常压甲醇—水筛板精馏塔设计课程设计

1、 南京工业大学化工原理课程设计设计题目 常压甲醇水筛板精馏塔设计 学生姓名 化工1005 班级、学号 化工10011005 指导教师姓名 居沈贵 黄莉 课程设计时间2012年12月24日-2013年1月4日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字 化学化工学院课程名称 化工原理课程设计 设计题目 常压甲醇水筛板精馏塔的设计 学生姓名 化工1005 专业 化学工程与工艺 班级学号 10011005 设计日期 2012 年 12月 24 日至 2013 年1月 4日设计

2、条件及任务：设计体系：甲醇水体系设计条件: 进料量F= 240 kmol/h进料浓度ZF= 0.25 （摩尔分数，下同）进料状态：q 1 操作条件：塔顶压强为4 kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12。塔釜加热方式：间接蒸汽加热采用3kgf/cm2水蒸汽。 全塔效率ET = 52%分离要求： XD= 0.995（质量分数）；XW= 0.002（质量分数）；回流比R/Rmin =1.6 。指导教师 2012年12月24日 绪论1一.化工原理课程设计的目的与要求1二.化工原理课程设计的基本内容1三化工原理课程设计的基本程序1第一节概述21.1精馏操作对设备的要

3、求21.2 体系介绍21.3板式塔类型4泡罩塔41.3.2 筛板塔5浮阀塔51.4 设计要求51.5精馏塔的设计步骤6第二节设计方案的确定62.1操作条件的确定62.1.1 操作压力62.1.2 进料状态62.1.3 加热方式72.1.4 冷却剂与出口温度72.1.5 回流比（R）的选择7热能的利用72.2 确定设计方案的原则8第三节 板式精馏塔的工艺计算81理论塔板数的计算与实际板数的确定81.1 理论板数计算81.1.1 物料衡算81.1.2 q线方程91.1.3 Rmin和R的确定91.1.4 精馏段操作线方程的确定9精馏段和提馏段气液流量的确定9提馏段操作线方程的确定101.1.7 逐

4、板计算法10MT图解法121.2实际板层数的确定(以逐板计算法为依据)132精馏塔操作条件计算142.1操作压强的选择142.2操作温度的计算142.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算152.3.1 密度及流量15液相表面张力的确定：162.3.3 液体平均粘度计算173 塔径的确定184.塔有效高度215.整体塔高216.塔板主要工艺参数确定226.1溢流装置22堰长lw23出口堰高hw23弓形降液管宽度Wd和面积Af25降液管底隙高度266.2塔板布置及筛孔数目与排列27塔板的分块27边缘区宽度确定27开孔区面积计算 筛孔计算及其排列277.筛板的力学检验297.1塔板压降29干

5、板阻力计算29液体表面张力的阻力计算计算30气体通过每层塔板的液柱高317.2 液面落差327.3液沫夹带327.4漏液337.5液泛348.塔板负荷性能图358.1漏液线358.2液沫夹带线368.3液相负荷下限线378.4液相负荷上限线378.5液泛线388.6操作弹性399. 辅助设备及零件设计409.1塔顶冷凝器（固定管板式换热器）40估计换热面积40计算流体阻力42壳程流体阻力43计算传热系数439.2塔底再沸器：449.3原料预热器459.4 管道设计与选择45塔顶回流管459.4.2 塔顶蒸汽出口管46塔顶产品出口管469.4.4 进料管469.4.5 塔釜出料管479.4.6

6、塔釜回流管479.4.7 塔釜产品出料管489.4.8 冷凝水管489.5 泵499.5.1 进料泵499.5.2 回流泵4910.设计结果汇总5011. 参考文献及设计手册52第四节设计感想53绪论一. 化工原理课程设计的目的与要求1. 提高学生综合运用所学知识进行化工工艺设计的能力。2. 提高学生分析问题和独立工作的能力。3. 培养学生实事求是的科学态度和严谨认真的工作作风。4. 提高学生工程绘图的能力。二. 化工原理课程设计的基本内容1. 设计方案的确定:所选定的工艺流程设备形式等的理论依据。2. 主要设备的化工工艺及结构计算:物料衡算、能量衡算、工艺参数的选定、设备的主要结构尺寸的确定

