精馏塔设计说明书

广州大学化学化工学院《化工原理》课程设计精馏塔设计设计项目：甲醇—水混合溶液精馏塔设计姓名：班级：11精工学号：1105200071指导教师：林璟设计日期：2014目录前言………………………5课程设计任务书…………6第一章设计方案的确定…………………71.1概述…………………71.2基本原理………………71.3设计方案原则…………71.4设计步骤………………71.5设计方案的内容………81.6操作压力………………81.7加热方式………………81.8进料状态………………81.9回流比…………………81.10热能利用……………8第二章精馏塔全塔物料衡算……………92.1精馏塔全塔物料衡算…………………92.2塔板数的确定…………10第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算……163.1操作压力的计算………163.2操作温度的计算………163.3平均摩尔质量计算……………………163.4平均密度计算…………173.5液体平均张力计算……………………193.6液体平均粘度计算……………………19第四章精馏塔的塔体工艺尺寸计算………204.1塔径……………………204.2精馏塔有效高度计算…………………23第五章溢流装置的计算……………………245.1溢流堰…………………245.2受液盘…………………255.3弓形降液管的宽度和横截面积………265.4降液管底隙高度h0…………………275.5塔板布置及浮阀数目与排列…………28第六章塔板的流体力学计算……………326.1精馏段流体力学验算…………………326.2提馏段流体力学验算…………………34第七章塔板负荷性能图…………………377.1精馏段塔板负荷性能图………………377.2提馏段塔板负荷性能图………………41第八章热量衡算…………468.1加热介质的选择………468.2冷却剂的选择………468.3热量衡算……………46第九章精馏塔的结构设计………………519.1筒体与封头……………519.2裙座……………………539.3人孔……………………559.4吊柱……………………559.5除沫器…………………569.6操作平台与梯子………589.7塔板结构………………589.8接管……………………599.9法兰的选择……………609.10冷凝器……………609.11塔总体高度设计……………………61第十章设计结果的讨论和说明……………73参考文献……………………65结束语………………………65附录…………66前言塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81）。一般采用重阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低。化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对甲醇和甲醇的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图等。化工原理课程设计任务书班级11精工姓名学号设计题目：甲醇—水连续精馏塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离甲醇-水混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理80000+600×17吨甲醇-水混合物。2、原料液中含甲醇（30+0.6×17）%（质量），其余为水。3、产品要求：馏出液中的甲醇含量为xD=97%（质量）。釜液中的甲醇含量不高于xW=1%（质量）。设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：1、加热方式：直接蒸汽加热，蒸汽压力为3.0~5.0kg/cm22、操作压力：常压。3、进料状况：泡点进料。4、冷却水进口温度：25℃，出口温度自定。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量。4、编写设计说明书一份。5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。指导老师：林璟2014年1月6第一章设计方案的确定1.1概述精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相乡液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。精馏在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。1.2基本原理蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，它通过加热造成气、液两相物系，利用物系的各组分挥发度不同的特性以实现分离的目的。当混合物中各组分的挥发度相差不大，而又有较高的分离要求时，宜采用精馏。由于甲醇比水在同样的条件下更容易挥发，所以本设计采用精馏，其中甲醇为易挥发组分，水为难挥发组分。1．3确定设计方案原则精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热、实现混合物的分离。为保证精馏过程能稳定、高效地操作，适宜的塔型及合理的设计是十分关键的。为使精馏塔具有优良的性能以满足生产的需要，通常考虑以下几个方面因素：生产能力大：即单位塔截面可通过较大的汽、液相流量，不会产生液泛等不正常流动。效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率。