甲醇水筛板精馏塔课程设计

1、 化学与化学工程学院 化工原理专业课程设计 设计题目 常压甲醇水筛板精馏塔设计 姓名：潘永春 班级：化工101 学号：2010054052 指导教师：朱宪荣 课程设计时间2013、6、82013、6、20 化 工 原 理 课 程 设 计 任 务 书专 业：化学与化学工程学院：化工101 姓名：潘永春学 号 20100054052 指导教师 朱宪荣设计日期： 2013 年6月8日至 2013年6月20日一、设计题目： 甲醇水 精 馏 塔 的 设 计 二、设计任务及操作条件： 1、设计任务生产能力（进料） 413.34Kmol/hr操作周期 8000小时/年进料组成 甲醇0.4634 水0.536

2、6（质量 分率 下同）进料密度 233.9Kg/m3 平均分子量 22.65塔顶产品组成 >99%塔底产品组成 <0.04% 2、操作条件 操作压力 1.45bar （表压） 进料热状态 汽液混合物 液相分率98% 冷却水 20 直接蒸汽加热 低压水蒸气 塔顶为全凝器，中间汽液混合物进料，连续精馏。 3、设备形式 筛板式或浮阀塔 4、厂址 齐齐哈尔地区三、图纸要求1、计算说明书（含草稿）2、精馏塔装配图（1号图，含草稿） 一前言51.精馏与塔设备简介52.体系介绍53.筛板塔的特点64.设计要求:6二、设计说明书7三设计计算书81.设计参数的确定81.1进料热状态81.2加热方式8

3、1.3回流比（R）的选择81.4 塔顶冷凝水的选择82.流程简介及流程图82.1流程简介83.理论塔板数的计算与实际板数的确定93.1理论板数计算93.1.1物料衡算93.1.2 q线方程93.1.3平衡线方程103.1.4 Rmin和R的确定103.1.5精馏段操作线方程的确定103.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定103.1.7提馏段操作线方程的确定103.1.8逐板计算103.1.9图解法求解理论板数如下图:123.2实际板层数的确定124精馏塔工艺条件计算124.1操作压强的选择124.2操作温度的计算134.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算134.3.1 密度及流量13

4、4.3.2液相表面张力的确定：144.3.3 液体平均粘度计算154.4塔径的确定154.4.1精馏段154.4.2提馏段174.5塔有效高度174.6整体塔高175.塔板主要工艺参数确定185.1溢流装置185.1.1堰长lw185.1.2出口堰高hw185.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af185.1.4降液管底隙高度h0195.2塔板布置及筛孔数目与排列195.2.1塔板的分块195.2.2边缘区宽度确定195.2.3开孔区面积Aa计算195.2.4筛孔计算及其排列206.筛板的力学检验206.1塔板压降206.1.1干板阻力hc计算206.1.2气体通过液层的阻力Hl计算216.1.4

5、气体通过每层塔板的液柱高hp216.2 筛板塔液面落差可忽略216.3液沫夹带216.4漏液226.5液泛227.塔板负荷性能图227.1漏液线227.2液沫夹带线237.3液相负荷下限线247.4液相负荷上限线247.5液泛线247.6操作弹性258. 辅助设备及零件设计268.1塔顶冷凝器（列管式换热器）268.1.1方案：垂直管268.1.2方案：水平管298.2各种管尺寸的确定308.2.1进料管308.2.2釜残液出料管308.2.3回流液管318.2.4再沸器蒸汽进口管318.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管318.2.6冷凝水管328.3冷凝水泵329.设计结果汇总3310. 参考

6、文献及设计手册35四设计感想35 一前言1.精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的甲醇-水体系，加热甲醇（沸点64.5）和水（沸点100.0）的混合物时,由于甲醇的沸点较水为低,即甲醇挥发度较水高,故甲醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到

7、较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即苯-甲苯体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和

8、传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为阶跃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。 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。2.体系介绍甲醇水体系汽液平衡数据 (101.325

9、kPa)：x00.05310.07670.09260.12570.13150.16740.18180.20830.2319y00.28340.40010.43530.48310.54550.55850.57750.62730.6485t/10092.990.388.986.685.083.282.381.680.2x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.59370.68490.77010.87411.00y0.67750.68010.69180.73470.77560.79710.81830.84920.89620.91941.00t/78.077.876