7、等。3. 附属设备的设计或选型：主要附属设备的主要工艺尺寸的计算和设备型号规格的选定4. 工艺流程图：以单线图的形式描绘，标出主体设备与附属设备的物料流向、物流量和主要测量点等，用2号图纸绘制。5. 主要设备装配图：图面应包括设备的工艺尺寸主要零部件的结构尺寸、技术特性表和接管表等，用1号图纸按工程制图要求绘制。6. 设计说明书：包括目录、设计任务书、流程图、设计方案的说明与论证、设计计算与说明、对设计中有关问题的分析讨论、设计结果汇总（主要设备尺寸各物料量和状态能耗主要操作参数以及附属设备的规格型号等）和参考文献目录。三化工原理课程设计的基本程序1.准备工作：认真阅读设计任务书，明确所要完成

8、的设计任务。结合设计任务进行生产实际的调研，收集现场资料，或查阅技术资料，以便了解与设计任务有关的典型装置的工艺流程主体设备结构附属设备及测量控制仪表的装配情况等，为后面的设计工作做好准备。2.确定设计方案，绘制工艺流程图。3.进行工艺设计计算。4进行设备的结构结构设计，绘制主体设备的总装配图。5.进行附属设备的设计计算和选型。6.编写设计说明书。第一节 概述1.1精馏操作对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：

9、 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

10、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 体系介绍常压下甲醇与水的二元溶液就属正偏差溶液。由于对于一定的x值，其两组分的蒸汽压均比理想溶液计算的值偏高，必然泡点比理想溶液的低，在t-x-y图中其泡点线除两端点外均下移，使泡点线与露点线之间的间距增大，亦即使a增大。甲醇水体系汽液平衡数据 (101.325kPa)：参考课程设计数据t/xya100.00.000.0096.40.020.1347.5893.50.040.237.1791.20.060.3046.8489.30.080.3656.6187.70.100.41864684.40.150.51

11、76.0781.70.200.5795.50780.300.6654.6375.30.400.7294.0473.10.500.7793.5271.20.600.8253.1469.30.700.872.8667.50.800.9152.69660.900.9582.53650.950.9792.4564.51.01.0备注：，算得常压下不同温度时甲醇对水的相对挥发度。常压下甲醇-水物系的t-x-y图与y-x图如下图所示：1.3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。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

12、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。 1.3.1泡罩塔泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要原件为升气管及泡罩。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺寸分为、三种，可根据塔径的大小选

13、择。通常塔径小于1000mm，选用的泡罩；塔径大于2000mm，选用的泡罩。泡罩筛板的主要优点是操作弹性较大，液汽范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代。在设计中除特殊需要（如分离黏度大、易结焦等物系）外一般不宜选用。1.3.2 筛板塔筛孔塔板简称筛板，结构特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3到8mm）和大孔径筛板（孔径为10到25mm）两类。工业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离黏度大、易结焦的物系）。筛板

14、的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力大；气体分散均匀，传质效率高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦，黏度大的物料。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。1.3.3浮阀塔浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平的进

15、入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮阀应用最为普遍。浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高黏度的物料时，阀片易于塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。应予指出以上介绍的仅是几种较为典型的浮阀形式。由于浮阀具有生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，

16、是目前新型塔板研究开发的主要方向。近年来研究开发出的新型浮阀有船型浮阀、管型浮阀、梯形浮阀、双层浮阀、V-V浮阀、混合浮阀等，其共同的特点是加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动更趋于合理，操作弹性和塔板效率得到进一步的提高。但应指出，在工业应用中，目前还多采用F1型浮阀，其原因是F1型浮阀已有系列化标准，各种设计数据完善，便于设计和对比。而采用新型浮阀，设计数据不够完善，给设计带来一定的困难，但随着新型浮阀性能测定数据的不断发表及工业应用的增加，其设计数据会不断完善，在较完善的性能数据下，设计中可选用新型浮阀。1.4 设计要求设计条件：体系：甲醇-水体系 已知：进料量F=24

17、0 kmol/h进料浓度= 0.15（摩尔分数）进料状态：q 1 操作条件：塔顶压强为4 kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热 全塔效率ET = 52%分离要求： = 0.995 ；= 0.002 ；回流比/ =1.6 。1.5精馏塔的设计步骤a) 根据设计任务和工艺要求，确定设计方案；b) 根据设计任务和工艺要求，选择塔板类型；c) 确定塔径、塔高等工艺尺寸d) 进行塔板的设计，包括溢流装置的设计塔板的布置升气道（泡罩筛孔或浮阀等）的设计及排列；e) 进行流体力学验算；f) 绘制塔板的负荷性能图；g) 根据负荷性能图，对设计

