Vs,min=4.4Co
Ao{【0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ】ρL /ρV }1/2
=6.79 (0.00673+0.0459Ls2/3) 1/2
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结
果列于下表
Ls m3/s 0.0001 Vs m3/s 0.56 0.0005 0.57 0.0015 0.58 0.0030 0.61 0.0045 0.65 e 液相负荷下限线
对于平流堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷
标准，由式
how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.006 Ls,min=0.00302m/s
据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图(1---3)可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得
Vs,max= 2.5m3/s Vs,min=0.51m3/s
故操作弹性为
Vs,max/ Vs,min=2.5/0.51=4.9
36
九、筛板塔设计计算结果 序号
项目
精馏段
提馏段 1
平均温度 tm ℃
3 平均压力 Pm kPa 5 气相流量 Vs m3/s 7 液相流量 Ls m3/s 9 实际塔板数Nm 10 有效段高度 Z m 11 精馏塔塔径D m 12 板间距HT m
13 溢流形式 14 降液管形式 15 溢流堰长lw m 16 出口堰高hwm 17 板上液层高度hLm 19 堰上液层高度howm 21 降液管底隙高度 m 23
安定区宽度WS m
82.25
106.65 1.675 0.0042
0.06 0.0439 0.0417
29 13.05 1.6 0.45 单溢流 弓形 0.6
0.09
108.5
118.85 1.925 0.01138
0.06 0.0313 0.0508
37
24 25 26 27 28 29 30 32 34 36
边缘区宽度Wcm 开孔区面积Am2
a0.06 1.3577 0.01 1747 30 10.1
0.9587 12.25 2.12 0.690
0.833 14.08 2.56 0.890
筛孔直径d0 m 筛孔数目n个 孔中心距t m 开孔率? ％ 空塔气速um/s 筛孔气速u0 m/s
稳定系数 精馏段每层塔板压降
kPa
38 39 40
负荷上限 负荷下限 液沫夹带ev (0.1kg液
液泛控制 漏液控制
0.0163
0.0099
/kg气)
42 44 46
气相负荷上限 m3/s 气相负荷下限 m3/s
操作弹性
2.75 0.75 3.67
2.5 0.51 4.9
38
十、辅助设备的计算及选型 ３．原料预热器
原料加热：采用压强为270.25kPa的水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式采用逆流加热 则 Qm,h=50000×1000/(330×24)=6313.13 kj/(kg·K) 同时有Ｃp,h,甲醇=2.48 kj/(kg·K) Cp,h,水=4.183 kj/(kg·K) 质量分数 xF=0.40
根据上式可知：Cp c=2.48×0.4+4.138×0.6
=3.502kj/(kg·K)
设加热原料温度由10℃到85℃ 则有： φ= Qm,h×cp,c×ΔT =6313.13×3.502×75 =1.658×106 kj/h 选择传热系数K=800 w/(m2·K) 则传热面积由下列公式计算： A=φ/（K×ΔTm） 其中 ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2) =76.49 K 故有： A=φ/（K×ΔTm）= 27.20 m2 取安全系数为0.8 则 A实际=27.20/0.8=33.87 m2
选择固定管板式换热器系列，规格为：
39
采用加热管的直径为：25×2.5mm 公称直径名称 Dg/mm 规格 500 Pg/MPa 1.6 Ⅳ 152 公称压力管程数N 管子根数n 管程流通面积计算换热面积换热管长度名称 中心排管数 /m2 规格
4．塔顶全凝器
甲醇的气化热r⑹ Qc=(R+1)D×r
=(2.3+1)×211.456Kmol/h×33604.82KJ= 7.11×106/m2 33.87 /mm 3000 -- 0.0119 /Kmol
KJ/h
冷凝塔顶产品由温度80.1℃冷却到温度80.1℃ 采用冷凝水由20℃到30℃ 知道 ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2) =55.0 K
选择K=500w/( m2·K) 则有： A= Qc /(K×ΔTm) = 68015m2
取安全系数为0.8
实际面积A=68.15/0.8=85.19 i m2
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