【正文】 841()wdEl??將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 39。39。).153().6du??? ??? ??TWh??故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 c=.5,? 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積 按式 計算aA221sin80arxx?????????其中 m64.)(3.)(2x?????故 22 ??? ???? ?? ? 篩孔計算及排列本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用 碳鋼板，取利孔直徑3m??m50?d篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為：m1530??dt篩孔數(shù)目 n 為：個022...96135At開孔率為： %.22???????????????td?氣體通過閥孔的氣速為： s/?AVus 塔板的流體力學驗算 塔板壓降 干板阻力 hc計算干板阻力 由式 計算????????由 ，查干篩孔得流量系數(shù)圖 [6]得， ??d ?c故 . ???????????ch 氣體通過液層的阻力 h1計算氣體通過液層的阻力 由式 計算L? ???1/21/()F?查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得 ?液柱036.).(.)(1 ??????OWh? 液體表面張力的阻力 hσ 計算液體表面張力的阻力 可按式 計算，即?0Lgd?? ????gdhL??氣體通過沒層塔板的液柱高度 hp可按下式計算，即 液柱 08..???hcP氣體通過每層塔板的壓降為： （設計允許值）?????? 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。39。 降液管底隙高度 h0039。 0./sL由 式中的 C 由式 計算，其中 由史密斯關(guān)聯(lián)圖 [8]查maxLVuC??()L??20C取，圖的橫坐標為： 1/2 1/????????????????取板間距 ，板上液層高度 ，=.6mLh=查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 =..C.??????????取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為：????按標準塔徑圓整后為 D=塔截面積為： ???實際空塔氣速為： ./su提餾段塔徑計算提餾段的氣、液相體積流率為： ????采用雙塔精餾，進行甲醇分離，則 39。.0./ 平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算平均密度：精餾段氣相平均密度 3m/)(????mVVRTMP?提餾段氣相平均密度 39。1TE??提 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力的計算 塔頂操作壓力 ?每層塔板壓降 7?進料板壓力 .???F塔底壓力 2310W?P精餾段平均壓力 )..(m提餾段平均壓力 ??’ 操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中甲醇、水的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算。 ?????? mmm 采用逐板法求理論板層數(shù)由 得 qqxy=1+()?y)(??將 = 代入得相平衡方程 （c）)(x???聯(lián)立（a） 、 （b） 、 （c）式，可自上而下逐板計算所需理論板數(shù)。 +. 19kmol/h? 求操作線方程精餾段操作線方程為 （a）1 n1270914x560x422DnnRx..y ..??????提餾段操作線方程 （b）39。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。(1.).??????????故 22/ ssVL? 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 Ls依上式計算出 Vs計算結(jié)果列于表 46表 液泛線Ls，m 3/s 0 Vs，m 3/s 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（5）根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示精 餾 塔 負 荷 性 能 圖0123456780 Vs圖 篩板塔的負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點 A，連接 OA，即作出操作線，由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制，由上圖查得 ,?,?故操作彈性為 ,? 精餾塔接管尺寸計算 塔頂蒸氣出口管的直徑操作壓力不大時，蒸氣導管中常用流速為 12~20 m/s，蒸氣管的直徑為 ，其中4sVdu??塔頂蒸氣導管內(nèi)徑 m 塔頂蒸氣量 m3/s，取 ，則Vds 12/sVu? ??查表取 5.? 回流管的直徑塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速 可取Ru~ m/s。.153/()wclh? 2/3639。39。 塔板負荷性能圖 漏液線由 0,min0()/LVCh?????=0,min?,i0SVALWOh??= 2/()10hwEl得 2/3,min0 .84{.[()]}/0hs wLVwVCAhEl??? =..93?? 2/{0561[1()]0.}???整理得 2/3,min.. sVL?在操作數(shù)據(jù)內(nèi)，任取幾個 值，依上式計算出 值，計算結(jié)果見表 4SSV表 漏液線 Ls，m 3/s 0 Vs，m 3/s 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線（1） 液沫夾帶線以 = 液/kg 氣為限，求 關(guān)系如下vesVL由 ()avLTfuHh????..Ssa sTfVuA?()fLwoh??==oh2/32/????????故 2/32/() ss??? / / s sHh ?????????整理得 =SV2/?在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果于表 45由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線（2）表 液沫夾帶線 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 = 作為最小液體負荷標準。 