甲醇水分离过程板式精馏塔的设计

1、 化工原理课程设计计算说明书题 目： 甲醇水精馏塔设计 学院名称： 化学工程学院 专 业： 化学工程与工艺 班 级: 11-1 姓 名： 赵讯 学 号： 11402010116 指导教师： 张亚静 2014年 1月 10日 目 录第一章 设计任务书.1第2章 设计原则.2第三章 设计步骤.3第四章 精馏塔的工艺计算.4第5章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.9第六章 塔板主要工艺尺寸的计算.11 第7章 筛板的流体力学验算.15 第八章 塔板负荷性能图.18第九章 辅助设备的计算和选型.21设计评述.27参考文献.27 第一章 设计任务书1.1 设计题目设计题目：甲醇水分离过程板式精馏塔

2、的设计 设计要求：年产纯度为99%(质量分数，下同）的甲醇，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.05%，原料液中含甲醇22%。生产能力11100L/h1.2操作条件1) 操作压力 常压 2) 进料热状态 饱和进料 3) 回流比 自选 4) 塔底加热蒸气压力 0.3Mpa（表压）1.3塔板类型筛孔塔1.4 工作日每年工作日为330天，每天24小时连续运行。1.5 设计说明书的内容(1) 流程和工艺条件的确定和说明(2) 操作条件和基础数据(3) 精馏塔的物料衡算； (4) 塔板数的确定； (5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板主要工艺尺寸的计算

3、； (8) 塔板的流体力学验算； (9) 塔板负荷性能图； (10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取(11) 塔板主要结构参数表(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论第二章 设计原则2.1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。必须具体考虑如下几点：2.1.1满足工艺和操作的要求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

4、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，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。2.1.2满足经济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。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用

5、哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。2.1.3满足安全生产的要求例如甲醇属易燃有毒物料，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。2.2精馏操作对塔设备的要求和类型2.2.1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

6、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： 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

7、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。2.2.2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，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。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。 筛板塔也是传质过程

8、常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易堵塞。第三章 设计步骤3.1精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行： 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接

9、管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 抄写说明书。 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。3.2 确定设计方案本设计任务为分离甲醇水混合物。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第四章 精馏塔的工艺计算4.1物料衡算4.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：水的摩尔质量为： 原料液摩尔分率：xF=22/32.04/(2

10、2/32.04+78/18.01)=0.1369塔顶摩尔分率：xD=99/32.04/(99/32.04+1/18.01)=0.9824塔底摩尔分率：xW=0.05/32.04/(0.05/32.04+99.95/18.01)=0.000284.1.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量：MF=0.1369×32.04+(1-0.1369) ×18.01=19.9307 kg/kmol塔顶产品平均摩尔质量MD=0.9824×32.04+(1-0.9824) ×18.01=31.7931kg/kmol 塔底产品平均摩尔质量 MW=0.0

11、0028×32.04+(1-0. 00028) ×18.01=18.0139 kg/kmol4.1.3全塔物料衡算由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据得: xD=0.9824. T=64.29T=64.29时，甲醇密度=747 kg/m3 水密度=980.8 kg/m3塔顶的平均密度=747×0.9824+18.01×（1-0.9824）=751.124 kg/m3D=11100L/h=11.1 m3/h=11.1×751.124×103/31.793=262.243kmol/h F=D+W F xF =D xD +W xW F=188

12、4.992kmol/h W=1622.75kmol/h式中 F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW釜残液流量，kmol/hXF原料液中易挥发组分的摩尔分数XD流出液中易挥发组分的摩尔分数XW釜残液中易挥发组分的摩尔分数4.2精馏段操作线方程甲醇水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据（表1），绘出x-y图，见图4.1。表1 温度/xy温度/xy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87

13、089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665查得:y=0.4960，x=0.1369Rmin=(xD-y)/(y-x)=（0.9824-0.4960）/(0.496-0.1369) =1.354R=1.7Rmin=1.7*1.354=2.3L=RD=2.3*262.243=601.85kmol/hV=(R+1)*D=(2.3+1)*262.243=864.09 kmol/hV=V=846.09 kmol/h