18、进行分析，若设计不够理想，可对某些参数进行调整，重复上述设计过程，一直到满意为止。第二节 设计方案的确定2.1操作条件的确定2.1.1 操作压力塔的操作压力的选择实际上是塔顶和塔底温度的选取问题。在塔顶产品的组成确定以后，塔顶的温度和压力只能选定一项。 进料状态若进塔原料为过冷液体，q值大，则热量主要由塔釜输入，必要求蒸馏釜的传热面积大，设备体积大，此外，因提馏段气液流量大，提馏段塔径要加大。于是，冷液进塔虽可减少理论塔板数，使塔高降低，但蒸馏釜及提馏段塔径增大，亦有不利之处。泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。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。所以根据

19、设计要求，泡点进料，q1。 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3kgf/cm2（温度130）间接水蒸汽加热。 冷却剂与出口温度采用深井水，入口温度t12，由于水的出口温度一般不能超过50左右，否则溶解于水中的无机盐将会析出，在传热壁面上形成污垢而影响传热效果。同时考虑到塔顶产品与冷却剂之间必须保持10到20的传热温差，取冷却剂出口温度为30 回流比（R）的选择实际操作的必须大于，但并无上限限制。选定操作时应考虑，随选值的增大，塔板

20、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，即操作费用增大。若值过大，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系如下图所示。总费用最低点对应的值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳值，常用的适宜R值范围为：（1.22）。本设计考虑以上原则选用：1.6。2.1.6热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝

21、。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。2.2 确定设计方案的原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。满足工艺和操作的要求    所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪

22、表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。满足经济上的要求     要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。保证生产安全   生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，

23、为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。第三节 板式精馏塔的工艺计算1理论塔板数的计算与实际板数的确定1.1 理论板数计算1.1.1 物料衡算质量分数与摩尔分数转换：质量分数摩尔分数0.2390.150.9950.9911460.0020.001126已知进料量，进料组成，进料设计要求： 衡算方程 ： 1.1.2 q线方程 读图可知平衡线和q线交点为1.1.3 Rmin和R的确定1.1.4 精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程： 1.1.5精馏段和提馏段气液流量的确定已知 D36.09kmol/h R2.05精馏段：LRD73.985kmol/h V（R1）D110.0745kmo

24、l/h提馏段：LLqF73.985+240=313.985kmol/h VV（1q）FV110.0745kmol/h1.1.6提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程：1.1.7 逐板计算法逐板计算法,就是从塔顶或塔底出发,交替使用相平衡方程和操作线方程,逐板计算各理论板的气、液相组成,直到达到规定的分离要求为止。每利用一次相平衡关系就算做一块理论塔板，利用相平衡关系的总次数就是所需的总理论板数。根据已知条件编写逐板计算程序，利用MATLAB程序进行求解，运行可得如下结果：计算结果精馏段理论塔板数为：9(块)提馏段理论塔板数为：5.925611e+000(块)共需理论塔板数为：1.492561e

25、+001(块)由上往下，各塔板上的液相组成：a = Columns 1 through 11 0.9790 0.9594 0.9280 0.8779 0.8001 0.6838 0.5118 0.3054 0.1592 0.1057 0.0586 Columns 12 through 15 0.0259 0.0098 0.0033 0.0009由上往下，各塔板上的气相组成：b = Columns 1 through 11 0.9911 0.9829 0.9698 0.9487 0.9150 0.8627 0.7845 0.6690 0.5303 0.4320 0.2995 Columns 12

26、 through 150.1652 0.0717 0.0259 0.0075操作线上的点平衡线上的点（） （）() ()（） （）() ()（） （）() ()（） （）() ()（） （）() ()（） （）() ()（） （）() ()（） （）1.1.8 MT图解法图解法以在y-x直角坐标中的直角阶梯法最为常用。图解法简单步骤：1) 首先在直角坐标上作出恒压下的y-x相平衡线和对角线。2) 在x轴上定出、三点，并通过三点做垂线交对角线于a、e、b三点。3) 借助于q线，作出精馏段和提馏段的操作线。4) 从点a开始在平衡线和精馏段操作线之间做梯级，当梯级跨过两段操作线交点d时，改在相平衡线

