化工设计材料

1、化工课程设计 题 目分离甲醇-水二元物系浮阀精馏塔工艺设计 系 （院）化学与化工系专 业材料化学班 级2008级本3班学生姓名李强学 号2008100320指导教师岳武职 称讲师二零一一年六月九日目录第一章 概述11.1精馏操作对塔设备的要求21.2板式塔类型3 1.3设计任务及要求 . 4第二章 设计方案的确定52.1操作条件的确定5操作压力5进料状态6加热方式6冷却剂与出口温度62.1.5回流比的确定.72.1.6回流的方式方法.72.2精馏的工艺流程图的确定.82.3确定设计方案的原则82.3.1满足工艺和操作的要求92.3.2满足经济上的要求92.3.3保证安全生产9第三章塔的工艺尺寸

2、的计算103.1精馏塔的物料衡算10摩尔分率10摩尔质量10物料衡算103.2塔板数的确定11理论板层数N的求取113.2.1.1物系相平衡数据.113.2.1.2 最小回流比及操作回流比计算12 3.2.1.3图解法求塔板数.13实际板层数的求取133.3精馏塔有关物性数据的计算13操作压力计算133.3.2 操作温度计算143.3.3 平均摩尔质量计算153.3.3.1 精馏段的平均摩尔质量153.3.3.2提留段平均摩尔质量.15平均密度计算15精馏段15提馏段16液体平均表面张力计算163.3.5.1 精馏段液体平均表面张力.173.3.5.2 提馏段精馏段液体平均表面张力.17液体粘

3、度.173.4精馏塔的塔体工艺尺寸设计19塔径的计算19精馏段20提馏段213.5塔板主要工艺尺寸的计算22溢流装置计算223.5.1.1堰长223.5.1.2溢流堰高度.22弓形降液管宽度和截面积233.5.1.4降液管底隙高度.23塔板布置24塔板的分块243.5.2.2开孔区面积计算.243.5.2.3浮阀计算及其排列243.5.2.3.1精馏段.253.5.2.3.2提馏段.253.6浮阀的流体力学验算263.6.1.气相通过浮阀塔板的压强降263.6.1.1精馏段.263.6.1.2提馏段.26淹塔203.6.2.1精馏段.273.6.2.2提馏段.28雾沫夹带283.6.3.1精馏

4、段.293.6.3.2提馏段.293.7 塔板负荷性能图303.7.1精馏段.30雾沫夹带线30液泛线303.液相负荷上限线31气体负荷下限线（漏液线）32液相负荷下限线323.7.2提馏段.333.7.2.1雾沫夹带线.333.7.2.2液泛线.343.7.2.3液相负荷上限线.353.7.2.4气体负荷下限线（漏液线）.353.7.2.5液相负荷下限线.36第四章 塔附属设计404.1塔附件设计40进料管404.1.2 回流管40塔顶蒸气出料管414.1.4 釜液排出管41塔底进气管424.1.6 法兰424.2 筒体与封头424.2.2 封头434.2.3 裙座434.2.4 人孔434

5、.3 塔总体高度设计434.3.1 塔的顶部空间高度434.3.2 塔的底部空间高度444.3.3 塔体高度444.4 附属设备设计44焓值衡算444.4.2 冷凝器的选择45再沸器的选择46泵的选择47 4.4.5预热器的选用.47设计小结49附录51参考文献54第一章概述塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推

6、广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。本次的课程设计任务是甲醇和水的体系，要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降

7、液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型。其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。国内常用的浮阀有三种，即图1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状

8、渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB111868）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33g，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。 图1 浮阀（F1型） 图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型1.1精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以

9、达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： () 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 () 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 () 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 () 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 () 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节

10、和检修。 () 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。1.2板式塔类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。 板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本

11、世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，但本次只讨论浮阀塔的设计。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱

12、吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔的优点有： () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。 大得多。 () 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。() 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的 120130。 1.3设计任务及要求原料：甲醇、

13、水处理量：2500kg/h原料组成（甲醇的质量分率）：27%原料液初温：20塔顶压力：0.101325MPa(绝压)回流比、单板压降：自选塔顶甲醇含量不低于95%（质量分率）塔底釜液含甲醇含量不大于0.1%（质量分率）塔顶采用全凝器，塔釜：饱和蒸汽间接加热（表压）塔板形式：浮阀生产时间：300天/年，每天三班8小时连续生产设备形式：浮阀塔厂址：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为20的滨州市。第二章 设计方案的确定本设计任务为甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一