10、.776.273.872.771.370.068.066.964.7甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值：5060708090100甲醇760751743734725716水988.1983.2977.8971.8965.3958.4µ甲醇0.3500.3060.2770.2510.225µ水0.4790.4140.3620.3210.288甲醇18.7617.8216.9115.8214.89水66.264.362.660.758.83.筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为38mm)和大孔径筛板(

11、孔径为1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。 筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。4.设计要求:设计条件：体系：甲醇-水体系 P=145kpa

12、（表压）进料组成0。4634 馏出液组成0.99釜液组成0.004 （以上均为质量分率）加料热状况 q=1.0塔顶全凝器 泡点回流回流比 R=(1.12.0)Rmin单板压降 0.7kPa二、设计说明书（1） 设计单元操作方案简介 蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带

13、走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。（2） 筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。 （2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。

14、只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。（3） 筛板塔的设计程序（1）选定塔板液流形式、板间距 HT、溢流堰长与塔径之比lw/D、降液管形式及泛点百分率。（2）塔径计算。（3）塔板版面布置设计及降液管设计。（4）塔板操作情况的校核计算作负荷性能图及确定确定操作点。三设计计算书1.设计参数的确定1.1进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。

15、所以根据设计要求，泡点进料，q1。1.2加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用直接（低压）水蒸汽加热。1.3回流比（R）的选择实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关

16、系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R（1.22）Rmin。1.4 塔顶冷凝水的选择 采用深井水，温度t202.流程简介及流程图 2.1流程简介含甲醇0.4634（摩尔分数）的甲醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含甲醇0.99），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含甲醇0.04）。2.2简略流程图如下：甲醇水精馏流程图3.理论塔板数的计算、实际板数的确定及热量衡算3.1理论板数计算3.1.1物料衡算已知进料量F

17、413.34kmol/h，进料组成XF0.3269，进料q1设计要求：XD0.9824，Xw=0.0225衡算方程 ： F=D+W D=137.56Kmol/hFXF=DXD+WXW W=275.78Kmol/h3.1.2 相对挥发度的确定纯组分的饱和蒸汽压与温度的关系AB甲醇水sat=A-（） 用表示，P用Hg表示。顶=1.64 底=7.05= =3.40Xe=0.3269代入公式的：得y=0.5744（Xe,Ye）=(0.3269,0.5744)3.1.3Rmin和R的确定=0.51在(1.12.0)之间，符合要求。3.1.4精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程：=0.7143xn+0.

18、28073.1.5精馏段和提馏段气液流量的确定已知 D137.56kmol/h R2.5精馏段：LRD343.9kmol/h V（R1）D481.46kmol/h提馏段：LLqF757.24kmol/h VV-(1-q)FV481.46kmol/h3.1.6提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程：=1.5728Xw-0.0001289采用逐板计算法： XD=y1=0.9824 x1=0.9426 y2=0.9540 x2=0.8591 y3=0.8944 x3=0.7135 y4=0.7904 x4=0.5258 y5=0.6563 x5=0.3596 y6=0.5376 x6=0.2548&

19、lt;0.3269因x6<xq，第六块上升的气相组成由提馏段操作方程计算， y7=0.4006 x7=0.1643 y8=0.2583 x8=0.09290 y9=0.1460 x9=0.0.04787 y10=0.0752 x10=0.02334 y11=0.03659 x11=0.01105 y12=0.01724 x12=0.005134 y13=0.006786 x13=0.002005 y14=0.003025 x14=0.0008917 y15=0.001274 x15=0.0001356 y16=0.0004607 x16=0.0001356<Xw=0.000225所

20、需总理论板数为16块，第6块板为加料板，精馏段需6块板。=0.567=0.420N精=10.60约11N提=24.087约25NT=36全塔效率：=44.44%3.2热量衡算3.2.1比热容及汽化热的计算比热容（kj/kmol.k)60708090100甲醇88.394.29101.3水75.29475.36675.5175.67275.816汽化潜热 T6080100甲醇（kj/kg）112810701030 T62646668水(j/mol)42329422414215342065(1)塔顶温度td =64.85时，内插法求得 =89.12KJ/(molK)同理可分别求出：(3)进料塔温度