27、和提馏段操作线之间做梯级，直到梯级达到或跨过b点为止。5) 梯级在相平衡线上的顶点数即为所需要的理论板数。若塔顶采用分凝器，则分凝器相当于一块理论版，应从总梯级数中减去1；塔底再沸器是否相当于一块理论板需要看再沸器的型式，一般情况下可以看做一块理论板予以扣除。6) 进料板相当于跨过交点d的梯级。读图可知：精馏段理论板数9块，提馏段理论板数=6块1.2实际板层数的确定(以逐板计算法为依据)2精馏塔操作条件计算2.1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

28、于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力 单板压降进料板压力塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力2.2操作温度的计算泡点进料： 通过“t-x-y”图查得：进料板温度塔顶温度： 塔底温度： 精馏段平均温度提馏段平均温度2.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 密度及流量设甲醇为a，水为b甲醇分子量为：32.04kg/kmol ()水的分子量为：18.01 kg/kmol ()、精馏段精馏段平均温度74.6查t-x-y图得 xa0.435，ya0.748查表得：= 738.2(按饱和液体计)，液相平均分子量：气相平均分子量：液相密度： 气相密度：（气相视为理想气体）液相流量： 气相流量：

29、、提馏段提馏段平均温度：91.7查t-x-y图得液相平均分子量：气相平均分子量：液相密度：气相密度：（气相视为理想气体）液相流量： 气相流量： 液相表面张力的确定：查化工原理附录2水的物理性质及附录9有机液体的表面张力共线图知：塔顶液相表面张力, 进料板液相表面张力, 塔底液相表面张力，精馏段平均液相表面张力提馏段平均液相表面张力全塔平均液相表面张力 液体平均粘度计算塔顶液体粘度:,进料板液体粘度:,塔釜液体粘度:,精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度全塔平均液相粘度3 塔径的确定3.1精馏段设 0.021 由图12-41得到0.146允许有效空塔速度取安全系数为0.6, 0.6=2.3m/s

30、圆整取塔径为1.0m实际空塔气速即初步核算：雾沫夹带： 取 查图可知 0.05668m2 液层上部的气体速度 ， 停留时间：自以上两项核算初步认为塔径取1.0m是合适的。3.2提馏段 设 =0.45m,=0.06m0.075 由图12-41得到0.0080.098允许有效空塔速度0.6=1.9m/s取塔径为1.0m，实际空塔气速即初步核算：雾沫夹带： 取 查图可知 0.05668m2 液层上部的气体速度 ， 停留时间：自以上两项核算初步认为塔径取1.0m是合适的。4.塔有效高度精馏段有效高度 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

31、高(0.7-0.6)×18/7+（0.7-0.45）（12/7）=0.514mZ=+1.4=10.2+4.95+0.514=15.7m5.整体塔高(1)塔顶空间HD取HD=1.6=0.96m加一人孔0.6米,共为1.56m(2)塔底空间塔底储液高度依停留4min而定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+0.5360=1.5360m(3)整体塔高 6.塔板主要工艺参数确定精馏塔：已知条件：T=74.6 P=111.6kPa =0.7922 =0.0006025 =1.1 =822.4 36.34mN/m =0.328mPa/ s提馏段：已知条件：T=

32、91.7 P=122.8kPa =0.7571 =0.0017531 =0.889 =934.328 56.91mN/m =0.303mPa/ s6.1溢流装置单溢流又称直径流。液体自受液盘横向流过塔板至溢流堰。此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。堰长lw精馏段： 堰长 0.66m提馏段： 堰长 0.66m出口堰高hw精馏段：求 由图12-48查得E=1.03 0.0065m应大于6mm，不宜大于70mm。求前面已假设： 故取为0.05。提馏段：求 由图12-48查得E=1.04

33、 0.0133m求前面已假设： 故取为0.05。弓形降液管宽度Wd和面积Af精馏段：求液面梯降由图12-46得=内外堰间距离取 查图可知 0.05668m2 液层上部的气体速度 ， 停留时间：提馏段：求液面梯降由图12-46得=内外堰间距离取 查图可知 0.05668m2 液层上部的气体速度 ， 停留时间：6.1.4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，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm。即=-0.006也可按下式计算： 式中-液体通过底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取=（0.07，0.25）m/s。精馏段：取=12m