14、部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。操作压力精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高

15、塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。进料状态 进料热状态有五种。原则上，在供热

16、一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即q=1加热方式塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶

17、蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。 回流比的确定： 对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜

18、加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6倍。即：R=1.6 Rmin 回流的方式方法: 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。2.2 精馏的工艺流程图的确定甲醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。如下图所示

19、：2.3确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次

20、，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.3.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。2.3.3保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操

21、作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章塔的工艺尺寸的计算3.1精馏塔的物料衡算摩尔分率取塔顶甲醇含量99%甲醇的摩尔质量水的摩尔质量原料液 塔顶 塔底产品摩尔质量原料液塔顶塔底产品物料衡算进料流量 全塔物料衡算 轻组分 馏出液流量 釜液流量 3.2塔板数的确定理论板层数N的求取 .1物系相平衡数据a. 基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.015373.15K273.15K甲醇CH3OH32.

22、040337.85K176.15Kb. 常压下甲醇和水的气液平衡表(txy)txytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564

23、.710010078.028.1867.75 .2 最小回流比及操作回流比计算选择泡点进料故q=1.根据甲醇水气液平衡组成表和相对挥发度公式 ， 求得：算得相对挥发度=4.8259平衡线方程为：y=4.8259x/(1+3.83x) 因为泡点进料 所以 xe = Xf=0.27 代入上式得 ye = 0.5463 Rmin = 63)/(0.5463-0.2)=1.253 R=1.6 Rmin =1.6*1.2753=2.0048=2得到精馏段操作线方程y=x + =0.667x+0.3048.3 图解法求塔板数N=8 (包含再沸器)精馏段理论板数为4块,其中第5块板为加料板。提馏段理论板数为

24、4块, 实际板层数的求取取全塔效率，则有块块3.3精馏塔有关物性数据的计算操作压力计算塔顶表压为0Kpa。塔顶操作压力 每层塔板压降 塔釜压力 进料操作压力 精馏段平均压力KPa提馏段平均压力 KPa 操作温度计算利用水甲醇t-x（y）相图可求得、。进料口： =83.84塔顶 ： =65塔釜 ： =98.46精馏段平均温度提馏段平均温度 平均摩尔质量计算.1 精馏段的平均摩尔质量精馏段平均温度=74.42.2 提馏段平均摩尔质量提馏段平均温度=91.15平均密度计算求得在与下乙醇与水的密度。不同温度下乙醇和水的密度见表5-2。表5-2不同温度下甲醇和水的密度温度64.923981.82 99.

25、666甲醇755.2652735.0886712.4242水980.63970.672958.616表5-2.1精馏段平均温度=81.955 塔顶 同理 所以 气相密度：.2提馏段平均温度=91.15由公式得 所以 气相密度：液体平均表面张力计算表5-3甲醇和水不同温度下的表面张力m=xii温度64.923981.82 99.666甲醇mN/m16.76614.83612.837水mN/m65.22862.344258.973.1 精馏段液体平均表面张力精馏段平均温度=74.42所以 平均张力.2 提馏段精馏段液体平均表面张力提馏段平均温度=91.15所以 平均张力液体粘度L,m温度64.92

26、3981.82 99.666甲醇mPa·s0.32250.27250.2288水Pa·s0.43600.34860.28481)精馏段查表得:64.9239时,水=0.000440Pa·s , 甲醇=0.000143Pa·sL,D=0.99×0.000143+0.01×0.000440=0.000146Pa·s81.8192时,水=0.000394Pa·s , 甲醇=0 Pa·sL,F=0.17×0 +(1-0.17)×0.000349=0.000290Pa·sL,m精=(0

27、.000146+0.000290)/2=0.0002178Pa·s2）提馏段塔底: Xw=0.002599.666时,水=0.2848mPa·s , 甲醇=0.2288mPa·sL,W=0.0025×0.2848+(1-0.0025) ×0.2288=0.22894mPa·sL,m提=(0.000282+0.000290)/2=0.0002860Pa·s3）塔的汽、液相负荷L=RD=2×42=84 kmol/hV=(R+1)D=(2+1) ×42=126 kmol/hL=L+F=84 kmol/h+210