21、tF=76.87时，比热容=94.506KJ/(molK)(3)塔底温度tw99.97时，比热容=86.6KJ/(molK)3.2.1热量衡算（1）0时塔顶上升的热量，塔顶0为基准（2）回流液的热量 td =64.85 (3)塔顶馏出液热量 (4)进料热(5)塔底残液热(6)冷凝管消耗热(7)再沸器提供热：塔釜热损失10%。即即实际热负荷：计算得： 热量衡算结果项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热容kj/kmol.k84.506-89.1276.6-热量Q（kj/h）2042594.532863678.441167550.4261192893.81124324540.824精馏塔工艺

22、条件计算4.1操作压强的选择 应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力P顶=145kPa 单板压降P=0.7kPa进料板压力pF=145+0.7*(n-1)=152kPa塔底压力pw=145+0.7*(36-1)=169.5kPa精馏段平均压力pm=(145+152)/2=148.5kPa提留段平均压力pm' =(169.5+152)/2=160.75kPa4.2操作温度的计算利用汽液平衡数据利用数值插值法确定进料温度t

23、F、塔顶温度tD、塔底温度tW塔顶温度： tD=65.01 进料温度： tF=76.81塔底温度： tW=99.97精馏段平均温度：t1=70.94提溜段平均温度：t2=88.424.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.1 密度及流量甲醇分子量为：32.04kg/kmol (Ma) 水的分子量为：18.01 kg/kmol (Mb) 、精馏段精馏段平均温度：70.94精馏段平均液相组成：精馏段平均汽相组成：精馏段液相平均分子量：精馏段气相平均分子量：液相密度：气相密度：液相流量：气相流量：、提馏段提馏段平均温度：79.54提馏段平均液相组成：提馏段平均气相组成： 提馏段液相平均

24、分子量：提馏段气相平均分子量： 液相密度：气相密度：液相流量：气相流量：4.3.2液相表面张力的确定：查图知：二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算其中 上述诸式中 下标 W,O,S-分别代表水、有机物及表面部分； Xw，Xo-主体部分的分子数： Vw，Vo-主体部分的分子体积； w，o-分别为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。塔顶液相表面张力=65.01 18.29 65.25Tw=99.97 14.89 58.8TF=76.87 17.20 63.13 代入上式得：塔顶液表面张力：同理得进料板液相表面张力塔顶塔底精馏段平均表面张力提馏段平均表面张力4.3.3 液体平均粘度计算TD=

25、65.01 TF=76.87 TW=99.97 得：塔顶液相粘度0.9824*0.328+(1-0.9824)*0.4465=0.3301塔底液相粘度0.228进料板液相粘度0.3482精馏段0.33915提馏段0.31814.4塔径的确定4.4.1精馏段 欲求塔径应先求出空塔气速 u安全系数×umax 功能参数：取塔板间距=0.35，板上液层高度h1=0.05m，那么分离空间：- h1=0.35-0.05=0.30m从史密斯关联图查得：C20=0.060，由于=1.5214m/sU=0.75umax=1.1411m/s m圆整得 D=1.7m塔截面积：AT=(3.14/4)*11.

26、72=2.2687实际空塔气速：4.4.2提馏段功能参数：取塔板间距=0.38m，板上液层高度板上液层高度h1=0.05m，那么分离空间：- h1=0.38-0.08=0.30m从史密斯关联图查得：C20=0.060，由于u=0.75umax=1.5089m/s 圆整取： D'=1.5m塔截面积：AT=(3.14/4)*D2=1.7663实际空塔气速：4.5塔有效高度 三精馏段有效高度 Z=(11-1)*0.35=3.5m提馏段有效高度从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米所以应多加高(0.7-0.35)×36/7=1.8mZ=+1.0

27、=3.5+8.4+1.8=13.7m4.6整体塔高(1)塔顶空间HD取HD=1.6=0.35m加一人孔0.6米,共为0.95m(2)塔底空间塔底储液高度依停留5min而定m取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间开一直径为0.6米的人孔 1+0.6215=1.6215m(3)整体塔高 5.塔板主要工艺参数确定5.1溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。5.1.1堰长lw取堰长lw=0.70D, lw=1.19m5.1.2出口堰高hw 查图可知 E=1.02hwhLhow 其中 =.00130 hw取0.037m hOw'取0.0130m5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af查