14、L=L+F=601.85+1884.992=2486.842 kmol/h4.3提馏段操作线方程4.4进料方程由于为泡点进料，则q=1 y=0.49604.5图解法确定塔板数X可知，总理论塔板数NT为13块(包括再沸器)进料板位置NF为自塔顶数起第8块。4.6 理论板层数NT的求取操作温度表3-1甲醇水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/液相气相温度/液相气相温度/液相气相1000084.40.150.51769.30.700.87096.40.020.13481.70.200.57967.60.800.91593.50.040.23478.00.300.66566.00.900.95891

15、.20.060.30475.30.400.72965.00.950.97989.30.080.36573.10.500.77964.51.01.087.70.100.41871.20.600.825由上表数据（贾绍义,柴诚敬主编化工原理课程设计天津:天津大学出版社，2002）作甲醇-水的t-x-y图如下图3-1所示：由上表和上图可知：塔顶温度：tD=64.29进料板温度：tF=85.31塔底温度：tW=99.884.7液体黏度液相平均黏度依下式计算，即塔顶液相平均黏度的计算：由tD=64.29，查液体黏度共线图，得A=0.409 mPa·s，B=0.475 mPa·slgD

16、m=0.9824lg0.409+(1-0.9824)lg0.475Dm=0.41 mPa·s塔底液相平均黏度的计算：由tW=99.88，查液体黏度共线图，得A=0.343 mPa·s，B=0.269 mPa·slgLm=0.00028lg0.343+(1-0.00028)lg0.269Lm=0.269 mPa·s所以，L=(0.41+0.269)/2=0.339mPa·s 4.8全塔效率E0=0.49(uL)-0.245=0.49×(6.13×0.339) -0.245=0.40则E0= 1.2E0=1.2×0.4

17、0=0.48 精馏段理论塔板数 NT=8块 提馏段理论塔板数 NT=4块 精馏段实际塔板数 N精=8.8/48.04%=17块 提馏段实际塔板数 N提=3.2/48.04%=9块 4.9塔效率 = xD×D/(xF×F)=262.243*0.9824/0.1369*1884.992=99.90%100第五章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5.1操作压力操作压力：5.2操作温度查甲醇水的图，可知：塔顶温度：tD=64.29进料板温度：tF=85.31塔底温度：tW=99.88精馏段平均温度：tm=(64.29+85.31)/2=74.85.3平均摩尔质量5.3.1塔顶混

18、合物平均摩尔质量计算由y1= xD=0.9824，查平衡曲线，得x1=0.958，则MVDm =0.9824×32.04+(1-0.9824)×18.01=31.79 kg/komlMLDm =0.958×32.04+(1-0.958)×18.01=31.45 kg/koml5.3.2进料板混合物平均摩尔质量计算由xF=0.1369，查平衡曲线，得yF=0.497MVFm =0.497×32.04+(1-0.497)×18.01=24.98 kg/komlMLFm =0.1369×32.04+(1-0.1369)×

19、18.01=19.931 kg/koml5.3.3精馏段混合物平均摩尔质量MLm=(31.45+19.931)/2=25.6905 kg/komlMVm=(31.79 +24.98)/2=28.386 kg/koml5.4 精馏段的平均密度5.4.1 气相平均密度由理想气体状态方程：Vm=P MVm/R Tm=101.325×28.386/8.314×(273.15+74.8)=1.052kg/m35.4.2液相平均密度液相平均密度依下式计算：塔顶液相平均密度由tD=64.29，查手册得A=745. kg/m3，B=983.038 kg/m3，且已知塔顶中甲 醇的质量分率为

20、0.99，则LDm=1/0.99/745+(1-0.99)/983.038=746.81 kg/m3进料板液相平均密度由tF=85.31，查手册得A=717kg/m3，B=973.81 kg/m3，且已知进料液中甲醇的质量分率为0.22，则LFm=1/0.22/717+(1-0.22)/973.81=902.68 kg/m3精馏段液相的平均密度 Lm=(746.81+902.68)/2=824.745kg/m35.5 液体平均表面张力液体表面平均张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由tD=64.29，查手册得A=18.09 mN/m，B=65.057 mN/mLDm=0.9824

21、15;18.09+(1-0.9824) ×65.057=18.917mN/m进料板液相平均表面液体表面平均张力依下式计算，即由tF=85.31，查手册得A=16.87 mN/m，B=63.073mN/mLFm=0.1369×16.87+(1-0.1369) ×63.073=56.75mN/m精馏段液相平均表面张力计算 Lm=(18.917+56.75)/2=37.83 mN/m 第六章 塔板主要工艺尺寸的计算6.1塔径计算精馏段气、液相体积流率为： Vs=V MVm/3600Vm=(R+1)D×28.386/(3600×1.052)=6.486

