二甲醚分離裝置中的精餾工段工藝設計-資料下載頁

　　

【正文】 采用 =100mm。t?按 t=，t′= 以等腰三角形叉排方式作圖 (見以下圖 )，排得閥數為 228 個。寧夏理工學院畢業設計 31 圖 提餾段的閥孔布置圖按 N=228 重新核算孔速及閥動能因數： (m/s)0394SoVudN????.54..9oVF?閥孔因數變化不大，仍在 8~11 范圍內。塔板開孔率： ()1%???? 塔板流體力學驗算當工藝設計完畢后為檢驗初步設計的塔板，能否在較高的效率下正常操作，必須進行塔板的流體力學驗算，驗算中若發現有不合適的地方，應對有關工藝尺寸進行調整，直到符合要求為止。液體力學驗算內容有以下幾項：塔板壓降、液泛、霧沫夾帶、漏液及液面落差等。（一）阻力計算寧夏理工學院畢業設計 32 氣相通過浮閥塔板的壓強降：（用塔內液柱高度表示） （式 2. 35）pclh???（1）干板阻力 hc閥全開前 （式 2. 36）ocu?Locuh?閥全開后 （式 2. 37）oc?gLoVc234.?聯立式 2. 38 與式 2. 39，解出臨界孔速 ，得：ocu精餾段： (m/s)ocVu???因為 uo uoc，按閥全開后公式計算干板阻力： ????提餾段： ...82828(m/s)1ocVu?因為 uo uoc′，按閥全開前公式計算干板阻力： ..3()ocLh??????（2）板上充氣液層阻力 l（式 2. 40）loLh??參考《化工原理》下，碳氫化合物 =~，可取充氣系數 。o ?o?精餾段： (m)lL??提餾段： 93loh???液體表面張力所造成的阻力： （式 2. 41）Lhg??浮閥塔的 值通常很小，可忽略不計。h?因此，氣體流經一層浮閥塔板的壓強降所相當的液柱高度為：寧夏理工學院畢業設計 33 精餾段： (m)pclh???提餾段： 56l??（3）單板壓降：精餾段： (Pa)pLhg?????提餾段： ??（二）淹塔校核為防止液泛現象的發生，要求控制降液管中清液層高度 )(WTdH???， dLpdh??：氣體通過塔板的壓強降所相當的液柱高度ph：板上液層高度L：液體通過降液管的壓頭損失d不設進口堰， 按 計算：dh2)(?（1）精餾段： 2 ().53()0.(m)43SdWohlh??（2）提餾段：①兩邊降液管時： 2 ().13()()637SdWoLhlh??????②中間降液管時： 2 ()()(m)2746SdWohlh??????參考《化工工藝設計手冊（第四版上冊） 》P493，對于一般物系取 。=.5?（1）精餾段： ()().2()TWHh??????76175mdpLd寧夏理工學院畢業設計 34 可見精餾段 ，符合防止淹塔的要求。()dTWHh???（2）提餾段：①兩邊降液管降液 ()().245(m)TWh??????69308dpLdH??②中間降液管降液 ()().21()TWh????????96mdpLd?可見 ， 符合防止淹塔的要求。()dTWH???()dTWH????（三）霧沫夾帶校核（1）計算泛點百分率校核物沫夾帶泛點率= （式 2. 42）%VSSLLFbZkcA????泛點率= （式 2. 43）?①精餾段板上液體流經長度： (m)LdZDW????板上液流面積： 20371bTfA取物性系數 k=，由《化工原理 》下冊 p170 圖 313 查 cF :查得：c F=。 %.%0132VSSLLFbZkcA???????泛 點 率寧夏理工學院畢業設計 35 10%??????泛 點 率②提餾段板上液體流經長度： 11(2)(.0..)(m)2LdZDW????????板上液流面積： 取物性系數 k=（無泡沫體系） ，由《化工原理》下冊 p170 圖 313 查 cF :查得：c F=。 %??????????泛 點 率 0%.78VSLFTkcA???????泛 點 率 . ??根據經驗，對于大塔，為避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過 80%。計算所得的泛點率均在 80%以下，故在給定條件下，物沫夾帶量能夠滿足 ()/e?液 氣求。