28、图知 Wd=0.238m精馏段： 验算液体在降液管内停留时间 符合提镏段：验算液体在降液管内停留时间停留时间>5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度，取则精馏段：提镏段：故降液管底隙高度设计合理5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1塔板的分块D800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为3块。5.2.2边缘区宽度确定取5.2.3开孔区面积计算5.2.4筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为开孔率为筛孔数目n为 精馏段气体通过阀孔的气速:提馏段气体通过阀孔的气速: 6.筛板的力学检验 6.1塔板压降6.1.1干板阻力计算由/

29、=1.67查图得=0.84精馏段：hc=0.0407m提馏段：hc=0.0315m 6.1.2气体通过液层的阻力Hl计算精馏段：由图查取板上液层充气系数提馏段：由图查取板上液层充气系数6.1.3气体通过每层塔板的液柱高可按下计算精馏段=0.0407+0.0315+0.00345=0.07565m液柱提馏段=0.033+0.031+0.00184=0.06584m液柱<0.76.2 液面落差对于D1.6m的筛板，液面落差可以忽略不计。6.3液沫夹带 (kg液/kg气)精馏段：提馏段：本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求.6.4漏液的验算筛板塔,漏液点气速带入数据得：

30、精馏段，提馏段实际孔速:精馏段,提馏段，.6.5液泛的验算为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高Hd()对于设计中的甲醇-水体系=0.5, Hd0.5=0.197m由于板上不设进口堰精馏段液柱提馏段mm所以不会发生液泛现象以上各项流力学验算可认为精馏段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。7.塔板负荷性能图7.1漏液线由得精馏段：=得提馏段：=得=精馏段1.1101.1431.1581.185提馏段2.07242.15512.25692.33887.2雾沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系：由精馏段：ua=0.4831 整理得提馏段： 整理得精馏段3.7523.6163.5543.443提馏段7.

31、3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，由式计算精馏段： 提馏段：7.4液相负荷上限线以5s作为液体在降液管中停留的下限故精馏段： 提镏段：7.5液泛线Hd=()由，得其中所以精馏段提馏段精馏段4.484.374.214.32提馏段5.48165.35315.29135.01447.6操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线由图，故精馏段操作弹性为/=3.56由图，故提馏段操作弹性为/=4.93精馏段提馏段操作弹性均大于3小于5,符合要求。8. 辅助设备及零件设计8.

32、1塔顶冷凝器（列管式换热器）甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1.1估计换热面积甲醇-水冷凝蒸汽的数据tD=65.01冷凝蒸汽量：由于甲醇摩尔分数为0.965,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始温为20，取冷凝器出口水温为36，在平均温度物性数据如下（甲醇在膜温40.3下，水在平均温度16下）（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.m)(w/(m.)甲醇-水1.1562.59645×10-50.1888水998.84.18621111×10-50.5887a. 设备的热参数：b水的流量：c平均温度差：根据“传热系数K估计表”取K

33、=2000W/(m2.) 传热面积的估计值为：安全系数取1.2 换热面积A=1.2*64.39=77.27m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管数：个管长：取管心距壳体直径取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板间距B=200mm由上面计算数据，选型如下：公称直径D/mm600管子尺寸/mm25公称压力 PN/（MPa）1.6管子长l/m1.5管程数Np2管数n/根113壳程数Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、壳程的流速及Re:（一）管程流通截面积：管内水的流速（二）壳程流通截面积： 取=11壳内甲醇-水流速 当量直径 8.1.1.2计算流体阻力管程流体

34、阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005,查得摩擦系数=0.022 符合一般要求壳程流体阻力 Re=661.2>500，故管子排列为正三角形排列，取F=0.5挡板数 块 代入得 取污垢校正系数F=1.0=8376.9Pa<10kPa故管壳程压力损失均符合要求8.1.1.3计算传热系数管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管=3.89×104壳程对流给热系数Re=661.2Pr0=8=0.36=837.8计算传热系数取污垢热阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面积为基准 则K=2.357kW/(m2.)计算传热面积 A=m2所选换热器实际面积为

