化工原理课程设计任务书

1、 化工原理课程设计任务书 一 设计题目 浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计二 工艺条件生产能力：13200吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：50%甲醇，50%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比： 自选三 设计内容1 确定精馏装置流程，绘出流程示意图、塔器设备图。2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3 主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 流体力学计算流体力学验算，操

2、作负荷性能图及操作弹性。5 主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。四 设计结果总汇五 主要符号说明六 参考文献一、 装置流程图二、 工艺参数的确定1. 物料衡算生产能力为13200吨/年，进料甲醇组成为50%（m），馏出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇。甲醇M1=32.0/kmol,水M2=18.0kg/kmol.Xf=(0.5/32)/(0.5/32+0.5/18)=0.36 Xd=(0.98/32)/(0.98/32+0.02/18)=0.965 Xw=(0.8%/32)/(0.8%/32+99.2%/18

3、)=0.45%料液平均摩尔量M=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol料液流量F=13200*103/(300*24*23.04)=79.57kmol/h由总物料守恒有：F+S=W+D对甲醇有：F*Xf = W*Xw + D*Xd对于直接蒸汽加热有：V= S , L= WV= V (1-q)*F , L= L + q*F对于泡点加料有：V= V ，L= L + F又V=(R+1)D ,L=R*DL= W = R*D+F ,S = (R+1)*D要算得流出液，釜夜及加热蒸汽的量，得先算出最小回流比及回流比。 常压下甲醇和水的气液平衡表(Txy)T() X YT() X

4、 Y92.90.05310.283476.70.33330.691890.30.07670.4001 76.20.35130.737488.90.09260.435373.80.46200.775686.60.12570.483172.70.52920.797185.00.13150.545571.30.59370.818383.20.16740.558570.00.68490.849282.30.18180.577568.00.77010.896281.60.20830.627366.90.87410.919480.20.23190.64851000.00.078.00.28180.6775

5、 由y=49.388*x2-73.544*x+95.708,将Xf = 0.36 ，Xd = 0.965， Xw = 0.45% 代入得到相映的温度：T f=75.63 Td=70.73 Tw=95.38将Tf、Td、Tw代入y=-20.024*x2-18.335*x+100.13得Yf=0.74 Yd=0. 85 Yw= 0.21y = *x/(1+(-1)*x)=y(x-1)/(x*(y-1)f=0.74*(1-0.36)/(1-0.74)*0.36)=5.06d=0.85*(1-0.965)/(0.965*(1-0.85)=0.206w=0.21*(1-0.45%)/(0.45

6、%*(1-0.21)=58.81=(5.06*0.206*58.81)(1/3)=3.94q=1，Xq=Xf=0.36,Yq=3.94*0.36/(1+2.94*0.36)=0.689Rm/(Rm+1)=(0.965-0.689)/(0.965-0.36)=0.456Rm=0.839取R=1.5 Rm=1.5*0.839=1.26S=(R+1)*D=2.26D由:F+S=W+D ,F*Xf = W*Xw + D*Xd有：79.57+2.26D = D + W79.57*0.36=D*0.965+W*0.45%得:D=29.14kmol/h W=116.29 kmol/h S=65.86 kmo

7、l/h 2.理论塔板数的计算精馏段操作线方程：y=R/(R+1)x+Xd/(R+1) y=0.558x+0.427提馏段操作线方程：y=W*x/S-W*Xw/S=1.766x-0.00795利用作图法得到，理论塔板数NT=11，进料板为第5块；精馏段理论板数为4块，提馏段理论板数为7块Td=70.73 Tw=95.38 T=(70.73+95.38)/2=83.06y=0.58 x=0.20 平均相对挥发度=3.9483.06时甲醇跟水的粘度分别为1=0.4106mPa.s 2=0.3436 mPa.s=0.4106*0.20+0.3436*0.8=0.357 mPa.s由奥康奈尔公式ET=0