28、 kmol/h=294kmol/hV=V=126kmol/hVS=VMVM/(3600VM)=(126×29.2)/(3600×1.0691)=0.9531m3/SLS=LMLM/(3600LM)=(84×26.666)/(3600×824.111)=0.000768m3/SVS=VMVM/(3600VM)=(126×21.93)/(3600×0.836)=0.9257m3/S LS=LMLM/(3600LM)=(294×19.418)/(3600×920.307)=0.001716m3/S3.4精馏塔的塔体工艺尺

29、寸设计塔径的计算欲求塔径应先求出u，而u安全系数×umax 式中： 横坐标的数值为：(Ls/Vs)(L/v)0.5=0.0221塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600功能参数： .1精馏段精馏段的气、液相体积流率为式中C由式计算，其中的 由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则查图=由=取安全系数0.8，则空塔气速为.2提馏段；提馏段的气、液相体积流率为查图式中C由式计算，其中的 由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度

30、，则=由=取安全系数0.8，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=0.7m按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为3.5塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。.1堰长取.2溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度：，近似取E=1则同理，提馏段的为取板上清液层高度故同理，提馏段的为.3弓形降液管宽度和截面积由由弓形降液管的参数图查得，故 验算液体在降液管中停留时间为：合适同

31、理，提馏段的为故降液管设计合理.4降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho)不应低于6mm才能保证降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。hw-ho=52.71- 22 =30.708 mm> 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。安定区与边缘区的确定取安定区宽度=0.06m，边缘区宽度取=0.06m 弓形降液管宽度 Wd=0.03m塔板布置.1塔板的分块因，故塔板采用整板式。.2开孔区面积计算开孔区面积：其中故=0.257.3浮阀计算及其排列采用重阀厚度2mm的薄板冲制，每阀质量

32、约为33g,型重阀。.3.1精馏段取所以浮阀采用正三角形排列，t=开孔率=.3.2提馏段取得个开孔率=3.6浮阀的流体力学验算3.6.1.气相通过浮阀塔板的压强降.1精馏段(1)干板阻力;（2）气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力：（3）液体表面张力计算液体表面张力所产生的阻力可忽略，故气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为.2提馏段（1）干板阻力（1） ;（2）气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力：（3）液体表面张力计算液体表面张力所产生的阻力可忽略，故气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为3.6.2淹塔.1精馏段（1）与气

33、体通过塔板的压强降相当的液柱高度（2）液体通过降液管的压头损失（3）板上液层高度取，又以选定，则可见，符合淹塔的要求。.2提馏段（1）与气体通过塔板的压强降相当的液柱高度（2）液体通过降液管的压头损失（3）板上液层高度取，又以选定，则可见，符合淹塔的要求。雾沫夹带物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如BF3，氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30.1精馏段对于塔设备，应控制返点率不超过0.7。泛点率=所以可知雾沫夹带量能够满足的要求。

34、.2提馏段对于塔设备，应控制返点率不超过0.7。泛点率=所以可知雾沫夹带量能够满足的要求。3.7 塔板负荷性能图精馏段.1雾沫夹带线对于水-甲醇物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于塔径较小，所以取泛点率，依上式有整理后得，即为负荷性能图中的线(1)此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.00135 0.000358 0.619 0.6418.2液泛线由式， 联立。即式中,干板静压板径可用，板上液层静

35、压头降从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系式中各参数已或已计算出代入上式。整理后便可得与的关系，即此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 0.000358 0.0005 0.00135 0.706用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。.3液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在

36、降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(3)。.4气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因<5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量 .5液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。、代入的值则可求出为按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).精馏段塔板性能负荷图由塔板性能负荷图可以看出：（1） 在任务规定的汽液负荷下的操作点处在适宜操作区内。（2） 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带和液泛共同

37、控制，操作下限由漏液控制。（3） 按固定的气液比，塔板的气相负荷上限为0.65，气相负荷下限为0.28，所以：操作弹性=提馏段.1雾沫夹带线对于水-乙醇物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有整理后得 ，即为负荷性能图中的线(1)此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.000358 0.0013 0.684 0.659 .2液泛线由式， 联立。即式中，干板静压板径可用 ，