（2）驗算物沫夾帶量（式 2. 44）())1gVTfueHh???其中：；SgTfuA4fL?寧夏理工學院畢業設計 36 ①精餾段： =???..5fLh? ())0()()1650kg()/? ???????液 氣②提餾段： .86=????????? ())0()()=10kg()/39。???? ?? 液 氣（ ）由上述計算結果可知 ， 均小于 。Ve? 塔板負荷性能圖（一）霧沫夾帶上限線按泛點率=80％來計算，則 =80%%VSSLLFbZkcA????（1）精餾段 SVL?????整理得： ..SS?在操作范圍內任取若干個 值，算出相應的 值列于表 中：SLSV表 操作范圍內 LS 相應的 VSLS /m3/s VS /m3/s （2）提餾段寧夏理工學院畢業設計 37 %80021S SVL???????整理得： .???在操作范圍內任取若干個 值，算出相應的 值列于表 中：L?SV?表 操作范圍內 LS′ 相應的 VS′LS′/m3/s VS′/m3/s （二）液泛線 （式 2. 222 ()()(1)[()]VoS STWoWLWo Wu LHh hEglhl???????45）（1）精餾段： 222 ()(1)[()].5VoS SoWLWo Wu LhEglhl?????22 2 3223. .+.+()]. . SSSSVL? ??????整理得：??在操作范圍內任取若干個 值，算出相應的 值列于表 中：SV表 操作范圍內 LS 相應的 VSLS /m3/s VS /m3/s （2）提餾段：①兩邊降液管降液： 222 ()(1)[()].45VoS SoWLWo WuLLhEglhl???? ???? ?22 2 ..+. +()] S??? ???2 SVL??????寧夏理工學院畢業設計 38 整理得：22 SSVL??????在操作范圍內任取若干 LS′個值，算出相應的 VS′值列于表 中：表 操作范圍內 LS′ 相應的 VS′LS′/m3/s VS′/m3/s ②中間降液管降液： 222 ()(1)[()].518VoS SoWLWo WuLLhEglhl???? ???? ?22 2 60..3+. +.5+()].. SSSS LVLL?? ? ??????????（ ） （ ）整理得：?????在操作范圍內任取若干個 值，算出相應的 VS′值列于表 中：S?表 操作范圍內 LS′ 相應的 VS′LS′/m3/s VS′/m3/s 從表中數據可以看出提餾段液泛線以兩邊降液管降液為準。（三）液相負荷上限線以 3s 作為液體在降液管中停留時間的下限，則： max()3fTSAHL?（1）精餾段： () (m/s)3fTSAL???（2）提餾段：①兩邊降液管降液：寧夏理工學院畢業設計 39 () (m/s)3fTSAHL?????②中間降液管降液： .() (/s)3fTS?????提餾段液相負荷上限線一兩邊降液管降液為準。（四）漏液線（氣相負荷下限線）以 Fo=5 作為規定氣體最小負荷的標準，則：(1) 精餾段： 22 3min55()(m/h)44SoVVdN???????(2) 提餾段： 22 3min55()(/h)?????????（五）液相負荷下限線對于平直堰，一般取堰上液層高度 hOW= 作為液相負荷下限條件。故： 06.])(360[?WSlLE則：()()84WS l??（1）精餾段：()().856SL?（2）提餾段：①兩邊降液管降液：.()()?????②中間降液管降液：32in..879()().?提餾段液相負荷下限線以中間降液管降液為準。（六）負荷性能圖（1）精餾段寧夏理工學院畢業設計 40 首先在 AutoCAD 中會出 x、y 坐標，而后按以下步驟作圖：①并將求得的物沫夾帶上限線上的點繪制在坐標系中，將點連接成線，該線即為物沫夾帶上線限。②將求得的液泛線上的點繪制在坐標系中，并將點擬合為曲線，該線即為液泛線。③將求得的液相負荷上限線上的點繪制在坐標系中，并將點連接成線，該線即為液相負荷上限線。④將液相負荷下限線上的點繪制在坐標系中，并將點連接成線，該線即為液相負荷下限線。⑤將漏液線上的點繪制在坐標系中，并將點連接成線，該線即為漏液線。