35、A=n=13.3m2裕度所选换热器合适釜式再沸器：计算热负荷：考虑到5%的热损失后 选用0.2MPa饱和水蒸气加热，因两侧均为恒温相变 取传热系数K=1000W/（m2.K）估算传热面积取安全系数0.8，实际传热面积A=172.9/0.8=216.12m2原料预热器原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽加热，温度为130，冷凝温度至130流体形式，采用逆流加热 查表Cp甲醇=2.48 kJ/(kgK) Cp水=4.183 kJ/(kgK)摩尔分数 xF=0.20根据上式可知：Cpc=2.48×0.2+4.138×0.8=3.8064kJ/(kgK)设加热原料温度

36、由20到81.7 考虑到5%的热损失后选择传热系数K=800 w/(m2K)计算传热面积：取安全系数为0.8 A实际=5.23/0.8=6.6m28.2.2釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度uw=1.6m/s则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：12mm2.5mm 8.2.3回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格：20mm3.5mm 8.2.4再沸器蒸汽进口管V=0.023×18/0.65=0.637设蒸汽流速为23m/s, 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：188mm12.5mm 8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管V=0.

37、023×32.04/1.147=0.64设蒸汽流速为20m/s, 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：202m13mm m 8.2.6冷凝水管深井水温度为12，水的物性数据：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的质量流率，取流速为2m/s管径选取 159×4.5mm热轧无缝钢管实际流速为 8.2. 1 进料管经圆整选取热轧无缝钢管，规格：70mm2mm 8.2.2塔底出料管经圆整选取热轧无缝钢管，规格：60mm2mm 8.2.3回流液管利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格：62mm2mm8.2.4再沸器蒸汽进口管经圆整选取热轧无缝钢

38、管，规格：68mm8mm 8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管, 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：1918mm m 8.2.6冷凝水管深井水温度为12，水的物性数据：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的质量流率，取流速为2m/s管径选取 159×4.5mm热轧无缝钢管实际流速为8.3冷凝水泵雷诺数取=0.01，,查图摩擦系数=0.0315各管件及阀门阻力系数如下:名称水管入口进口阀90·弯头×4半开型球阀0.560.75×49.5设管长为5米,=4.44扬程 取20m 流量选择IS100-65-250型离心泵,参数为流量V=120,扬程,H=74

39、.5m转速泵效率,=73%轴功率Na=33.3kW9.设计结果汇总筛板塔设计计算结果及符号汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段T m (C)平均温度68.583.19P m (kpa)平均压力104.45111.45M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质量28.6122.01M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量35.50924.054lm (kg/m)液相平均密度798.20893.28vm (kg/m)气相平均密度1.08960.982m (dyn/cm)液体平均表面张力27.8147.91m (mpa·s)液体平均粘度0.35330.2846Vs(m/s)气相流量0.7221

40、0.6580Ls (m/s)液相流量0.000400650.00063552N实际塔板数913Z( m)有效段高度D(m)塔径0.80.8H T(m)板间距0.350.35 (m)板厚0.0030.003溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l W (m)堰长0.520.52h W (m)堰高0.044390.04237hl (m)板上液层高度0.060.06h OW (m)堰上液层高度0.0056070.007626h O (m)降液管底隙高度0.01100.0175W d (m)降液管宽度0.100.10W s (m)安定区宽度0.0650.065W c (m)边缘区高度0.

41、0350.035Aa (m)有效传质面积0.31750.3175A T (m)塔横截面积0.50240.5024A f (m)降液区面积0.03420.0342A O （m）筛孔面积0.03550.0355d O（m）筛孔直径0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n筛孔数目16341634（%）开孔率10.110.1U （m/s）空塔气速1.43731.3097安全系数0.70.7U O（ （m/s）筛孔气速22.51620.517K稳定系数1.731.55H c （m液柱）干板阻力0.03310.00232H l （m液柱）液体有效阻力Hl0.03720.0390H（m液柱）液体表面张力阻力0.002100.00339H p （m液柱）总阻力0.07240.0656P（pa）每层塔板压降556.70560.93 (s)停留时间36.5627.79ev (0.1kg液/kg干气)液沫夹带量0.08230.0967液泛合格合格漏液合格合格E液流收缩系数1.021.02C O孔流系数0.840.84液层充气系数0.620.62相对泡沫密度0.50.5F LV两项流动参数0