流动阻力小：液体通过塔设备的阻力小，可以节省动力费用，在减压操作时易于达到所要求的真空度、有一定的操作弹性：当气、液相流量有一定波动时，两相均能维持正常的波动，且不会使效率产生较大的变化。结构简单、造价低，安装检修方便能满足物系某些工艺特性，如腐蚀性、热敏性及起泡性等特殊要求。1.4设计步骤板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行：(1)确定设计方案；(2)平衡级计算和理论塔板的确定；(3)塔板的选择；(4)实际板数的确定；(5)塔体流体力学计算；(6)管路及附属设备的计算与选型；(7)撰写设计说明书和绘图。1.5设计方案的内容设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内容可见参考文献。1.6操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，本设计选择常压操作。1.7加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用直接加热。1.8进料状态进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。本次设计以泡点进料方式进料。1.9回流比先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1~2倍，即R＝（1.1~2）Rmin。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。本设计中，选1.1~2倍的回流比，分别计算出操作费用和设备费用，选和最小时的回流比。1.10热能利用精馏过程的热效率很低，进入塔的能量的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。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。第二章精馏塔全塔物料衡算2.1精馏塔全塔物料衡算2.1.甲醇的摩尔质量……….水的摩尔质量………2.1.22.1.3原料处理量………….总物料衡算………….{{解得：D=163.44kmol/h，W=410.04kmol/h式中F------原料液流量D------塔顶产品量W------塔底产品量表2-1物料衡算表进出项目数量（kmol/h）项目数量(kmol/h)进料F573.48产品D163.44塔底出量W410.04合计573.48573.482.2塔板数的确定2.2.1.理论塔板数NT所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡,且塔板上的液相组成也是均匀的。本设计中，甲醇—水溶液的物系属理想体系，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，并根据其平衡数据用CAD画出平衡曲线绘出x-y图，如图2-1图2-1.1实际回流比的确定1.最小回流比采用作图法求最小回流比。因为是饱和液体进料，故q=1。q线与平衡线的交点坐标为，故最小回流比为：则最少理论塔板数,即全回流时所需的理论塔板数,由上图可知,(不包括再沸器)2.实际回流比在实际操作中，常取最小回流比的（1.1～2.0）倍作为实际回流比。通常情况下实际回流比取最小回流比的某个倍数。究竟取多大为宜，主要根据经济核算来决定。精馏塔的经济指标主要有两项：一是设备费；二是操作费。二者费用之和称总费用。设备费主要取决于设备的大小，如塔高和塔径等。操作费主要取决于加热蒸汽和冷却水的耗用量，而这些又取决于上升蒸气的量。上升蒸气量V=L+D=（R+1）D。由此可见，操作费与（R+1）成正比，由此可见，操作费随回流比的加大而上升。回流比对设备费（包括材料、加工、仪表、安装等费用）的影响比较复杂。当回流比接近最小回流比Rmin时，随着R的增大，因所需的塔板数急剧下降，设备费急剧下降，当R增大到一定值后，再增大R值，则塔板数下降不多，但加热和冷凝设备却要增大，设备费反而上升。所以设备费和回流比之间有一设备费最低的最适宜回流比R适宜。所以在本次设计中，回流比的确定是一个非常重要的环节，故采取下述方法来确定回流比。令R/=β，其中β称为回流剩余系数。给定不同的回流剩余系数，从而求出相应的回流比。然后求出（R-）与（R+1）的比值，即得到吉利兰关联图的横坐标X，然后用图解法算出最小理论板数为6块，因为是直接蒸汽加热，所有省掉了再沸器。此时即可用吉利兰图李德将原始数据回归后得到的方程[化工原理P34]求出理论板数N，并计算N（R+1）。在本设计系统中，设R=β,取β=（1.1～2.0）,对设备费用和操作费用进行计算结果如表1-4、表2-2实际回流比-费用数据R/Rmin1.11.21.31.41.51.61．71.81.92.0R0.90990.99261.07541.15811.24081.32351.40621.48901.57171.6544N17.0515.0212.0013.0912.5512.0411.5611.3310.9010.70N(R+1)32.5629.9329.0528.2528.1227.1227.8228.2028.0828.40由表1可知，当R/=1.7时，设备费用和操作费用的和最小，故本课程设计中取R/=1.7。.2精馏塔的气、液相负荷由于进料方式为泡点进料，故：（1）精馏段操作线方程为（2）提馏段操作线方程为(用CAD作图，查询点坐标求出方程图2-2图解法求理论板层数图2-3图解法求理论板层数（提馏段放大图）如图2-2、2-3所示。求解结果为：总理论板层数NT=10精馏段理论板层数NT精=5提馏段理论板层数NT提=5（包括进料板）进料板位置NF=6.