8、.492(L)-0.245得E=0.492* (3.94*0.357)-0.245 E=0.453实际塔板数N=11/0.453=24.3块取实际塔板数为25块，其中精馏段4/0.453=8.83提馏段7/0.453=15.45块，取精馏段9块，提馏段16块。3. 热量衡算塔顶冷凝器的热负荷Qc=V*rcV=65.86kmol/h在塔顶温度70.73下甲醇的汽化热r1=847kJ/kg=27104kJ/kmol水的汽化热r2=1498kJ/kg=26964kJ/kmol平均汽化热r=27104*0.965+26964*0.035=27099.1kJ/kmolQc=65.68*27099.1=1

9、.780*106kJ/h塔釜加热蒸汽的热负荷Qb=V´*rbV´=65.86kmol/h在塔釜温度95.38时，甲醇的汽化热r1=950kJ/kg=30400kJ/kmol水的汽化热r2=1730kJ/kg=31140kJ/kmol平均汽化热r=30400*0.45%+31140*0.9955=31136.67kJ/kmolQb=65.86*31136.67=2.051*106kJ/h三、主要设备工艺尺寸计算1.塔径与空塔气速 1）操作压力塔顶操作压力为常压，Pd = 101.33 KPa取每层塔板压降:P=0.64 kpa 进料板操作压力Pf=101.33+0.64*9=

10、107.09 kpa精馏段平均操作压力P1=（101.33+107.09）/2=104.21 kpa塔釜压力Pw=101.33+0.64*25=117.33 kpa提馏段平均操作压力P2 =（117.33+107.09）/2=110.77 kpa2）温度精馏段平均温度t1=(70.73+75.63)/2=73.18t2=(95.38+75.63)/2=85,505t=(70.73+95.38)/2=83.0553）平均摩尔流量S = V= V=（R+1）D=65.86 kmol/h L= L + F= W=116.29 kmol/hL=36.72 kmol/h F=79.57 kmol/h塔顶

11、汽相摩尔质量Md,y=32*0.85+18*0.15=29.9kg/kmol塔顶液相摩尔质量Md.x=32*0.965+18*0.035=31.51 kg/kmol进料汽相摩尔质量Mf，y=32*0.74+18*0.26=28.36 kg/kmol进料液相摩尔质量Mf,x=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol流出液汽相摩尔质量Mw,y=32*0.21+18*0.79=20.94kg/kmol流出液液相摩尔质量Mw,x=32*0.0045+18*0.9955=18.063kg/kmol精馏段平均汽相摩尔质量 M1,y=(29.9+28.36)/2=29.13 kg/kmol精

12、馏段平均液相摩尔质量 M1,x=（31.31+23.04）/2=27.275 kg/kmol提馏段平均汽相摩尔质量 M2,y=（20.94+28.63）/2=24.785 kg/kmol提馏段平均汽相摩尔质量 M2,x=(23.04+18.063)/2=20.55 kg/kmol4）密度精馏段气相密度1=104.21*29.13/(8.314*(273.15+73.18) =1.054 kg/m3提馏段气相密度2 =110.77*24.785/8.314/(273.15+85.505) =0.921 kg/m3在塔顶，进料板，塔釜温度下，甲醇的密度分别为744.87 kg/m3,740.50

13、kg/m3,722.88 kg/m3 ；水的密度分别为977.8 kg/m3,974.8 kg/m3,961.85 kg/m3 塔顶液相密度d=1/(0.98/744.87+0.02/977.8) =748.44 kg/m3进料板液相密度f=1/(0.5/740.50+0.5/974.8) =841.65 kg/m3塔釜液相密度w=1/(0.8%/722.88+99.2%/961.85) =959.31 kg/m3精馏段液相平均密度3=（748.44+841.65）/2 =795.05 kg/m3提馏段液相平均密度4=(841.65+959.31)/2 =900.48 kg/m35）表面张力如