22、 m3/s Ls= L MLm/3600Lm=R*D×25.69/(3600×824.745)=0.00522 m3/s由式中C由求取，其中C20由图查取，图的横坐标为 Ls/ Vs(L/V)1/2=(0.00522/6.486) ×(824.745/1.052) 1/2=0.0225取板间距HT=0.55m，板上液层高度hL=0.05m，则 HT- hL=0.55-0.05=0.5m其中的 由史密斯关联图（姚玉英化工原理（下）P158页图3-7史密斯关联图），0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.

23、070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05 史密斯关联图 查史密斯关联图得C20=0.11 C=0.11×(37.83 /20)0.2=0.125 umax=0.125×(824.745-1.052)/ 1.052 1/2=3.50 m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为： u=0.8 umax=0.8×3.5=2.8 m/s =(4×6.486/3.14/2.8) 1/2=1.72m按标准塔径圆整后为D=1.8m塔截面积为AT =3.14*D2/4=3.14*1.8*1.8/4 =2.54m2 实际空塔气速为u=

24、6.486/2.54=2.55m/s6.2 精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为 Z精=(N精-1) HT=(17-1) ×0.55=8.8 m提馏段有效高度为 Z提=(N提-2) HT=(9-1) ×0.55=4.4m在进料板上开两个、下方开一个人孔，其高度均为0.7m。故精馏塔的有效高度为 Z= Z精+ Z提+0.7×2=8.8+4.4+0.7×2=14.6m 6.3溢流装置计算塔板溢流形式有：U型流、单溢流、双溢流和阶梯流。表 溢流形式选择塔 径小塔、液体流量小塔径小于2.2m塔径大于2m塔径很大、液体流量很大溢流形式U型流单溢流双溢流阶梯流因塔径D

25、=1.8m，选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下6.3.1堰长取=0.6D=0.6×1.8=1.08 m 6.3.2溢流堰高度由=hL-how,选用平直堰，堰上液层高度式中 堰高，m 板上液层高度，m 堰上液层高度，m近似E=1，则 =2.84×1×(0.00522×3600/1.08）2/3/1000=0.0191m取板上清液层高度hL=0.06 m，故 =hL-how=0.06-0.0191=0.0409 m6.3.3弓形降液管宽度和截面由弓形降液管的参数图（姚玉英化工原理（下）P163页图3-12弓形降液管的宽度与面积）查得由/D=0

26、.6，查弓形降液管宽度和面积图，得Af/ AT=0.055，Wd/D=0.125故 Af=0.055 AT=0.055×2.54=0.140m2 Wd=0.11D=0.11×1.8=0.198 m液体在降液管中的停留时间 t=3600 AfHT/ Ls=3600×0.14×0.55/0.00522×3600=14.75 s>5 s故降液管设计合理。式中 Lh塔内液体流量，m3/h HT板间距，m Af弓形降液管截面积，m26.3.4降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。，取u0=0.16 m/s式中 Lh塔内液

27、体流量，m3/h lw堰长，m 液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s h0= Ls/3600 u0=0.00522×3600/(3600×1.08×0.16) =0.030 2m - h0=0.0409-0.030 2=0.0107m>0.006 m故降液管底隙高度设计合理。6.4 塔板布置因，故塔板采用分块式。查分块式单流型塔板的堰长、弓形宽及降液管总面积的推荐值表得，塔板分为3块。6.4.1边缘区宽度计算取Ws=Ws=0.05 m，Wc=0.05 m。6.4.2开孔区面积计算x=(D/2)-( Wd+W

28、s)=(1.8/2)-(0.225+0.05)=0.67 m r=(D/2)- Wc=(1.8/2)- 0.05=0.85m故开孔区面积 =20.67×(0.852-0.672) 1/2+3.14×0.852×sin-1(0.67/0.85)/180 =2.53 m2式中 边缘区宽度，m 开孔区面积，m2 弓形降液管宽度，m 破沫区宽度，m6.4.3筛孔计算及排列本题所处的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径d0=5 mm，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3 d0=15 mm筛孔数目n=1.155Aa/t2=1.155×2.53/0.0152=129

