＝ mPa?s 1 21 L1’＝ Wl＝ ＝ kg/h， V1’＝ WV＝ ＝ kg/h 代入上式可以求得 : uf＝ m/s 空塔氣速： u＝ ＝ = m/s t = (tF ＋ tD)/2 = (＋ )/2 ＝ ℃ 體積流量： Vs=(＋ )/(3600100) = m3/s 可得 D = [ 4Vs / (πu) ]1/2 = [ 4 / () ] 1/2 = m 圓整后， D=400 mm ， 對(duì)應(yīng)的空塔氣速 u= m/s 校核 D / d= 400 / 25 = 16 8，符合條件。LW＋ 181。L1＝ (181。水 ＝ mPa?s OHOHCHL xx 23 lg)1(lglg ??? ??? ， 181。C (1)汽相平均相對(duì)分子量： 根據(jù)甲醇－水汽液相平衡方程， xF ＝ %，可得 yF ＝ MVF ＝ 32＋ 18 ＝ kg/kmol (2)汽相密度： ρVF＝ (MVF/)(TO/T)(p/po)＝ ()[(＋ )] ＝ kg/m3 (3)液相密度： tF＝ 176。LW ≈181。C ，近似可以看成是 100176。C ，查醇類水溶液表面張力圖可得， σ 甲醇 ＝ 表 8 不同溫度下水的表面張力 溫度 /176。水 70 內(nèi)插法求解 (－ )/(－ 181。甲醇 ＝ mPa?s 表 7 不同溫度下水的粘度 溫度 t/176。C ， 查常用溶劑相對(duì)密度表可得： ρ 甲醇 ＝ 735 kg/m3 1 16 表 6 不同溫度下水的密度 溫度 t/176。C 平均值 tW ＝ 176。C 時(shí)， Cpc＝ 1 kcal (kg?176。C 液相中甲醇 的摩爾分?jǐn)?shù) 汽相中甲醇 的摩爾分?jǐn)?shù) tF xF ＝ / （來(lái)源自表 2） 可得： (－ ) / (－ ) ＝ (－ ) / ( tF－ ) tF＝ 176。汽相溫度與液相溫度相差不大，可近 似看作相等。 逐板計(jì)算的結(jié)果是精餾塔理論塔數(shù)為 11 塊，提餾段 5 塊，精餾段 塊，進(jìn)料板是第 5 塊 (不包括再沸器 )。然后改用精餾段操作線方程由 y6求得x7，再利用相平衡方程由 x7 求得 y7。同理， x2與 y2為平衡關(guān)系，可以用平衡方程由 x2求得 y2，再用提餾段操作線方程由 y2求得 x3。C 液相中甲醇的 摩爾分?jǐn)?shù) 汽相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù) 100 0 0 1 1 1 10 圖 1：甲醇 水汽液相平衡圖 在對(duì)甲醇和水二元物系汽液平衡數(shù)據(jù)做擬合之后，可得出汽相組成 y 和液相組成x 的函數(shù)關(guān)系式： Y ＝ ＋ － ＋ － 388035736X4 ＋ － ＋ － (2) 求最小回流比及操作回流比 由于本設(shè)計(jì)采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料， q＝ 1， xq＝ xF＝ 根據(jù)擬合得到的 y－ x 方程，可得到 yq＝ 最小回流比 Rmin＝ (xD－ yq) / (yq – xq) 可得到 Rmin＝ 所以回流比 R＝ 2Rmin＝ 2＝ (3)求精餾塔的汽、液相負(fù)荷 L＝ RD＝ ＝ V＝ (R＋ 1) D＝ ＝ L’＝ L＋ F＝ ＋ ＝ V’＝ V＝ (4)精餾段和提餾段的操作線方程 精餾段操作線方程為： y＝ (R/ R+1)x ＋ xD/（ R+1） ＝ ()x ＋ ＝ ＋ 0 1 0 1 x y 1 11 提餾段操作線方程為： y’＝ (L’/V’)x － (W/ V’)xW ＝ ()x－ () ＝ － (5)逐板計(jì)算法求理論塔板數(shù) 規(guī)定塔釜是第一層塔板，從下往上依次命名為第 3……n 塊。如果已知甲醇 和水的混合物系的汽液平衡關(guān)系，即汽液平衡數(shù)據(jù)，則離開理論板的互成平衡、溫度相等的汽液兩相組成 yn 與 xn 之間的關(guān)系就可以確定。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。對(duì) 于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。使上升蒸汽與回流下來(lái)的冷液再進(jìn)行熱質(zhì)交換。但是必須保證冷凝器內(nèi)有一定持液量， 或加入液封裝置防止塔頂汽相逃逸至冷凝器內(nèi)。在檢修方面充分考慮到泵的日常維護(hù)，因此運(yùn)用雙泵設(shè)計(jì)便于實(shí)際生產(chǎn)中的不停車檢修。同樣，冷卻水分為三路，分別進(jìn)入冷凝器、甲醇產(chǎn)品的冷卻器和塔釜的冷卻器，充分換熱均勻之后，全部排入下水道。加熱的液體產(chǎn)生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同樣在每層塔板上進(jìn)行汽液兩相的熱質(zhì)交換。 環(huán)矩鞍填料將環(huán)形填料和鞍形填料兩者的優(yōu)點(diǎn)集于一體，其綜合性能優(yōu)于鮑爾環(huán)和階梯環(huán)，又
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