乙二醇溶剂汽提塔设计

乙二醇溶剂汽提塔设计

.1 原始材料

.1.1 汽提塔进出物料情况

表4.1 汽提塔进出物料表

1.2 汽提塔热负荷

kJ/h 109367=Q

.1.3 操作压力

P=0.15Mpa(表压)

2 汽提塔设计计算 .2.1 试选传热系数初始值

针对本设计中汽提塔的进出物料情况和温度、压力等参数，根据经验确定汽提塔传热系数的初始值h m /kJ 6202⋅︒⋅=C K 初。 2.2 汽提塔尺寸的确定

管外以0.9MPa (表)饱和蒸汽加热，蒸汽温度为180℃。 蒸汽和混合溶剂的平均温差△t 1为： 蒸汽：180℃180℃ 溶剂：131℃

140℃

()()C t ︒=-----=

∆4.42131

180140

180ln

1311801401801

蒸汽和管内汽提温差2t ∆为： 蒸汽：180℃180℃ 气体：130℃

100℃

()()C t ︒=-----=

∆7.66130

180100180ln

1301801001802

总的平均温差△tm 应以蒸汽和混合溶剂的平均温差为主，也要考虑蒸汽和管内气体间的平均温差，由下式计算：

C t t t m ︒=⨯+⨯=∆+∆=∆5.467.661.04.429.01.09.021

再估算传热面积：

2m 79.35

.46620109367

=⨯=∆=

m t K Q F 初初

传热面积估算后，进而对汽提塔降膜换热管尺寸的计算。

降膜换热管管径不宜太小，以免管数太多，导致布膜复杂且不匀，根据生产能力，选用材质为N M M C 2o 14n 17r 的Φ19×2。由于液膜的传热阻力集中在靠近管壁边界层中形成这种边界层“成膜”需要一段膜的流过长度，称为热力人口端长度。在热力入口端长度内(一般为0.4~0.8米)，膜较厚，流速低，给热系数小，因此，管长以3米以上为宜。只要液膜分布器结构能确保布膜均匀，降膜管的长径比H/d 可达200，故选管长H 为3米的一段结构，保证传质传热在良好情况下进行，并尽量减少混合溶剂在塔内的停留时间。

理论管数根初

278.263

015.079

.3==⨯⨯=

⋅⋅=

ππH

d F n

选用正三角形排列，管心距为mm 25，查得管层数为7，总管数为37，去拉杆、排污管7根，实有管数30根。

塔径D 的计算:降膜管的管径、管长及管数估算后，即可得到塔径。管子采用焊接，取（管心距）mm 25=t 。

()()m 207.0019.03025.017310=⨯+⨯-=+-=d t b D

其中b 为中心管数。

圆整得塔径为mm 250，取管板径为mm 245。 .3 传质过程计算

主要计算列管内气速是否达到液泛速度，液体润湿率是否低于最小润湿率。

.3.1 列管内气速

在气体流人点：

气体流量为h kg /20，温度为100℃，操作压力1.5atm （表）

h /m 28.73

12731002734.22282031=⨯+⨯⨯=V

s /m 38.03600

30015.04

74

.83600

4

221

1=⨯⨯⨯=

⋅⋅⋅=

π

π

ωn d V

在气体流出点：

气体流量为h /kg 74.32，温度为130℃，操作压力1.5atm （表）

h /m 25.325.112731302734.221774.1228

2032=⨯+⨯

⨯⎪⎭⎫

⎝⎛+=V 秒米/69.13600

30015.04

35

.193600

4

222

2=⨯⨯⨯=

⋅⋅⋅=

π

π

ωn d V

平均值：

()()秒米/04.12/69.138.02/21=+=+=ωωωm

.3.2 流体周边流量

n

d W

⋅⋅=

Γπ L e R μΓ=4

液体物性参数采用在液膜温度下之值 在液体流入点：

h /kg 28.36041=L W

h m /kg 5.254930

015.028

.360411⋅=⨯⨯=⋅⋅=

Γππn d W L

混合溶剂的粘度取乙二醇之值

h m /kg 94.51⋅=L μ

1717

94

.55

.2549441

1

1=⨯=

Γ=

L e R μ

在液体流出点：

h /kg 54.35912=L W

h m /kg 5.254030

015.054

.359122⋅=⨯⨯=⋅⋅=

Γππn d W L

h m /kg 29.52⋅=L μ

1921

29

.55

.2540442

2

2=⨯=

Γ=

L e R μ

平均值

()()h /kg 91.35972/54.359128.36042/21=+=+=L L Lm W W W

h m kg n d W Lm m ⋅=⨯⨯=⋅⋅=

Γ/254530

015.091

.3597ππ

()()h m kg L L Lm ⋅=+=+=/62.52/29.594.52/21μμμ

181362

.52545

44=⨯=

Γ=

Lm

m

eLm R μ

3.3 液膜厚度

在液体流入点，210017171<=e R ，采用下式计算

()3

13⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛-Γ=φρρρμδSin g G L L L 液体物性参数采用液体流人点液膜温度下之值，(前面已出现过的，不再列出—下同)。

31m /kg 1032=L ρ 32m /kg 692.1=G ρ

)(1垂直管=φSin

28/1027.1小时米⨯=g

()()m 100.71692.1103210321027.15.254994.5334

3

183

1211111-⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯⨯⨯⨯⨯=⎪

⎪⎭

⎫ ⎝⎛-Γ=φρρρμδSin g G L L L

在有气体逆流扫过时，液膜厚度增大，1.1/'≤δδ，取1.1/'

=δδ。

m 107.7100.71.11.1441'--⨯=⨯⨯==δδ

液体平均膜厚，由于

2100

1813<=eLm R ，采用下式计算：