实际塔板数的求取．1操作温度的计算塔底组成塔顶组成图2-4根据附录2甲醇—水汽液平衡数据用CAD做出上图，得知：塔底温度℃；塔顶温度℃平均温度℃.2粘度的计算在tm=82.017℃时，查附录6得，，则.3相对挥发度计算由Antoine方程（）求算甲醇、水的饱和蒸汽压其中，甲醇、水的Antoine常数见表3-2表2.3甲醇、水的Antoine常数组分ABC适用温度/K甲醇7.094981521.23-39.18338~487水7.0740561657.459-46.13280~441结果汇总于表2－4挥发度相关数据数据中。表2-4挥发度相关数据数据记录项目塔顶塔底轻组分的摩尔分数0.94790.0056物系温度t/℃65.042098.9920甲醇的饱和蒸汽压P0A101.7419334．3490水的饱和蒸汽压P0B24.894397.2076平均相对挥发度4.08703.4395塔顶相对挥发度塔底相对挥发度所以，全塔平均相对挥发度为故根据知O’connell公式{2}得全塔效率:注：由于O’connell公式适用于较老式的工业塔及试验塔的总效率关联，所以对于新型高效的精馏塔来说，总效率要适当提高。因此本设计总效率设为ET=47%.4实际塔板数NP的确定精馏段实际板层数N精=5/0.47=10.64≈11，提馏段实际板层数N提=5/0.47=10.64≈11总实际板数NP=N精+N提=11+9=22实际进料板为第12块板。第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1操作压力的计算塔顶操作压力(常压)每层塔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3.2操作温度的计算依据操作压力，根据甲醇-水温度—组成（t-x-y）查得下列温度①进料板温度：=78.9472℃②塔顶温度：=65.0420℃③塔釜温度：=98.9920℃④精馏段平均温度：⑤提馏段平均温度：⑥全塔平均温度：℃3.3平均摩尔质量计算用CAD查询点坐标功能查出：①塔顶的液相组成塔顶的气相组成则②进料板液相组成进料板气相组成则③塔底液相组成塔底气相组成④精馏段的平均摩尔质量⑥提馏段的平均摩尔质量3．4平均密度ρm精馏段平均密度3.4.1.1.气相平均密度由理想气体状态方程计算，即.2.液相平均密度查附录4，回归为公式求得各温度下水和甲醇的密度液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度。由℃按上式计算，进料板平均密度。由℃，求得，进料板液相质量分数精馏段平均密度提馏段的平均密度.1.气相平均密度由理想气体状态方程计算，即.2.液相平均密度进料板平均密度进料板平均密度由℃，求得，进料板液相质量分数。塔底液相平均密度。由℃，求得，。提馏段平均密度3.5液体平均表面张力查附录5，液体表面的张力液相平均表面张力计算公式塔顶液相平均表面张力由℃，查得，进料板液相平均表面张力℃，查得，塔底液相平均表面张力℃，查得，3.5.4精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：3.6液体平均黏度计算查附录6，液相平均黏度依下式计算，即：①塔顶液相平均黏度的计算：由，查得：塔顶②塔底液相平均黏度的计算：由，查得：塔底③进料板液相平均黏度的计算：由，查得：④精馏段液相平均黏度为：⑤提馏段液相平均黏度为：第四章精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1塔径计算可依据流量公式：式中——塔径，m——气体体积流量，m3/s——空塔气速，m/s。表观空塔气相速度（按全塔截面计）按下式进行计算：安全系数＝（0.6～0.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。本设计中取安全系数为0.7。其中，其中（为液相密度，为气相密度，kg/m3C为负荷因子，为极限空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为；参数反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（为板间距，为板上液层高度）图-Smith关联图设计中，板上液层高度由设计者选定，对常压塔一般取为0.05～0.08m，对减压塔一般取为0.025～0.03m。本设计取0.05m。本设计根据标准，HT取0.45m，取0.05m。表1-6板间距的确定[8]塔径D，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.02.0～2.4〉2.4板间距，mm200～300300～350350～450450～600500～800800精馏段精馏段的气、液相体积流率为：==0.45-0.05=0.4m查图得：=0.083对作修正：则取安全系数为0.7，则空气空速为：为了与提馏段塔径相同，经过圆整，=1600mm由附录8可知，当塔径为1.6m时板间距可取0.45m,符合假设。塔截面积实际的空塔气速提馏段提馏段的气、液相体积流率为：==0.45-0.05=0.4m查图得：=0.086对作修正：则取安全系数为0.7，则空气空速为经过圆整，=1600mm由表1-6可知，当塔径为1.6m时，板间距可取0.45m,符合假设。塔截面积实际的空塔气速4.2精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开1个人孔，在精馏段开1个人孔，在提馏段开1个人孔，其高度均为0.8m。故精馏塔有效高度为第五章溢流装置的计算溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。