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即 ?????????????故 32374001/kg01/ ...?????????液 氣 液 氣故在本設計中液沫夾帶量 在允許范圍內(nèi)。查塔板分塊表得，塔板分為 6 塊。?則 .?????故降液管底隙高度設計合理。各項計算如下： 堰長 Lw取 Wl==19m? 溢流堰高度 hw由 LOh?選用平直堰，堰上液層高度 ???????近似取 E=1，則 2/==.86m19OWh???????故 . 弓形降液管寬度 Wd和截面積 Af由 =查弓形降液管的參數(shù)圖 [6]，得 .故 2=0..??208dWD?依式 驗算液體在降液管中停留時間，即36fThAHL?0fh?.???故降液管設計合理。Ls采用雙塔精餾進行甲醚分離，則該塔精餾段、提餾段汽液相體積流率為： ?39。計算結(jié)果如下：塔頂溫度 38DtC??進料板溫度 9F塔底溫度 ?精餾段平均溫度 (38)/???提餾段平均溫度 C? 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算： ??????2893L ?進料板平均摩爾質(zhì)量計算： ????8176356mLM?塔底平均摩爾質(zhì)量計算： ?????2896L精餾段平均摩爾質(zhì)量： (.)/.2kg/molVm???45LM提餾段平均摩爾質(zhì)量： ()/???45631mL 平均密度計算 氣相平均密度計算精餾段氣相密度 (7.)mV1PMρ=RT????提餾段氣相密度 3..0/()2Vm全塔氣相平均密度 90V.???3kg/（.4+7（ 液相平均密度計算平均密度依下式計算，即 1iVma???塔頂液相平均密度的計算由 tD=38℃，查手冊 [4]得 ??????塔頂液相質(zhì)量分率 D1 .5?D20.??3168kg/? ???進料板液相平均密度的計算由 tF=89℃，查手冊 [4]得 ??????進料板液相的質(zhì)量分率 ???? ??精餾段液相平均密度為： 3(.)/.kg/mL??由 tW=℃，查手冊 [4]得 ?? ??塔底液相的質(zhì)量分率： 0. .??? ? ? ???精餾段液相平均密度為： 3(.)/?提餾段液相平均密度為： 3(2..5)/??全塔液相平均密度為： 3(69..)/? 液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即 Lmix???塔頂液相平均表面張力的計算由 ，查手冊 [4]得38DtC? ?????? LD07..?????進料板液相平均表面張力為 由 ，查手冊 [4]得89FtC?? ?????2..?????由 ，查手冊 [4]?? 10N/?????.?????精餾段液相平均表面張力為： ()/??提餾段液相平均表面張力為： (.)/?全塔液相平均表面張力為： (.)/?? 液體平均粘度計算見 ，精餾段液相平均黏度 ? 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 精餾段的汽液相負荷 ???()27V?提餾段的汽液相負荷 39。這樣塔頂、塔底的公用工程就可以分別用冷凝水和中壓（1015kgf/cm 2）蒸 汽來實現(xiàn)。則回流比 .?????查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖可得 在全回流下的最少理論板數(shù) Dw12minx()[]log??平均相對揮發(fā)度 ??頂 79??進 所以全塔平均相對揮發(fā)度 1.??Dwmin0.().4[]??logl9則 ??7?快計算加料位置精餾段最少理論板數(shù) []????精 實際板層數(shù)的求取進料黏度：在 tD=89℃，查手冊 [4]得 ????????? (7)lg(2)48lg(.3)LF??求得 s?塔頂物料黏度：t D=38℃，查手冊 [4]得 ?????????lg987lg(.13)lg(.4)12lg(.3)LD??求得 ?塔釜物料黏度： ，??查手冊得 ??????? lg0lg().lg().68lg()LW???求得 .78as?精餾段液相平均黏度： ????精提餾段液相平均黏度： 86mW?提全塔液相平均黏度： .5..asm?精 提提全塔效率可用奧爾康公式： ()TLE???? ()TE???則實際塔板數(shù) ?實實際進料位置 17=??進 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力的計算DME ℃，所以如果選擇系統(tǒng)壓力在常壓下，則塔頂冷凝器很難對該產(chǎn)品進行冷卻。第3章 反應器的結(jié)構(gòu)計算 物料衡算將原料及產(chǎn)品規(guī)格換算成摩爾分率，即原料：甲醇含量≥％，水含量≤％產(chǎn)品：DME≥％,甲醇含量≤％，水含量≤％要求年產(chǎn) 40 萬噸二甲醚，則每小時應生產(chǎn)二甲醚的量為： 40150/??又因產(chǎn)品二甲醚回收率為 ％，則 ..F?％則反應器生成二甲醚量為： Fx=反應器應加入甲醇量為： ??％ ％甲醇原料進料量： .按化學計量關(guān)系計算反應器出口氣體中各組分量甲醇 ??水含量 097138?計算結(jié)果列表如下表 物料衡算表組分進料 F0/(koml/h)進料 qm0/(kg/h)出料 F/(koml/h)出料 qm/(kg/h)二甲醚 0 0 甲醇 水 合計 計算催化劑床層體積進入反應器的氣體總量 Ft0=，給定空速 Sv=5000h1，所以，催化劑床層體積 VR為：3 ??? 反應器管數(shù)反應器管數(shù) n 擬采用管徑為 Ф27，故管內(nèi)徑 d=，管長 6m，催化劑充填高度 L 為 ，所以： ().4RVpd???采用正三角形排列，實際管數(shù)取 5750 根 熱量衡算基準溫度取 298K,由物性手冊查的在 280℃下二甲醚（1）、甲醇（2）、水（3）的比熱容、粘度、熱導率分別為: Cp1=（kg/℃） CP2= kJ/（kg/℃） CP3= kJ/（kg/℃） μ 1=105pa μ 2=105pa μ 3=105pa λ 1=(m2 k) λ 2= w/(m2 k) λ 3=(m2 k)? ? ?則原料氣帶入熱量Q1=(+)() =107kJ/h反應后氣體帶走熱量Q2=(++)() =107kJ/h反應放出熱量QR=11770=107 kJ/h傳給換熱物質(zhì)的熱量 QCQC=Q1+QRQ2=106 kJ/h核算換熱面積，床層對壁給熱系數(shù)按式計算 ()exp(4.)fppttf tdGda????(mh)(.)4?????????????％ ％ ％?????....?????％ ％ ％ 2089w/(mk).3Jh??所以 ()exp(46)02ta???2176 kJ/mh??查得碳鋼管的熱