万吨甲醇精馏工计算.docx

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万吨甲醇精馏工计算

15万吨甲醇精馏工艺计算

1、

主塔塔板数的计算.

由所提供的资料知D=20t/h，出塔甲醇含量为99.9827%,塔釜含量为0.03%,进塔为82%,并可计算以下数据

xD==0.9997

xW==0.000169

xF==0.720

    ===0.72

∴F=t/h=27.78t/h

W=F-D=7.78t/h

Nm=  ===1.5420

Nm==38.7839

    当q=1时，x1=xF

ye===0.799

    由=可知Rmin===2.54

R=1.5Rmin,∴==0.2625

    根据吉利兰联图查得=0.45

∴=0.45，N=71.7272块

2、

主塔塔径的计算：

L=RD=3.8×20t/h=76000kg/h.M=76000/32=2375kmol/h.V0=2375×22.4=53200Nm3/h

操作状态下体积：

V1==55041.82Nm3/h

气体负荷Vs=55041.82/3600=15.3Nm3/s

液体负荷Ls=76000/3600=21.11kg/s

t==74.5℃

当t=74.5℃时，100%甲醇密度为0.796kg/m3

Ls=21.11/0.796=26.52L/s=0.02652m3/s

气体密度：

γv=7.6×104/53200=1.43kg/m3

液体密度：

74.5℃时，γL=796Kg/m3

FLV==0.041

74.5℃时,σ甲醇=17.7×10-5N/cm

σ水=65×10-5N/cm

平均组成甲醇（0.9997+0.72）/2=0.86

则水为1-0.86=0.14

则平均表面积张力σ平均=17.7×10-5×0.86+65×10-5×0.14=2.43×10-4N/cm=24.3dyn/cm

设HT=0.5m

h′L=0.07

∴HT－h′L=0.43m

查得C20=0.091

C==0.0946

ug（max）=C=2.23m/s

取泛点的百分率为80%，表观空塔气相速度（按全塔截面计）u′=（0.6～0.8）ug（max）,u′=0.8ug（max）=0.8×2.23=1.784m/s,

D′===3.31m

去塔径为3.4m.操作空塔气速u==1.686m/s

初步核算

雾沫夹带取lW=0.7D=0.7×3.4m=2.38m

AT=∏D2/4=0.785×（3.4）2=9.0746m2

查得Af/AT=0.0878,∴Af=0.878AT=9.0746×0.878=0.8m2

ug===1.84m/s.

hf=2.5hc′=0.175m

ev=0.22×（）[]3.2=（）×（）3.2

=（）×（）3.2=0.061kg/kg汽<0.1kg/kg汽

停留时间

===15.08＞5S

从以上两相核算初步认为塔径可取3.4m是合适的.

（2）塔板结构型式确定采用单流型.

因为LS=0.02652m3/s=94.5m3/h＜110

（3）堰及降液管设计

堰长:

lw=0.7D=2.38m

求how

==10.93

查得E=1.03.

how=0.00284E（）2/3=0.00284×1.03×（）2/3=0.0343m

求液面的梯降

B=（lw+D）/2=（2.38+3.4）/2=2.89m

查得Wd=0.143D=0.4862m

=0.35cp

Z1=D-2Wd=3.4-2×0.4862=2.4276m

hf=2.5hL=2.5×0.07=0.175m.

△=

=0.0001364（可忽略）

求hL设h/L=0.07m

故hW=h/L-how=0.07-0.0343=0.0357m

取hW为40mm.

则hL=hW+how=0.04+0.0343=0.0743m≈h/L（h/L的假设值合理）

再求ho

假设ho比hW低13mm

ho=hW-0.013=0.04-0.013=0.027m

故取ho=25mm

（4）筛孔布置

取d0=4mm

t/d0=3.5则t=14mm

由图查得AO/Aa=0.074即开孔面积与开孔区面积之比.