5.1溢流堰溢流堰（外堰）又称出口堰，它设置在塔板上的液体出口处，为了保证塔板上有一定高度的液层并使液流在板上能均匀流动，降液管上端必须超出塔板板面一定高度，这一高度称为堰高，以表示。弓形降液管的弦长称为堰长，以表示。为使上一层板流入的液体能在板上均匀分布，并减少进入处液体水平冲击，常在液体的进入口处设置内堰，当降液管为圆形时，应有内堰，当采用弓形降液管时可不必设置内堰。堰长根据液体负荷和溢流型式而定。对单溢流，一般取为（0.6～0.8）D,其中D为塔径。板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即：=+式中——板上液层高度，m——堰高，m——堰上液层高度，m。堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。溢流堰的高度直接影响塔板上的液层厚度。过小，液层过低使相际传质面积过小不利于传质；但过大，液层过高将使液体夹带量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根据经验，对常压和加压塔，一般采取=50～80mm。对减压塔或要求塔板阻力很小的情况，可取为25mm左右。堰长的大小对溢流堰上方的液头高度有影响，从而对塔板上液层高度也有明显影响。对于塔径大于800mm的大塔，常采用倾斜的降液管及凹形受液盘结构，但不适宜用于易聚合及有悬浮固体的情况，此时比较适宜用平直堰结构。因此，在本设计中选择了平直堰结构。其堰上方液头高度可由用弗兰西斯（Francis）式计算：（m）（1.8）式中，为液体流量，m3/h；为堰长，m；E为液流收缩系数。E体现塔壁对液流收缩的影响，若不是过大，一般可近似取E=1，所引起的误差不大。取堰长=0.65D=0.651.6=1.04m①对于精馏段，近似取E=1，取板上清液层高度②对于提馏段，近似取E=1，取板上清液层高度5.2受液盘塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘。它有平形和凹形两种形式，前者结构简单，最为常用。为使液体更均匀地横过塔板流动，也可考虑在其外侧加设进口堰。凹形受液盘易形成良好的液封，也可改变液体流向，起到缓冲和均匀分布液体的作用，但结构稍复杂，多用于直径较大的塔，特别是液体流率较小的场合，它不适用于易聚合或含有固体杂质的物系，容易造成死角而堵塞。对于600mm以上的塔，多采用凹形受液盘，其深度一般在50mm以上。本课程设计中，选取凹形受液盘。5.3弓形降液管的宽度和横截面积弓形降液管的宽度及截面积可根据堰长与塔径之比查图来求算。实际上，在塔径D和板间距一定的条件下，确定了溢流堰长，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体中夹带的气泡能来得及分离。为此液体在降液管内的停留时间不应小于3～5s，对于高压下操作的塔及易起泡沫的系统，停留时间应更长些。因此，在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即：根据单溢流型的塔板结构参数系列化标准当时,查得：,则降液管宽度，降液管的横截面积；验算降液管内液体停留时间：①精馏段：②提馏段：停留时间>5，故降液管可用。5.4降液管底隙高度h0降液管下端与受液盘之间的距离称为底隙，以表示。降液管中的液体是经底隙和堰长构成的长方形截面流至下块塔板的，为减小液体阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以不可过小。但若过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故一般底隙应小于溢流堰高，以保证形成一定的液封，一般不应低于6mm，即。按下式计算：（1.9）式中，——液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取。降液管底隙高度一般不宜小于20～25mm。为简便起见，有时运用式子=-0.006来确定①对于精馏段，取，降液管底隙高度，因为，且，所以满足要求。②对于提馏段，取，降液管底隙高度，因为，且，所以满足要求。故降液管底隙高度设计合理。5.5塔板布置及浮阀数目与排列.精馏段.1阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：精馏段根据式（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即5．塔板布置由上知选取边缘区宽度，破沫区宽度计算鼓泡区有效面积，即浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。则可按下式估算间距t′。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用97mm，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-3），分成4块，共安排浮阀个数。因此，实际中阀孔气体速度为由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因素变化不大，仍在9—12范围内。因此阀孔数适宜。塔板开孔率=通常，常压操作的塔开孔率在10%-14%之间，因此该设计符合要求。提馏段塔板布置及浮阀数目与排列.1.阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：提馏段根据式（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即.2.