14、下图所示，在70.73,75.63,95.38时，甲醇的表面张力分别为26.02mN/m,24.78mN/m,95.38mN/m；水的表面张力分别为66.02mN/m,64.38 mN/m,61.87 mN/md=26.02*0.985+66.02*0.035=27.42 mN/mf=24.78*0.36+64.83*0.64=50.412 mN/mw=23.12*0.45%+61.87*(1-0.45%)=61.70 mN/m精馏段1=(27.42+50.412)/2= mN/m提馏段2=(50.412+61.70)/2=56.056 mN/m6）粘度查表得在70.73,75.63,95.3

15、8时，甲醇的粘度分别为0.562 mPa·s,0.489 mPa·s,0.322 mPa·s；水的粘度分别为0.4061 mPa·s，0.3779 mPa·s,0.2978 mPa.sd=0.562*0.965+0.4061*0.035=0.5565 mPa·sf=0.489*0.36+0.3779*0.64=0.4179 mPa·sw=0.322*0.45%+0.2978*99.55%=0.2979 mPa·s精馏段液体平均粘度1=（0.5565+0.4179）/2=0.4872 mPa·s提馏段液体平

16、均粘度2=(0.4179+0.2979)/2=0.3579 mPa·s7）塔径塔板的实际计算A）精馏段汽、液相体积流率为：LS =36.72*27.275/(3600*795.05)=3.499*10-4 m3/s VS=65.86*29.13/(3600*1.054)=0.5056m3/s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=3.499*10-4/0.5056*(795.05/1.054)0.5=0.019参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62

17、.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.05m，故分离空间HT-h1=0.4-0.05=0.35m根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.07由公式C=校正得 C=0.07*(38.916/20)0.2 =0.0800Umax=C=0.0800*(795.05-1.054)/1.0540.5=2.1949m/s取安全系数0.70，则u=0.70=0.7*2.1949=1.5364m/s故D=(4×0.5056)/(3.14×1.5364)0.5=0.6475m所以圆整

18、取D=0.8m塔截面积： AT=/4*D2=0.5024空塔气速u= VS / AT = 0.5056/0.5024=1.0064m/s B）提馏段汽、液相体积流率为：VS =65.86*24.785/(3600*0.921)=0.4923 m3/sLS=116.29*20.55/(3600*900.48)=7.372*10-4m3/s塔径的计算(Ls/Vs)(L/v)0.5=7.372*10-4/0.4923*(900.48/0.921)0.5=0.0468初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.05m，故分离空间HT-h1=0.4-0.05=0.35m根据以上数值，由史密斯关联图查

19、得，C20=0.076由公式C=校正得 C=0.076*(56.056/20)0.2 =0.0934Umax=C=0.0934*(900.48-0.921)/0.9210.5=2.9189m/s取安全系数0.70，则u=0.70=0.7*2.9189=2.04323m/s故 D=(4×0.4923)/(3.14×2.04323)0.5=0.5540m所以圆整取D=0.6m塔截面积： AT=/4*D2=0.2826空塔气速u= VS / AT = 0.4923/0.2826=1.742 m/s 2. 板间距，塔高取板间距HT=0.4m，有效传质塔高Z=（25-1）*0.4=9

20、.6m3.溢流装置弓形降液管，具有较大的容积，又能充分利用塔板面积，利用率较高，应用最为广泛，所以装置选用弓形降液管，不设进口堰。精馏段1)堰长 取堰长lw=0.7D=0.7*0.8=0.56m由lm/D=0.7,弓形降液管宽度Wd和面积Af ，由右图查得：Af/A=0.089,Wd/D=0.149Af=A*0.089=0.089*3.14*0.82*0.25 =0.0447m2HT=0.4m, hL=0.05m=Af*HT/L=0.0447*0.4/(3.499*10-4)=51.10 >3.0s故降液管尺寸符合要求。2） 出口堰高hw =hL-how ，hL=0.05m采用平直堰，堰