取WS=0.1m,WC=0.08m

χ/γ=（1.57/1.45）=0.94

由图得Aa=4.5㎡.由图得n′=6000个/㎡

n=6000×4.5=27000个

（5）干板压降

取=3mm,=1.33.由图得CO=0.84

hc=0.0512（）2（）=0.2752m液柱

（6）稳定性

h===0.00311液柱

Uom=4.4CO

=4.4×0.84

=9.388m/s

K=  取实际的孔速为15m/s

则K=

==1.60

即按漏夜气速考虑的负荷下限为设计负荷的62.54%

（7）降液管内液泛可能性

FO=uO=15=17.94

由图得h1=0.045液柱

则hp=hc+h1=0.2752+0.045=0.3202m液柱

（8）降液管内液泛可能性

Hd=hL+hd+hp

hd=0.153（）2

=0.153（）2

=0.0304m液柱

Hd=0.07+0.0304+0.3202=0.4206m液柱

∵==15.1>5s

故不可能产生降液管内液泛

（9）雾沫夹带量核算

ev=0.22×（）[]3.2=（）×（）3.2

=（）×（）3.2=0.0681kg/kg汽<0.1kg/kg汽

符号要求。

（10）负荷上限

当ev=0.1时,ugmax=2.085m/s

ugmax/ug=2.085/1.849=1.13

即负荷上限为设计值的113%。

将上述计算数据整理成表，如下：

序号

项        目

数    值

1

塔径D

3.4m

2

塔板间距H

0.5m

3

塔板型式

单流型

4

空塔气速度u

1.686m/s

5

堰长lw

2.38m

6

外堰高hw

0.04m

7

板上清液层高度hl

0.0743m

8

降液管底与板距离ho

0.025m

9

孔径do

4mm

10

孔间距t

14mm

11

开孔区边缘与塔壁距离WO

0.08m

12

开孔区边缘与堰距离WS

0.1m

13

孔数n

27000个

14

开孔区宽2x

3.04m

15

开孔面积AO

0.333m2

16

塔板压降

0.2752m液柱

17

液体在降液管中停留时间τ

15.1s

18

降液管内清液层高度Hd

0.4206m

19

雾沫夹带ev

0.0681kg/kg汽

20

负荷上限（雾沫夹带控制）

113%

21

负荷下限（漏液控制）

62.54%

3.冷凝器计算:

70℃

32℃

40℃

37℃

（1）

试算和初选换热器的规格

①计算热负荷和冷却水流量  查Cp甲醇=0.68kcal/kg·℃CP水=4.187KJ/Kg·℃

Q=WhCph（T1-T2）-20000×0.68×4.1868×103×（70-37）/3600=5.22×105W

W===5.62×104kg/h

②计算两流体的平均温度差,暂按单壳程,多管程进行计算,逆流时平均温度差

△tm′===14.43℃

而P===0.21.

R===4.125

由参考书上的图查的φ△t=0.75.所以△tm=φ△t△tm′=0.75×14.43℃10.8225.

③初选换热器规格.根据两流体的情况.

  假设K=450W/（m2·℃）故

S===107.2.由此查的管子的总根数为232,管子尺寸为Ф25×2.5,管长6m,壳径600mm,管程数为2.

实际换热面积S0=nπdL232×3.1416×0.025×（6-0.1）=107.45

K0===449W/（m2·℃）

K0与假设相符,所以传热系数为450W/（m2·℃）.

（2）

核算压强降.

①

管程压强降

∑Pi=（△P1+△P2）FtNP,其中Ft=1.4,NP=2.

  管程流通面积Ai=π/4×di2×=π/4×（0.02）2×=0.0364m2

ui===0.43m/s

Rei===11758.5（湍流）

  设管壁粗糙度=0.1mm,==0.005由-Re关系图查得=0.034.

  所以△P1==0.034×=937.3Pa

△

P2===275.97Pa

②

壳程压强降.

∑P0=（△P1′+△P2′）FtNs

其中FS=1.15,Ns=1.△P1′=Ffonc（NB+1）

管子为三角形排列,所以F=0.5.

nc=1.19=1.19=18.13≈19

取折流挡板间距h=0.15m.

NB=－1=－1=39.

    壳程流通面积AO=h（D－ncdo）=0.15×（0.6-19×0.025）=0.01875m2.

u0==0.37m/s

Re0===11327.7>500

f0=5.0Re0-0.228=5.0×11327.7-0.228=0.595

    所以△P1′=0.4×0.595×19×（39+1）×=2879.6Pa.

∑△P0=（2879.6+1862.64）×1.15=5453.576Pa.

（3）

核算总传热系数.

①

管程对流传热系数

.

Rei=11758.5（湍流）

Pri===4.86

  =0.023

Rei0.8Pri0.4=0.023××（11758.5）0.8

×（4.86）0.4=2444.6W/（m2·℃）

②

壳程对流传热系数

=0.36（）（）0.55Pr1/3（）0.14

取换热器列管的中心距t=32mm.则流体通过管间最大截面积为A=hD（1-）=0.16×0.6（1-）=0.0197m2.

ue===0.3543.

de==0.027m.

Re0===11714.8

Pr0===7.6

壳程中甲醇被冷却,取（）0.14=0.95,所以

=×（11714.8）0.55（7.6）1/3×0.95=913W/（m2·℃）

③

污垢热阻,查表管内外侧污垢热阻分别取为

Rsi=0.0002m2·℃/W,Rso=0.00017m2·℃/W

④管壁热阻可忽略时,总传热系数K0=

=

=493W/（m2·℃）

由前面的计算可知,选用该型号换热器时要求进程的总传热系数为449W/（m2·℃）,在规定的流动条件下,计算出K0为493W/（m2·℃）故所选择是合适的安全系数为

≈9.8%