塔板布置由上知选取边缘区宽度，破沫区宽度计算鼓泡区有效面积与精馏段相同，即浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。则可按下式估算间距t′。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用111mm，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-4），分成5块，共安排浮阀个数。因此，实际中阀孔气体速度为由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因素变化不大，仍在9—12范围内。因此阀孔数适宜。塔板开孔率=通常，常压操作的塔开孔率在10%-14%之间，因此该设计符合要求。第六章塔板流体力学验算6.1精馏段流体力学验算气相通过浮阀塔的压降气体通过塔压降可根据下式计算：1、干板阻力计算：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液柱液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。2、液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度取，则取，前已选定及求得，因此计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。雾沫夹带校核1、计算泛点百分率校核雾沫夹带按下式计算泛点率或板上液流径长度板上流液面积苯和甲苯为正常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由图6-1查得泛点负荷系数0.121。将以上数值代入上式得：计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。表6-1物性系数表系统物性系数K0系统物性系数K0无泡沫，正常系统1.0多泡沫系统0.73氟化物0.9严重发泡系统0.60中等发泡系统0.85形成温度泡沫的系统0.30图6-1泛点负荷系数图6.2提馏段流体力学验算气相通过浮阀塔的压降气体通过塔压降可根据下式计算：1、干板阻力计算：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。2、液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度取，则取，前已选定及求得因此计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。雾沫夹带校核1、计算泛点百分率校核雾沫夹带按下式计算泛点率或板上液流径长度板上流液面积苯和甲苯为正常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由（图6-1）查得泛点负荷系数0.138。将以上数值代入上式得：计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。第七章塔板负荷性能图7.1精馏段塔板负荷性能图雾沫夹带线对于一定物系及一定的塔板结构，式中均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各数据代入上式，便得出，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：整理得：或由上式可知：雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任选两个值，代入上式算出相应的值，并列于下表表7-1雾沫夹带线数据0.000.0154.5673.905液泛线由确定液泛线。忽略式中的项，代入数据得：因物系一定，塔板尺寸一定，则等均为定值，而又有如下关系，即式中阀孔数亦为定值，因此可将上式简化成VS与LS的关系：在操作范围内任选若干个值，代入上式算出相应的值，并列于下表表7-2液泛线数据0.0010.0020.0030.0155.3195.2635.1573.204液相负荷上限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，依下式得：液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则漏液线此线表示不发生严重漏夜现象地最底气相荷，对于F1型重阀，因动能因数时，会发生严重漏夜，故取计算相应的气相流量由下式可以求得：液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m。取，就可作出液相负荷下限线。求出的下限值（常数），依次作出液相负荷下限线，该线与气体流量无关的竖直线。取E=1.00，则根据以上计算的数据，可分别作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五条线（见图9）由塔板负荷性能图可以看出：①任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。