21、上液层高度how =0.668*（L/lw）(2/3)=0.668*(3.499*10-4/0.56)(2/3)=4.882*10-3mL=3.499*10-4*3600=1.259m3/hL/lw2.5=1.2596/0.562.5=5.3676由右图查得：E=1.01校正后how =1.01*4.882*10-3 =4.931*10-3mhw =hL-how=0.05-4.931*10-3=0.0451m3）降液管底隙高度h0为保证液封，降液管底部与塔的间隙h0应小于堰高hw ，但不应小于20-25mm以免堵塞。h0=hw -0.006=0.0451-0.006=0.0391m4.塔板布置

22、及浮阀数目与排列 取标准F1浮阀，重阀1） 阀孔数取阀动能因子F0=11，则孔速u0=11/=10.715m/s每层板上的浮阀数N=4*0.5056/(3.14*0.039*0.039*10.715)=402) 塔板布置Wd/D=0.149 Wd=0.149D=0.149*0.8=0.1192 m边缘区宽度 Wc=0.025m两边安定区宽度 Ws=0.05m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，等腰三角形高取t´=0.075mx=D/2-(Wd+Ws)=0.8/2-(0.1192+0.05)=0.2308r=D/2-Wc=0.8/2-0.025=0.375鼓泡区面积Ap=2（x（r2-x2

23、）0.5+/180*r2*sin-1(x/r)=2（0.2308（0.3752-0.23082)0.5)+/180*0.3752*sin-1(0.2308/0.375)=0.3228m2t=0.3288/(40*0.075)=0.1096=109.6mm塔板开孔率ø=A0/A=u/u0=1.0064/10.715=9.39%5. 塔板流体力学验算1） 阻力计算塔板压力降hp=hc+hl干板阻力hcuoc=(73.1/v)(1/1.825)=(73.1/1.054)(1/1.825)=10.205m/s u0 > uochc=5.37*v*u02/(2*L*g)hc=5.37*1

24、.054*10.7152/(2*795.05*9.81)=0.0417m湿板阻力hl板上有效液层厚度hl´=0.4hw+how=0.4*0.0451+4.931*10-3=0.0230m液体表面张力造成的阻力很小，可以忽略不计。hl=hl´=0.0230mhp=hc+hl=0.0230+0.0417=0.0647m单板总压降P=hp*Pg*g=0.0647*795.05*9.81=504.6Pa2） 淹塔校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，

25、取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=hL+hd+hp=0.05+0.0647+0.2(3.499*10-4/(0.56×0.0391)2=0.1148m（HT+hW）=0.5(0.4+0.0451)=0.223m因0.1148m<0.223m， 故本设计在给定的操作条件下不会出现液泛3） 雾沫夹带核算计算泛点百分率校核雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=0.8-2*0.1192=0.5616 mAb=AT-2Af=3.14*0.82/4-20.0447=0.413 m2式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ；CF泛点负荷系数 K

26、特性系数查得： K=1.04 ，CF=0.105泛点率=0.5056*（1.054/（795.05-1.054）0.5+1.36*3.499*10-4*0.5156/(1.04*0.105*0.413)=41.44%41.44% < 80%在给定条件下雾沫夹带量能够满足e<10%的要求。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验算雾沫夹带量m=5.63*10-5*(/v)0.29

27、5*(L-v)/ú)0.425Ú为气体粘度，为液体表面张力m=5.63*10-5*(38.916/1.054)0.295*(795.05-1.054)/（0.01102*10-3）)0.425=0.3567=Ap/A=0.413/(314*0.82/4)=0.822HT=400mm,hL=50mm u=1.0064m/s取B=0.159，=0.95，=0.7e=B*(0.052hL-1.72)/(HT*2)*(u/(*m)3.7=0.159*(0.052*50-1.72)/(4000.95*0.72)*(1.0064/(0.822*0.3567)3.7=9.23% <

