15万吨甲醇精馏基本工艺计算资料.doc

15万吨甲醇精馏工艺计算
1、
主塔塔板数计算.
由所提供资料知D=20t/h，出塔甲醇含量为99.9827%,塔釜含量为0.03%,进塔为82%,并可计算如下数据
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= =38.78 39
       当q=1时， x1= xF
ye= = =0.799
       由 = 可知Rmin= = =2.54

R=1.5Rmin，∴ = =0.2625
       依照吉利兰联图查得 =0.45

∴ =0.45，N=71.72 72块
2、
主塔塔径计算：
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= =55041.82 Nm3/h
气体负荷 Vs=55041.82/3600=15.3 Nm3/s
液体负荷 Ls=76000/3600=21.11 kg/s
t= =74.5℃
当t=74.5℃时，100%甲醇密度为0.796kg/m3
Ls=21.11/0.796=26.52 L/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
平均构成甲醇（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=2.43×10-4 N/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 =2.23 m/s
取泛点百分率为80%，表观空塔气相速度（按全塔截面计）u′=(0.6～0.8) ug(max)，u′=0.8 ug(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=0.061 kg/kg汽<0.1kg/kg汽
停留时间
= = =15.08＞5S
从以上两相核算初步以为塔径可取3.4m是适当.
(2)塔板构造型式拟定采用单流型.
由于LS=0.02652m3/s=94.5 m3/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(可忽视)
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=14 mm
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=0.08 m
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( )=0.2752 m液柱
(6)稳定性
h = = =0.00311液柱
Uom=4.4CO
= 4.4×0.84
=9.388m/s
K=   取实际孔速为15 m/s
则K=
= =1.60
即按漏夜气速考虑负荷下限为设计负荷62.54%
(7)降液管内液泛也许性
FO=uO =15 =17.94
由图得h1=0.045液柱
则hp=hc+ h1=0.2752+0.045=0.3202 m液柱
(8)降液管内液泛也许性
Hd=hL+hd+hp
hd=0.153( )2
=0.153( )2
=0.0304m液柱
Hd=0.07+0.0304+0.3202=0.4206 m液柱
∵ = =15.1>5s
故不也许产生降液管内液泛
(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
符号规定。
(10) 负荷上限
当ev=0.1时,ugmax=2.085 m/s
ugmax/ug=2.085/1.849=1.13
即负荷上限为设计值113%。
将上述计算数据整顿成表，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
开孔区边沿与塔壁距离 WO
0.08m
12
开孔区边沿与堰距离 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)-0×0.68×4.1868×103×(70-37)/3600=5.22×105 W
W= = =5.62×104kg/h
②计算两流体平均温度差,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
由参照书上图查φ△t=0.75.因此△tm=φ△t△tm′=0.75×14.43℃10.8225.
③初选换热器规格.依照两流体状况.
  假设K=450W/(m2·℃)故

S= = =107.2.由此查管子总根数为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= = =449 W/(m2·℃)
K0与假设相符,因此传热系数为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.
   因此△P1= =0.034× =937.3Pa
△
P2= = =275.97 Pa
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,因此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=5.0 Re0-0.228=5.0×11327.7-0.228=0.595
     因此△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
Rei0.8 Pri0.4=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
取换热器列管中心距t=32 mm.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,因此
= ×(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管壁热阻可忽视时,总传热系数K0=
=
=493W/(m2·℃)
由前面计算可知,选用该型号换热器时规定进程总传热系数为449W/(m2·℃),在规定流动条件下,计算出K0为493 W/(m2·℃)故所选取是适当安全系数为
≈9.8%