34、m提馏段：取=0.1m/s，得=26mm6.2塔板布置及筛孔数目与排列6.2.1塔板的分块D800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为3块。6.2.2边缘区宽度确定精馏段： 查表10-33弓形宽度与面积 取0.07m,0.05m。提馏段： 查表10-33弓形宽度与面积 取0.07m,0.05m。6.2.3开孔区面积计算 筛孔计算及其排列精馏段：取则t=12mm对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即查表10-33弓形宽度与面积 取0.07m,0.05m。0.306m0.45m0.306/0.45=0.68得 0.5046 筛孔按正三角形排列，筛孔数目开孔率为气体通过阀孔的气速为提馏段：取则t=

35、12mm对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即查表10-33弓形宽度与面积 取0.07m,0.05m。0.306m0.45m0.306/0.45=0.68得 0.5046筛孔按正三角形排列，筛孔数目开孔率为气体通过阀孔的气速为7.筛板的力学检验 7.1塔板压降7.1.1干板阻力计算精馏段：甲醇-水体系无腐蚀性，可选用碳钢板取，由图12-58得提馏段：取，由图12-58得7.1.2液体表面张力的阻力计算计算精馏段：表面张力压头提馏段：表面张力压头7.1.3气体通过每层塔板的液柱高精馏段： 由图12-59得液层的有效阻力0.046m液柱则提馏段： 由图12-59得液层的有效阻力0.05m液柱则

36、7.2 液面落差对于D1.6m的筛板，液面落差可以忽略不计。7.3液沫夹带精馏段：0.0025，符合要求。提馏段：，符合要求。7.4漏液精馏段：下限气速 K=即按漏液气速考虑的负荷下限为设计负荷值的59.5%。K值应大于1，宜在1.5及2.0之间，塔的操作可有较大弹性。提馏段：下限气速 K=即按漏液气速考虑的负荷下限为设计负荷值的66%。K值应大于1，宜在1.5及2.0之间，塔的操作可有较大弹性。7.5液泛精馏段：降液管内液面高度 =0.0565+0.0008854+0.0741=0.131486m液柱为了防止液泛现象，应使 式中 故不可能产生降液管内液泛。提馏段：降液管内液面高度 =0.06

37、33+0.001597+0.07154=0.136437m液柱为了防止液泛现象，应使 式中 故不可能产生降液管内液泛。8.塔板负荷性能图8.1漏液线下限气速得精馏段：=得=提馏段：=得=8.2液沫夹带线以kg液/kg汽为限求-关系：由精馏段：0.125+2.266提馏段： 0.125+2.2888.3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，由式计算整理得 精馏段 提馏段 精馏段 提馏段 8.4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： 提馏段： 8.5液泛线由，得其中精馏段： 精馏段所以精馏段： 提馏段： 提馏段所以提馏段： 8.6操

38、作弹性由图，故精馏段操作弹性为 /=3.4 由图，故提馏段操作弹性为/=3.43 精馏段提馏段操作弹性均大于3小于5,符合要求。9. 辅助设备及零件设计9.1塔顶冷凝器（固定管板式换热器）甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式估计换热面积甲醇-水冷凝蒸汽的数据tD=64.7 冷凝蒸汽量：压力105.3KPa 温度64.7 甲醇冷凝潜热.,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始温为12，取冷凝器出口水温为20，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/kg.)Pa.s(w/(m.)甲醇-水1.24.2115450.1888水998.954.1

39、874110.8×10-50.5912a. 设备的热参数：b冷却水的流量：c平均温度差：根据“传热系数K估计表”取K=1100W/(m2.) 传热面积的估计值为：将此面积作为公称面积，在化工原理附录中选择换热器，并列出所选择的换热器参数。公称直径DN/mm400公称面积/m220公称压力 PN/（MPa）0.6换热管尺寸/mm25管子排列方法正三角形管长/m3管子外径/mm25管数n/根86管程数N4壳程数1管程通道面积/m20.00692按上列数据核算管程、壳程的流速及Re:（一）管程流通截面积：管内水的流速（二）壳程 单程按正三角形排列取管心距横过管束中心线的管数 取=11流通截