29、87个开孔率为=n*3.14*d2/4=10.07气体通过阀孔的气速为u0= Vs/A0=6.486/0.1007/2.53=25.46m/s式中 开孔区面积，m2 t孔间距，m 第七章 筛板的流体力学验算7.1塔板压降7.1.1干板阻力计算式中 气体通过筛孔的气速，m/s C0干筛孔的流量系数 、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3由，查流量系数图得故hc=0.051(u0/c0) 2 ( V/L)=0.051×(25.46/0.772) 2×(1.052/824.745)=0.071m液柱7.1.2气体通过液层的阻力计算单流型塔板u0=Vs/(AT-Af)=6.48

30、6/(2.54-0.14)=2.70 m/sF0= u0V1/2=2.70×1.0521/2=2.77 查充气系数图，得=0.59所以=0.59×0.06=0.03454m液柱式中 Vs塔内气体流量，m3/s AT塔截面积，m2 Af弓形降液管截面积，m2式中 hL板上液层高度，m 充气因数，无量纲。液相为水时，=0.6,油时，=0.20.35，为碳氢化合物时，=0.40.57.1.3液体表面张力的阻力计算=4L/Lg d0=4×37.83×10-3/(824.745×9.81×0.005)=0.00374m液柱气体通过每层塔板的液柱

31、高度=0.071+0.03454+0.00374=0.1093m液柱气体通过每层塔板的压降为=hpLg=0.1093×824.745×9.81=884.32Pa>80mmH2O=784.56 Pa（设计允许值）式中 d0孔直径，m m操作物系的液体平均表面张力，mN/m7.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响液面落差7.3 液沫夹带液沫夹带量hf=2.5 hL=2.5×0.06=0.15 m故ev=5.7×10-6×2.70/(0.55-0.15)3.2/37.83×10-3=0.0

32、68kg液/kg气<0.1 kg液/kg气 式中 板上液层高度，m HT板间距，m m操作物系的液体平均表面张力，mN/m ua气体通过筛孔时的速度，m/s故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。7.4 漏液 对筛板塔，漏液点气速 =4.4×0.772×(0.0056+0.13×0.06-0.00374)824.7/1.0521/2 =9.35m/s实际孔速u0=25.46 m/s> 稳定系数K= u0/=25.46/9.35=2.723>1.5式中 板上液层高度，mC0干筛孔的流量系数、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3 与液体表面张力压强降

33、相当的液柱高度，m故在本设计中无明显漏液。7.5 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从 式中 HT板间距，m hw堰高，m 系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。则( HT+)=0.5×(0.55+0.0409)=0.295 m板上不设进口堰，则液柱Hd=hp+hL+hd=0.1093+0.06+0.001=0.1703m因，故在本设计中不会发生液泛现象。 第八章 塔板负荷性能图8.1漏液线由 得： =4.4×0.772×0.1007×2.53×(0.0056+0.130.04

34、09+2.84×1(3600Ls/1.08 )2/3/1000-0.0036×824.7/1.052) 1/2=24.22(0.00732+0.0824 Ls2/3) 1/2在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列表如下：0.00060.00150.00300.00452.1542.2202.3022.370由上表数据可作出漏液线。8.2 液沫夹带线以为限，求关系如下：由ua=Vs/(AT-Af)= Vs/(2.54-0.14)=0.417 Vs=0.0409 m=2.84×1×(3600Ls/1.08)2/3/1000=0.634Ls2/3

35、 m故：hf=2.5(0.0409+0.634 Ls2/3)=0.102+1.585Ls2/3 HT-hf=0.55-0.102-1.585 Ls2/3=0.448-1.585Ls2/3 ev=5.7×10-6×0.417 Vs /(0.448-1.585 Ls2/3)3.2/37.83×10-3=0.1整理得：Vs=8.185-28.95Ls2/3在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列表如下：0.00060.00150.00300.00457.9797.8067.5837.48.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。取，则

36、Ls,min=(0.006×1000/2.84) 3/2 ×1.08/3600=0.000921m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。 8.4 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限。故：Ls,min= Af HT /5=0.140×0.55/5=0.0154m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线8.5 液泛线 由；联立得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中： 将有关的数据代入，得： a=0.051×(1.052/824.745)/(0.1007×2.53×0.772)2=0.001