38、板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上液层层静压头压降液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系式中各参数已或已计算出，即代入上式。整理后便可得与的关系，即此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 0.000358 0.0005 0.0013 0.28 0.29 0.24用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。.3液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知

39、，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(3)。.4气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因<5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量.5液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。、代入的值则可求出为按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).0.00000.00020.00040.00060.00080.00100.00120.00140.0

40、0160.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0Y = 0.196015936VsLs Y = 0.123904382提馏段塔板性能负荷图由塔板性能负荷图可以看出：（1） 在任务规定的汽液负荷下的操作点处在适宜操作区内。（2） 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3） 按固定的气液比，塔板的气相负荷上限为0.52，气相负荷下限为0.2187，所以操作弹性=浮阀塔的相关数据序号项目数值1精馏段平均温度74.422提馏段平均温度91.153精馏段平均压力103.7254提馏段平均压力108.2255精馏段气相流量0.55426提馏段气相流量0.5077精

41、馏段液相流量0.00036848提馏段液相流量0.0005079塔的有效高度Z/m6.6510实际塔板数1611塔径/m0.712板间距/m0.3513溢流形式单溢流14降液管形式弓型15堰长/m0.4216精馏段堰高/m0.0439817提馏段堰高/m0.042518板上液层高度/m0.0519精馏段堰上液层高度/m0.0060220提馏段堰上液层高度/m0.007521精馏段降液管底隙高度/m0.008822提馏段降液管底隙高度/m0.01223弓形降液管的宽度/m0.0724截面积0.0192525安定区宽度/m0.0626边缘区宽度/m0.0327开孔区面积0.25728浮阀直径/m0

42、.03929浮阀数目（精45）（提38）30孔中心距/m0.0831开孔率/%（精：0.15）（提：0.185）32空塔气速1.43933精馏段液体在降液管内停留时间5s34提馏段液体在降液管内停留时间5S35精馏段单板压降/Pa47336提馏段单板压降/Pa46637精馏段气相负荷上限0.6538提馏段气相负荷上限0.65939精馏段气相负荷下限0.2840提馏段气相负荷下限0.25741精馏段泛点率60.25%42提馏段泛点率52.5%43精馏段操作弹性2.3244提馏段操作弹性2.56第四章塔附属设计4.1塔附件设计进料管查表，40进料乙醇密度；取取进料管的规格为。 回流管回流时，温度，

43、取取回流管规格为。塔顶蒸气出料管塔顶的温度为65.0，此时塔顶蒸气密度蒸气体积流量取回流管规格为。 釜液排出管釜底温度为98.46，平均摩尔质量取取此管的规格为。塔底进气管取此管的规格为。 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰：PN6DN40 HG 5010回流管接管法兰：PN6DN60 HG 5010塔顶蒸气管法兰：PN6DN500 HG 5010釜液排出管法兰：PN6DN30 HG 50104.2 筒体与封头 筒体壁厚选6mm，所用材质为。 封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=600m

44、m ，查得曲面高度，直边高度，。选用封头DN600*6，JB 1154-73。 裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整：，；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。 人孔手孔即缩小的人孔，其安设是为了安装、拆卸、清洗和检修设备内部装置。手孔与人孔的结构基本相同，由一个短筒节，盖上一块盲板构成。手孔直径一般为150250mm，应使工人戴上手套并握住工具的手能方便地通过，标准化手孔的公称直径

45、有DN150、DN250两种。本装置采用公称直径DN150的手孔。共开10个手孔。4.3 塔总体高度设计 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为700mm。 塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离， 塔体高度塔体高度=4.4 附属设备设计焓值衡算在65度及98.46度时水与甲醇的汽化焓甲醇水651125260098.461031.252254设冷凝器的热量为,再沸器的热量为.= 冷凝器的选择（列管式冷凝器）按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。整体式如图a，b所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。

46、这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。 自流式如图c所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。强制循环式如图d，e所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。根据本次设计体系，甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式。冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。有机溶剂蒸汽和水蒸气的混合物冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为3501160kcal/(·h·)本设计取K=500kcal/(·h·)=1800kJ/(·