28、 10% ,符合要求。4） 塔板负荷性能图极限雾沫夹带线取雾沫夹带e=10%，按泛点率=80%，带入公式泛点率=100%得到V-L关系式：0.0364V+0.764L=0.0361V=0.9912-20.99L液泛线降液管液泛时，取极限值Hd=（HT+hw）=0.5*（0.4+0.0451）=0.223m=1.4hw+2how+hc+hd=1.4*0.0451+2*E*0.668（L/lw）(2/3)+5.37*u02*v/(2*g*L)+0.2*（L/(lw*h0）)2带入数值得：1.996E*L(2/3)+3.628*10-4*u02+417.16L2=0.1599计算结果如下表;序列号

29、1 2 3 4 5L（m3/s）0.0040.0060.0020.0010.003L/lw2.561.3692.0 30.015.3434.44E1.081.13 1.051.031.07uo(m/s)16.5113.9318.5619.5717.55u(m/s)1.5501.3081.7431.8371.648V(m3/s)0.77890.65720.87570.92310.8279降液管液相负荷线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s，即：=Af*HT/L 3,令=4sL=Af*HT/=0.0447*0.4/4=0.00447m3/s液相下限线最小流量时，平直堰上的最小液层厚

30、度为6mm0.006=0.668E*（L/lw）(2/3)=0.668*1.01*（L/0.56）(2/3)L=4.696*10-4m3/s汽相负荷下限线对于F1型重阀，取F0=u0*V0.5=6作为规定气体最小负荷的标准。uo=F0/V0.5=6/1.0540.5=5.844m/sV=A0*uo=5.844*3.14*0.0392/4*40=0.279m3/s精馏段塔板负荷性能图如下所示 提留段塔径D=0.6m汽相流率VS =65.86*24.785/(3600*0.921)=0.4923 m3/s液相流率LS=116.29*20.55/(3600*900.48)=7.372*10-4m3/

31、s提馏段气相密度2=0.921 kg/m3提馏段液相平均密度4=900.48 kg/m3提馏段液体表面张力2=(50.412+61.70)/2=56.056 mN/m提馏段液体平均粘度=(0.4179+0.2979)/2=0.3579 mPa·s提留段气体平均粘度´=0.01154mPa·s1)堰长 取堰长lw=0.7D=0.7*0.6=0.42m由lm/D=0.7,弓形降液管宽度Wd和面积Af ，由右图查得：Af/A=0.089,Wd/D=0.149Af=A*0.089=0.089*3.14*0.62*0.25 =0.0252m2HT=0.4m, hL=0.05

32、m=Af*HT/L=0.0252*0.4/(7.372*10-4)=13.67>3.0s故降液管尺寸符合要求。3） 出口堰高hw =hL-how hL=0.05m采用平直堰，堰上液层高度how =0.668*（L/lw）(2/3)=0.668*(7.372*10-4/0.42)(2/3)=9.72*10-3mL=7.372*10-4*3600=2.6539m3/hL/lw2.5=2.6539/0.422.5=23.21由右图查得：E=1.03校正后how =1.03*9.72*10-3 =1.001*10-2mhw =hL-how=0.05-1.001*10-2=0.04m3）降液管底隙

33、高度h0为保证液封，降液管底部与塔的间隙h0应小于堰高hw ，但不应小于20-25mm以免堵塞。h0=hw -0.006 =0.04-0.006=0.034m4.塔板布置及浮阀数目与排列 取标准F1浮阀，重阀1阀孔数取阀动能因子F0=11，则孔速u0=11/0.9210.5=11.462m/s每层板上的浮阀数N=4*0.4923/(3.14*0.039*0.039*11.462)=36塔板布置Wd/D=0.149 Wd=0.149D=0.149*0.6=0.0894 m边缘区宽度 Wc=0.025m两边安定区宽度 Ws=0.05m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，等腰三角形高取t´=0

34、.075mx=D/2-(Wd+Ws)=0.6/2-(0.0894+0.05)=0.1606r=D/2-Wc=0.6/2-0.025=0.275鼓泡区面积Ap=2（x（r2-x2）0.5+/180*r2*sin-1(x/r)=2（0.1606（0.2752-0.16062)0.5)+/180*0.2752*sin-1(0.1606/0.275)=0.1660m2t=0.1660/(36*0.075)=0.0615=61.5mm塔板开孔率ø=A0/A=u/u0=1.742/11.462=15.20%6. 塔板流体力学验算5） 阻力计算塔板压力降hp=hc+hl干板阻力hcuoc=(73.