40、面积：壳内甲醇-水流速 当量直径 计算流体阻力管程流体阻力结垢校正系数，无因次。的换热管取1.4 N=1 设管壁粗糙度为0.1mm，则/=0.005,查得摩擦系数=0.022 符合一般要求壳程流体阻力 Re=907>500，故管子排列为正三角形排列，取F=0.5挡板数 5块 代入得 取污垢校正系数F=1.0故管壳程压力损失均符合要求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管内流体强制湍流时的给热系数为Pr=7.85壳程对流给热系数膜层湍流时冷凝给热系数Re=1992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=1.3kW/(m

41、2.)计算传热面积 A=17.2m2所选换热器实际面积为A=n=20.3m2裕度所选换热器合适9.2塔底再沸器：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=183/0.8=228.8m29.3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=0.15根据上式可知：Cpc=2.48×0.15+4.13

42、8×0.85=3.8893kJ/(kgK)设加热原料温度由20到84.5 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=6.05/0.8=7.6m29.4 管道设计与选择塔顶回流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：57mm3.5mm实际管内流速： 塔顶蒸汽出口管取蒸汽流速为30m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：219mm15mm实际管内流速：9.4.3塔顶产品出口管设产品流速为1.5m/s,经圆整选取冷拔无缝钢管，规格：25mm3mm实际管内流速：9.4.4 进料管进料液

43、密度设进料流速为1.0m/s,经圆整选取冷拔无缝钢管，规格：45mm1mm实际管内流速： 塔釜出料管 取适宜的输送速度uw=0.8m/s则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：45mm2.5mm实际管内流速： 塔釜回流管取适宜的输送速度uw=0.5m/s则经圆整选取冷拔无缝钢管，规格：40mm1.5mm实际管内流速： 塔釜产品出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度uw=0.8m/s则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：45mm2.5mm实际管内流速： 冷凝水管深井水温度为12，水的物性数据：=999.4kg/m3,=,=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

44、际流速为m/s9.5 泵 进料泵流量管路压降每100m下降9807Pa。精馏塔高度18.8m 进料口高度 6.486m。储罐液面高度取0.5m。 泵的性能参数：型号IS65-40-200流量/(m3/h)扬程/m转速/(r/min)汽蚀余量/m泵效率/%轴功率/KW7.513.214502.0430.63 回流泵流量管路压降每100m下降9807Pa。第一块板高度17.24m 冷凝器高度放在第三层楼上H1=11m。 泵的性能参数：型号IS50-32-160流量/(m3/h)扬程/m转速/(r/min)汽蚀余量/m泵效率/%轴功率/KW3.75814502.0480.2810.设计结果汇总参数符

45、号参数名称精馏段提馏段T m (C)平均温度74.691.7P m (kpa)平均压力111.6122.8M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质24.1118.78M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量28.5021.97lm (kg/m)液相平均密度822.4934.328vm (kg/m)气相平均密度1.10.889m (dyn/cm)液体平均表面张力36.3456.91m (mpa·s)液体平均粘度0.3280.303Vs(m/s)气相流量0.79220.7571Ls (m/s)液相流量0.00060250.0017531N实际塔板数1812Z( m)有效段高度10.24.

46、95D(m)塔径1.01.0H T(m)板间距0.60.45 (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0.660.66h W (m)堰高0.050.05hl (m)板上液层高度0.05650.0633h OW (m)堰上液层高度0.00650.01333h O (m)降液管底隙高度0.0120.026W d (m)降液管宽度0.1240.124W s (m)安定区宽度0.070.07W c (m)边缘区高度0.050.05Aa (m2 )有效传质面积0.50460.5046A T (m)塔横截面积0.7850.785A f (m)降液区面积0.056680.05668A O （m）筛孔面积0.0509650.050965d O（m）筛孔直径0.0040.004t（m）孔中心距0.0120.012n筛孔数目40484048（%）开孔率10.110.1U （m/s）空塔气速1.0090.965U O （m/s）筛孔气速15.615K稳定系数1.681.5H c （m液柱）干板阻力0.02360.01533H l （m液柱）液体有效阻力Hl0.0460.05H（m液柱）液体表面张力阻力0.00450.00621H p （m液柱）总阻力0.07410.07154P（