年產66000噸甲醇---水精餾塔工藝設計-資料下載頁

【導讀】、精餾塔頂壓強(表壓)。、塔高、塔徑及塔板結構的主要參數；、塔板的流體力學驗算；4輔助設備選型與計算；6設計結果一覽表；7工藝流程圖及全凝器主體設備圖。癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應用于化工、日。化、醫藥等行業。近些年來，由于燃料價格的上漲，甲醇燃料越來越有取代傳統燃料的趨勢，且已在公交、出租車行業內被采用。高純度的甲醇來說產量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進甲醇`水體。系的精餾設備是非常重要的。和水這類非熱敏沸點在常溫物系分離。度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節省設備費用和操作費用。

　　

【正文】 ,對流傳熱系數可按下式計算 : 41)(032320 tdnrg?????? 當量直徑 : ed = mddtoo ]423[4 22???? 殼程流通截面積，得 )32251()1( ?????? tdBDs oo 殼程流體流速及其雷諾數分別為 : smu o / ?? 56 ????? ??????? ?? ?? ??ee dR 粘度校正 1)( ?w?? 則有： 28 Kmwo ??????????????2632332 /1080)((? 管內表面傳熱系數 對流傳熱系數按下式計算 : iii d?? ? 管程流體流通截面積 2 ????iS 管程流體流速 smui / )(51700 ??? 1 7 9 0 0)( 3 ????? ? 由《化學工程手冊》可查得： ? ./ mwi ?????? 污垢熱阻和管壁熱阻 查表可得 : 管外側污垢熱阻 wkmR o / 24 ??? 管內側污垢熱阻 wkmR i /103 .4 24 ??? 管壁熱阻下式計算，依表可知，碳鋼在該條件下的熱導率為 45w/(m K)。 所以 wkmRw / 2 ??? 傳熱系數 eK 依式有 C/5 5 6)1(12 ???????? mwRd dRd dRddKoomowioiiioe ?? 而前面計算時假設 K=600 C/ 2 ??mw ，基本相近。 傳熱面積裕度 29 計算傳熱面積 Ac 為 231 101200 mtK QA mec ?? ???? 該換熱 器的實際傳熱面積為 Ap )14164()( mnNldA cTop ???????? ? 該換熱器的面積裕度為 %57 ????? c cp A AAH 傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。 注 :所計算出的面積裕度會稍稍偏大 ,是因為計算時忽略了一部分熱量 ,即蒸汽冷凝之后的那部分溫差所釋放的熱量。 換熱器內流體的流動阻力 管程流體阻力 spsrit FNNppp )( ????? 1?sN , 2?Np , 22udlp iii ???? 由 Re=17900，傳熱管相對粗糙度 ，查莫狄圖得 ?i? ，流速 u=, 3/ mkg?? ,所以， Papi 30992 2 ?????? Paupr 8852 22 ?????? ?? Pap 1 1 9 5 )8853 0 9 9(1 ?????? 100KPa 管程流體阻力在允許范圍之內。 殼程阻力 殼程阻力按下式計算： ssios NFppp )( ????? , 其中 1?sN , 1?sF 流體流經管束的阻力 30 2)1(2oBCoo uNNFfp ???? F= ， 0 8 2 0 0 05 2 8 ??? ?of 14?CN ， 29?BN ， smuO /? 故 ??op 14 (29+1) 2 2? = 流體流過折流板缺口的阻力 2)( 2oBi uDBNp ???? , B= , D= ) (29 2 ???????? ip Pa 總阻力 : ??sp += 流經管程和殼程的壓力都小于 1Mp。 以上核算結果表明，選用 JBT 47151992，符合標準。 八．設計結果匯總表 列管式換熱器 形式 固定管板式 參數 管程 殼程 流量 /(kg/h) 51700 2826 進 /出口溫度 /℃ 15/45 物性 定性溫度 /℃ 30 密度 /（ kg/m3） 998 粘度 /（ Pa?s） 310? 510? 