万吨甲醇精馏工艺计算

1、 1、 15万吨甲醇精馏工艺计算 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= 弓| t/h=27.78t/h W=F-D=7.78t/h Nm = kJ： = I =1.5420 Nm= f -1 =38.78 39 当q=1时, X1= XF ye= L2SJ =0.799 a 可知 Rmin = a 1 X】 =2.54 R=1.5Rmin,二I = 丨 =0.2625 根据吉利兰联图查得丨=0.45 二

2、 一 =0.45, N=71.72 回 72块 2、主塔塔径的计算： L=RD=3.8X20t/h=76000kg/h. V0=237522.4=53200Nm3/h M=76000/32=2375kmol/h. 操作状态下体积：Vi= 3 =55041.82 Nm3/h 气体负荷 Vs=55041.82/3600=15.3 Nmf/s 液体负荷 Ls=76000/3600=21.11 kg/s t= | =74.5T 当t=745C 时，100%甲醇密度为 0.796kg/m3 3 Ls=21.11/0.796=26.52 L/s=0.02652m/s 气体密度：y=7.6 X04/5320

3、0=1.43kg/m3 液体密度：74.5C 时，Y=796Kg/m3 Flv= =0.041 74.5C 时，甲醇=17.7 沐0-5N/cm 水=65X10-5N/cm 平均组成甲醇 =C =2.23 m/s 取泛点的百分率为80%，表观空塔气相速度 Ug(max, u =0.8g(ttax =0.8 X23=1.784m/s , D二 M =_ K II =3.31m 去塔径为3.4m.操作空塔气速u= |乏珂|=1.686m/s 初步核算 雾沫夹带取 lW=0.7D=0.7 X.4m=2.38m 2 2 2 AT=nD 2/4=0.785 (3.42=9.0746m2 2 查得Af/A

4、T=0.0878,. Af=0.878AT=9.0746 X.878=0.8m ug=_= _dl =1.84m/s. hf=2.5hc =0.175m ev=0.22 杀 :弟 |3.2=(匚| *(列 3.2 =(旦 *( 停留时间 乂 |3.2=0.061 kg/kg汽 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=94.5 m3/hv 110 (3堰及降液管设计 堰长：lw=0.7D=2.38m 求ho =10.93 查得 E=1.03. how=0.00284E(2/3=0.00284 K.03 *|2/

5、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 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 命(Hl 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=14 mm 由图查得A/

6、Aa=0.074即开孔面积与开孔区面积之比 取 Ws=0.1m, Wc=0.08 m X / y =(1.57/1.45=0.94 由图得 Aa=4.5tf .由图得n =600个加 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 =乂 =0.00311液柱 Uom=4.4co =4.4 84 =9.388m/s K=回取实际的孔速为15 m/s 则K= =丄 =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 丄 =

7、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降液管内液泛可能性 Hd=hL+hd+hp hd=0.153(| 2 =0.153(日2 =0.0304m液 柱 Hd=0.07+0.0304+0.3202=0.4206 m液柱 I =3=15.15s 故不可能产生降液管内液泛 (9雾沫夹带量核算 ev=0.22 杀冃 | x 3.2=(因 仪 两 3.2 =(|旦 冬 |3.2=0.0681kg/kg汽负荷上限 当 ev=0.1 时,ugmax=2.085 m/s Ugma“Ug=2.085/1.849=1.13 即负

8、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 外堰咼hw 0.04m 7 板上清液层咼度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

9、管中停留时间T 15.1s 18 降液管内清液层咼度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： (1)试算和初选换热器的规格 计算热负荷和冷却水流量查Cp甲醇=0.68kcal/kg C Cp水 =4.187KJ/Kg r Q=WhCph(Ti-T2-20000 68 M.1868 采03X(70-37/3600=5.22 105 W W= 4 =5.62 为0 kg/h 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 = KI =14.43

10、C 而P=0.21. R=冈=pH =4.125 由参考书上的图查的t=0.75.所以 tm=见t tm =0.75 X4.43C 10.8225. 初选换热器规格根据两流体的情况. 假设 K=450W/(m2 -C 故 S= 凶=107.2.由此查的管子的总根数为232管子尺寸为25X 2.5,管长6m,壳径600mm,管程数为2. 实际换热面积 S0=nn dL232X 3.1416 X 0XJ6D.1=107.45 K0= 凶=449 W/(m2 C K0与假设相符，所以传热系数为450W/(m2 C . (2)核算压强降. 管程压强降 + =( P1+A P2FtNp,其中 Ft=1.

11、4, Np=2. 管程流通面积 Ai= n4 为Fx 口 = n4)(0.O22X 习=0.0364m2 u= | =0.43m/s Re= 因=T=11758.5湍流 设管壁粗糙度m =0.1mm,呂二因=0.005由E - Re关系图查得日=0.034. 所以 Pi=0.034 x =937.3Pa P2=.=275.97 Pa 壳程压强降. XP=( PiP2 tNs 其中 Fs=1.15, Ns=1. P=Fnc(NB+1兀 | 管子为三角形排列，所以F=0.5. n日.19 匸=1.19 三=18.13 19 取折流挡板间距h=0.15m. Nb=仁冋仁39. 2 壳程流通面积 Ao

12、=h(D ncdo=0.15 Q6-19 025=0.01875m . U0=I =0.37m/s Re0= 凶=土I=11327.7500 -0.228 -0.228 f0=5.0 Re0=5.0 X1327.7=0.595 所以=0.4 X 0.595 X 19X (39+1 X =2879.6Pa. m P0=(2879.6+1862.64 115=5453.576Pa. (3)核算总传热系数. 管程对流传热系数. Re=11758.5湍流 Pr=斗= =4.86 El =0.023 勺 Re0.8P4=O.O23 X凶 X11758.50.8 X(4.860.4=2444.6W/(m2 ;C 壳程对流传热系数丨 I =0.36( | (山| 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 X.6(1- 列 =0.0197m2. de= KI =0.027m. Re0=| 就 |= =11714.8 Pr= = =7.6 =0.3543. 壳程中甲醇被冷却取(| 0.14=0.95,所以 1=X11714.80.55(7.6