⑥ 在坐標系中繪制出操作點 P，過原點連接 P 點，所構成的直線即為操作線。 （如圖 ）圖 精餾段負荷性能圖由塔板負荷性能圖 可以看出：①在任務規定的氣液負荷下的操作點 P，處在適宜操作區內的適中位置。②塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶上限線控制,操作下限由漏液線控制。③按照固定的液氣比，由圖 查出以下數據：塔板的氣相負荷上限： =()SV3(/s)塔板的氣相負荷下限： =操作彈性： maxin()?（2）提餾段寧夏理工學院畢業設計 41 首先在 AutoCAD 中會出 x、y 坐標，而后按以下步驟作圖：①并將求得的物沫夾帶上限線上的點繪制在坐標系中，將點連接成線，該線即為物沫夾帶上線限。②將求得的液泛線上的點繪制在坐標系中，并將點擬合為曲線，該線即為液泛線。③將求得的液相負荷上限線上的點繪制在坐標系中，并將點連接成線，該線即為液相負荷上限線。④將液相負荷下限線上的點繪制在坐標系中，并將點連接成線，該線即為液相負荷下限線。⑤將漏液線上的點繪制在坐標系中，并將點連接成線，該線即為漏液線。⑥ 觀察中間降液和兩邊降液所行形成的可行域，去除可行域最小面積以外的線。⑦在坐標系中繪制出操作點 P，過原點連接 P 點，所構成的直線即為操作線。圖 提餾段負荷性能圖由塔板負荷性能圖 可以看出：①在任務規定的氣液負荷下的操作點 P，處在適宜操作區內的適中位置。②塔板的氣相負荷上限完全由兩邊降液液泛線控制,操作下限由漏液線控制。③按照固定的液氣比，由圖 查出以下數據：塔板的氣相負荷上限： =()SV3(/s)塔板的氣相負荷下限： =操作彈性： maxin()? 塔高的計算寧夏理工學院畢業設計 42 H=HD+(N2S)HT+SHT′+HF+HB （式 2. 46）HD——塔頂空間，取 HT——塔板間距，精餾段 ，取提餾段取 HT′——開有人孔的塔板間距，取 HF——進料段高度，取 HB——塔底空間，假設塔釜有 3 分鐘的貯量，則 (m)14BtLHD?????N——實際塔板數，前面算出實際板數為 27 塊S——人孔數目，每隔 9 塊塔板設置一個人孔，取人孔兩個H=+9+13+2++=(m) 工藝設計計算結果一覽表表 浮閥塔工藝設計計算結果數值及說明 備注精餾段 提餾段塔徑 D/m 塔高/m 板間距 HT/m 塔板型式單溢流弓形降液管雙溢流弓形降液管分塊式塔板塔板數（層） 12 15寧夏理工學院畢業設計 43 空塔氣速 u/m/s 堰長 lW/m 提餾段中間溢流堰長 堰高 hW/m 提餾段中間降液管高度 降液管底隙高度 ho/m 提餾段中間降液管底隙高度為浮閥數 N 個 235 228 等腰三角形叉排閥孔氣速 uo/m/s 閥孔動能因數 Fo 臨界閥孔氣速 uoc/m/s 孔心距 t/m 指同一橫排孔心距排間距 t′/m 指相鄰二橫排的中心線距離單板壓強△P p/Pa 停留時間 τ /s 降液管內清液層高度Hd/m 提餾段中間降液管內清液層高度為 泛點率 /% 氣相負荷上限 VS,max/m3/s 精餾段：霧沫夾帶控制提餾段：兩邊降液液泛線氣相負荷下限 VS,min/m3/s 泄露控制操作彈性 3 熱量衡算 數據由《化學化工物性數據數據手冊》查得如下數據：表 比熱容、汽化熱數據表CP(比熱容) Hv(汽化熱)溫度/℃DME/kJ/kmolKCH3OH/kJ/kmolKH2O/kJ/kg℃DME/kJ/kmolCH3OH/kJ/kmol20 —— 寧夏理工學院畢業設計 44 0 —— 80 100 120 —— —— 表 水汽化熱數據表溫度/℃ 96 98 118 120Hv /J/mol 40788 40692 39708 39607用插值法計算，得以下表 數據：表 插值計算后比熱容、汽化熱數據表CP(比熱容) Hv(汽化熱)溫度/℃DME/kJ/kmolKCH3OH/kJ/kmolKH2O/kJ/kg℃DME/kJ/kmolCH3OH/kJ/kmolH2O/kJ/kg6 —— —— 冷凝器的熱負荷以全凝器作為熱量衡算忽略熱損失（以二甲醚（氣）0℃、甲醇（氣）0℃ 為基準） 。圖 冷凝器熱量衡算簡圖Q1：