熱導率（ W/m?k） 設備結構參數 管程數 2 殼程數 1 管徑 /㎜ Φ 25 管長 /㎜ 6000 31 管心距 /㎜ 32 管子排列 正三角形 管數目 /根 164 材質 碳鋼 傳 熱面積 /㎡ 殼體內徑 /㎜ 450 折流板間距 /㎜ 200 折流板數 /個 32 通過中心管數 16 主要計算結果 管程 殼程 流速 /（ m/s） 表面傳熱系數 /[W/（㎡? k） ] 3346 1080 污垢熱阻 /（㎡? k/W） 104 105 阻力降 / Pa 11952 傳熱系數 /[W/（㎡? K） ] 556 面積裕度 /% 56% 精餾塔 氣相流量 /(m3/s) 液相流量 /(m3/s) 實際塔板數 18 塔高 /m 塔徑 /m 板間距 /m 溢流形式 單溢流 堰長 /m 堰高 /m 板上液層高度 /㎜ 5 堰上液層高度 /㎜ 降液管高度 /㎜ 開孔區面積 /㎡ 浮閥個數 122 同排空中心距 /m 80 相鄰兩排孔中心距 孔徑 /㎜ 39 空塔氣速 m/s 每層塔板壓降 /Kpa 32 九 .總結 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業中得到廣泛應用。 精餾過程在能量劑的驅動下，使汽液兩相多次直接接觸和分離，利用混合物中各組分揮發度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混合物中各組分的分離。該過程是同時進行傳熱、傳質的過程。 在本設計中設計一定處理量的精餾塔，實現 甲醇 水的分離 ,并設計一個換熱器（主要設備）進行冷凝操作。 浮閥塔是生產中最常用的板式塔之一。板式塔具有結構簡單，制造和維修方便，生 產能力大，塔板壓降小，板效率較高等優點 本次設計主要任務為一定處理量的精餾裝置的全凝器，實現 甲醇 －水的分離。精餾裝置主要有精餾塔、冷凝器和蒸餾釜（或稱再沸器）組成。鑒于全凝器的進料溫度與出料溫度差別不大，故選用固定管板式傳熱器。 由于冷熱流體的溫差相差不大，可以選用固定管板式換熱器。固定管板式傳熱器是最常用的冷凝器之一，具有結構簡單，制造和維修方便，管、殼壓降小，傳熱效率高等優點。 由于本設計為假定性的設計，因此有關的其它設計項目，如：進行設計的依據、廠區或廠址、主要經濟技術指標、原料的供應、技 術規格以及燃料種類、水電汽的主要來源與其他工業企業的關系、建廠期限、設計單位、設計進度及設計階段的規定等均從略。 本課程設計的主要內容是過程的衡算、熱量衡算、工藝計算以及設備選型。由于此次設計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏繆誤之處，懇請各位老師指出，以便訂正。 33 十．參考文獻 【 1】 王志魁，《化工 原理 》，第三版，化學工業出版社 【 2】 湯 金石，《化工原理 課 程 設計 》，化 學 工 業 出版社 【 3】 劉 道德， 〈〈化工 設備 的 選擇與設計 〉〉，第三版，中南大 學 出版社 【 4】 賈紹義 ，柴 誠 敬， 〈〈化工原理 設計 手 冊 〉〉 ， 天津大 學 出版 社 【 5】 鄒華生，鐘理，伍欽，賴萬東 〈〈傳熱與傳質過程設備設計 〉〉，華南理工大學 【 6】 秦書經，葉文邦 《換熱器》，化學工業出版社 【 7】 時均，汪家鼎，余國琮，陳敏恒， 《化學工程手冊》，化學工業出版社 34 十一 .主要符號說明 英文字母 名 稱 英文字母 名 稱 Aa 塔板開孔區面 / 2m K 穩定系數 Af 降液管截面積 / 2m Lw 堰長 m C 負荷系數 m/s N 閥攏數目 20C 氣相負荷因子 m/s P 操作壓力 Pa D 塔徑 m t 閥孔中心距 m ET 總板效率 u 空塔氣速 m/s F 氣相動能因子kg1/2/() U0 氣體通過閥孔的速度 m/s g 重力加速度Vs 氣體體積流量 m3/s how 堰上液層高度 m Wd 弓形降液管寬度 m H0 降液管底隙高度 m hw 溢流堰高降液管 hL 內清液層高度 m 度m θ 液體在降液管停留時間 s HT 塔板間距 m μ 粘度 σ 表面張力 N/m ρ 密度 kg/m3 C 負荷系數 m/s pA 傳熱面積 2m 英文字母 名 稱 英文字母 名 稱 20C 氣相負荷因子 m/s pN 管程數 35 u 空塔氣速 m/s t 管心距 m TA 塔截面積 2m BN 折流板數目 TH 板間距 m B 折流板間距 mm D 殼程接管內徑 mm 0? 殼程表面傳熱系數 wkm /2? S 傳熱面積 0Re 殼程雷諾數 Q 熱流量 kw Pr 普朗特數 英文字母 名 稱 英文字母 名 稱 0R 管外側污垢熱阻wkm /2? Ps? 殼程壓降ap Ke 傳熱系數 wkm /2? is 管程流體流通截面積 2m H 傳熱面積裕度 iR 管內側污垢熱阻wkm /2? Pt? 管程流體壓降 ap cA 計算所得傳熱面積 2m