35、1/v)(1/1.825)=(73.1/0.921)(1/1.825)=10.988m/s u0 > uochc=5.37*v*u02/(2*L*g)hc=5.37*0.921*11.4622/(2*900.48*9.81)=0.0368m湿板阻力hl板上有效液层厚度hl´=0.4hw+how=0.4*0.04+1.001*10-2=0.026m液体表面张力造成的阻力很小，可以忽略不计。hl=hl´=0.026mhp=hc+hl=0.026+0.0368=0.0628m单板总压降P=hp*Pg*g=0.0628*900.48*9.81=554.8Pa6） 淹塔校核为了

36、防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=hL+hd+hp=0.05+0.0628+0.2(7.372*10-4/(0.42×0.034)2=0.1133m（HT+hW）=0.5(0.4+0.04)=0.22m因0.1133m<0.22m， 故本设计在给定的操作条件下不会出现液泛7） 雾沫夹带核算计算泛点百分率校核雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=0.6-2*0.0894=0.4212mAb=

37、AT-2Af=3.14*0.62/4-20.0252=0.2322m2式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ；CF泛点负荷系数 K特性系数查得： K=1.04 ，CF=0.105泛点率=0.4923*（0.921/（900.48-0.921）0.5+1.36*7.372*10-4*0.4142/(1.04*0.105*0.2322)=63.79%63.79% < 80%在给定条件下雾沫夹带量能够满足e<10%的要求。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

38、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验算雾沫夹带量m=5.63*10-5*(/v)0.295*(L-v)/ú)0.425Ú为气体粘度，为液体表面张力m=5.63*10-5*(56.056/0.921)0.295*(900.48-0.921)/（0.01154*10-3）)0.425=0.4275=Ap/A=0.2322/(314*0.62/4)=0.822HT=400mm,hL=50mm u=1.742m/s取B=0.159，=0.95，=0.7e=B*(0.052hL-1.72)/(HT*2)*(u/(*m)

39、3.7=0.159*(0.052*50-1.72)/(4000.95*0.72)*(1.742/(0.822*0.4275)3.7=5.98% < 10% ,符合要求。8） 塔板负荷性能图极限雾沫夹带线取雾沫夹带e=10%，按泛点率=80%，带入公式泛点率=100%得到V-L关系式：0.032V+0.5633L=0.0203V=0.6339-17.60L液泛线降液管液泛时，取极限值Hd=（HT+hw）=0.5*（0.4+0.04）=0.22m=1.4hw+2how+hc+hd=1.4*0.04+2*E*0.668（L/lw）(2/3)+5.37*u02*v/(2*g*L)+0.2*（L/

40、(lw*h0）)2带入数值得：2.382E*L(2/3)+2.799*10-4*u02+980.78L2=0.164 计算结果如下表：序列号 1 2 3 45L（m3/s）0.0040.0020.0010.0030.0005L/lw2.5125.96 62.9831.4994.4715.74E1.16 1.061.051.111.04uo(m/s)15.3020.0422.2818.9223.01u(m/s)2.3263.0463.3872.8763.497V(m3/s)0.65730.86090.95720.81280.9882降液管液相负荷线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-

41、5s，即：=Af*HT/L 3,令=4sL=Af*HT/=0.0252*0.4/4=0.00252m3/s液相下限线最小流量时，平直堰上的最小液层厚度为6mm0.006=0.668E*（L/lw）(2/3)=0.668*1.03*（L/0.42）(2/3)L=3.42*10-4m3/s汽相负荷下限线对于F1型重阀，取F0=u0*V0.5=6作为规定气体最小负荷的标准。uo=F0/V0.5=6/0.9510.5=6.153m/sV=A0*uo=6.153*3.14*0.0392/4*36=0.2645m3/s提馏段塔板负荷性能图如下所示浮阀塔板工艺设计计算结果项目精馏段提馏段塔径D，m板间距HT