37、68 b=0.5×0.55+(0.5-0.59-1) ×0.0409 =0.23 c=0.153/(1.08×0.0302) 2=143.824 d=2.84×10-3×1×(1+0.59) ×(3600/1.08) 2/3=1.008故：0.00168Vs2=0.23-143.824Ls2-1.008Ls2/3 Vs2=136.9-85609.5 Ls2-600 Ls2/3在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列表如下：0.00060.00150.00300.004511.51711.35111.12010.9

38、00由上表数据可作出液泛线。8.6 负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏夜控制。由图可查得：Vs,max=6.75 m3/s Vs,min=2.3m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=7.400/2.200=2.935 第九章 辅助设备的计算和选型9.1换热器9.1.1进料预热器热物料进口温度为：85 热物料出口温度为：45.0冷物料进口温度为： 冷物料出口温度为：64选取传热系数：K=500 W/m2·K查手册，得水的平均比热容为4.2 kJ/(kg·K)预热器的热负荷为：Q=Wccp

39、c(t2-t1)=1884.99×4.2×(85-45) =3.17×105 kJ/h传热温差：tm=(85-64)-(45-25)/ln(85-64)/ (45-25) =20.49传热面积：S=Q/Ktm=3.17×105×103/(500×3600×20.49)=8.6 m2由于塔底蒸汽压强为500Kpa600 Kpa，故选用固定板式列管换热器。（查姚玉英化工原理（上）P378页附录二十八）所选型号为G4001.622.3查管壳式换热器系列标准表可得：该冷凝器选用管总数146根，中心排管数7根，管长1.5m的固定管板式

40、换热器。9.1.2塔顶全凝器热物料进口温度为：64.29 热物料出口温度为：64.29冷物料进口温度为：20 冷物料出口温度为：30选取传热系数：K=700 W/m2·K查手册，得甲醇在64.29时的汽化热为，水全凝器的热负荷为： =(2.3+1) ×262.243×2500 =2.16×106 kJ/h传热温差：tm=(64.29-20)-（64.29-30)/ln(64.29-20)/ (64.29-30) =39.08传热面积：S=Q/Ktm=2.16×106×103/(800×3600×39.08)=19.

41、19m2查管壳式换热器系列标准表可得：该冷凝器选用管总数232根，中心排管数8根，管长2m的固定管板式换热器。9.2 接管9.2.1进料管选择流速为u=3体积流量为：Fs=F MLFm/3600LFm=1884.75×19.93/(3600×902.68)=0.0116 m3/s管线直径为；dF=(4 Fs/3.14uF) 1/2=(4×0.0116/3.14/3) 1/2=0.07 m管规格为：73×3 mm校核：实际流速：u=4 Fs/3.14 dF2=4×0.0116/(3.14×0.065) 2=1.1 m/s通常，液体流速取

42、0.53m/s，所以该液体流速在允许范围内。9.2.2回流管线选择流速为体积流量为：Ls=L MLDm/3600LDm=262.243×31.79/(3600×746.81)=0.0031 m3/s管线直径为：dL=(4 Ls/3.14uL) 1/2=(4×0.0031/3.14/2) 1/2=0.044管规格为：46×3 mm校核：实际流速：u=4 Ls /3.14 dL 2=4×0.002/(3.14×0.04) 2=0.6 m/s所以该液体流速在允许范围内。 9.2.3 釜液输送管塔底液相平均密度计算：由tw=99.88，查手册

43、，得，塔底液相的质量分率：Lwm=1/0.00028/719.87+(1-0.00028)/959.09=959.00 kg/m3选择流速为u=3体积流量为：Ws=W MW/3600LWm=1622.75×18.013/(3600×959)=0.0085m3/s管线直径为：dW=(4 Ws/3.14uW) 1/2=(4×0.0085/3.14/3) 1/2=0.060m管规格为：62×3mm校核：实际流速：u=4 Ws /3.14 dW 2=4×0.0085 /(3.14×0.062)=3.00m/s所以该液体流速在允许范围内。9.2.4塔顶蒸气管线VDm=P MVm/RT Dm=101.325×31.7931/8.314×(273.15+99.88)=1.039 kg/ m3选择流速为u=18体积流量为：Vs=V MVDm /3600VDm=262