42、，m塔板型式实际塔板数空塔气速u，m/s堰长lW，m堰高hW，m板上液层高度hL，m降液管底隙高度ho，m浮阀数N，个阀孔气速uo，m/s阀孔动能因数Fo临界阀孔气速uoc，m/s孔心距t´，m排间距t，m单板压降pp，Pa液体在降液管内停留时间安定区宽度Ws,m边缘固定区宽度Wc,m弓形降液管宽度Wd,m开孔率%泛点率%气相负荷下限(Vs)min，m3/s0.80.4单溢流弓形降液管91.00640.560.0451 0.060.0224010.7151110.12570.0750.1080504.651.100.050.0250.11929.3941.440.2790.60.4单

43、溢流弓形降液管161.7420.420.040.060.0223611.2971111.5860.0750.0615554.813.670.050.0250.089415.2063.790.2645四、主要附属设备设计计算及选型1.主要接管尺寸的选取1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：D=（4F/（uF*）0.5 取uF=1.6m/s F=79.57*23.04/(841.65*3600)=6.051*10-4m3/sD=（4F/（uF*）0.5=(4*6.051*10-4/1.6/3.14) =0.022 m管型选择：25

44、×0.5mm回流管可以选择跟进料管一样型号的管子。2)塔顶蒸汽管塔顶蒸气体积流量V=0.05056 m3/s 取蒸汽流速为15m/sdD=(4*0.5056/3.14/15)0.5=0.207m管型选择：250×10.8mm3)冷凝器选取冷凝器的热负荷 用水进行冷凝，设冷凝水进口温度25，出口温度55 塔顶产物冷凝温度为70.73 在此温度下查得甲醇的汽化热r1=847kJ/kg=27104kJ/kmol水的汽化热r2=1498kJ/kg=26964kJ/kmol平均汽化热r=27104*0.965+26964*0.035=27099.1kJ/kmolQc=65.68*27

45、099.1=1.780*106kJ/h 水的平均温度：查得水在此温度下的物性参数如下：比热容： 导热系数： 密度： 黏度： 普兰特数： 传热量：Qc=65.68*27099.1=1.780*106kJ/h =494.44 kJ/s冷却水用量：w=1.780*106/(4.192*30)=14153.94kg/h =3.93kg/s选择甲醇-水流经壳程，冷却水流经管程。按逆流传热计算平均温差：tm=(t2-t1)/ln(T-t1)/(T-t2)=30/ln(45.73/15.73)=28.11 初步估计换热器总传热系数 则传热面积为A´=Qc/tm/K=494.44*1000/600/

46、28.11=29.32 m2现选用单壳程的浮头式换热器操作其参数如下：外壳直径 /mm 500公称面积 / 65公称压力 /atm 1.6管径 25mm2.5mm管长 /m 6总管数 124管程数 1管子排列 正方形折流板间距 /mm 300管程流通截面积 / 0.01948壳程流通截面积 / 0.0437换热器的实际面积为 A=ndl=124*3.14*0.016*6=38.4 m2若采用此传热面积,则要求的总传热系数为K=Q/A/tm=494.44*1000/58.4/28.11=391.17W/(m2 K)计算流体阻力 管程流体阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005,查得摩擦系

47、数=0.0335取污垢校正系数F=1.0 符合一般要求 壳程流体阻力 Re=1364.4>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=1.089149.5Pa<10kPa故管壳程压力损失均符合要求 管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005, 查得摩擦系数=0.0335=2.749×104壳程对流给热系数Re=1364.4设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005, 查得摩擦系数=Pr0= =0.36=9801.07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 K=5.311kW/(m2.)计算传热面积 A=29.32所选换热器实际面积为A