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按照固定的液气比，由图7-1查出塔板的气相负荷上限，，气相负荷下限，所以操作弹性=图7-1精馏段操作弹性图图7-2精馏段操作弹性图(放大图)7.2提馏段塔板负荷性能图雾沫夹带线对于一定物系及一定的塔板结构，式中均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各数据代入上式，便得出，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：整理得：或由上式可知：雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任选两个值，代入上式算出相应的值，并列于表7-3表7-3雾沫夹带线数据0.000.0154.5353.747液泛线由确定液泛线。忽略式中的项，代入数据得：因物系一定，塔板尺寸一定，则等均为定值，而又有如下关系，即式中阀孔数亦为定值，因此可将上式化为：在操作范围内任选若干个值，代入上式算出相应的值，并列于表7-4。表7-4液泛线数据0.000.0010.0030.0156.756.516.303.78液相负荷上限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，依下式得：液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则漏液线此线表示不发生严重漏夜现象地最底气相荷，对于F1型重阀，因动能因数时，会发生严重漏夜，故取计算相应的气相流量由下式可以求得：液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m。取，就可作出液相负荷下限线。求出的下限值（常数），依次作出液相负荷下限线，该线与气体流量无关的竖直线。取E=1.021，则根据以上计算的数据，可分别作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五条线（见图10）由塔板负荷性能图可以看出：①任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。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按照固定的液气比，由图7-2查出塔板的气相负荷上限，，气相负荷下限，所以操作弹性=图7-2提馏段操作弹性图精馏段浮阀塔板工艺设计计算结果汇总表项目数值及说明备注塔径D/m1.60板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.4784堰长lW/m1.04堰高hW/m0.0593板上液层高度hL/m0.05降液管底隙高度h00.025浮泛数N/个217等腰三角形交叉阀孔气速u011.47阀孔动能因数F011.91临界阀孔气速uoc/10.07孔心距t/m0.075指同一横排孔心距排间距t′/m0.065指相邻二横排的中心线距离单板压降△pP/Pa699.72液体在降液管内停留时间θ/s31.16降液管内清液层高度Hd/m0.15884泛点率%57.11气相负荷上限(Vs)max/(m3/s)3.992雾沫夹带控制气相负荷下限(Vs)min/(m3/s)1.247漏液控制操作弹性3.20提馏段浮阀塔板工艺设计计算结果汇总表项目数值及说明备注塔径D/m1.60板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.4406堰长lW/m1.04堰高hW/m0.0512板上液层高度hL/m0.05降液管底隙高度h00.023浮泛数N/个217等腰三角形交叉阀孔气速u011.17阀孔动能因数F010.35临界阀孔气速uoc/11.415孔心距t/m0.075指同一横排孔心距排间距t′/m0.065指相邻二横排的中心线距离单板压降△pP/Pa695.85液体在降液管内停留时间θ/s13.37降液管内清液层高度Hd/m0.15394泛点率%56.06气相负荷上限(Vs)max/(m3/s)3.851雾沫夹带控制气相负荷下限(Vs)min/(m3/s)1.398漏液控制操作弹性2.75第八章热量衡算8.1加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝的传热系数很高，可以通过改变蒸气压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达100~1000℃，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度难以控制。本设计选用直接蒸气加热。8.2冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜的加以选用。本设计选用25℃的冷却水，选升温10℃。即冷却水的出口温度为35℃。8.3热量衡算冷凝器的热负荷式中-------塔顶上升蒸气的焓；-------塔顶馏出液的焓又式中---------甲醇的蒸发潜热----------------水的蒸发潜热蒸发潜热的计算蒸发潜热与温度的关系式中-------对比温度表8-1沸点下蒸发潜热列表沸点/℃蒸发潜热/甲醇64.71105513.15水1002257648.1565.04℃时，甲醇：蒸发潜热同理，水：蒸发潜热所以8.8.3.式中，-------冷却水的消耗量------冷却介质在平均温度下的比热容，-------冷却介质在冷凝进出口处的温度所以℃此温度下的冷却水的比热容℃）加热器热负荷及全塔热量衡算查手册得出表8-2各温度甲醇和水的比热容塔顶塔釜进料精馏段提馏段甲醇3.0263.4833.1273.0773.305水4.2614.2884.2734.2674.281精馏段：甲醇水提馏段：塔顶馏出液的比热容·℃塔釜馏出液的比热容·℃前面已算过，D=420.27W=7413.53对全塔进行物料衡算----进料带入系统的热量：----加热器理想热负荷；----塔顶馏出液带出系统的热量；----塔釜馏出液带出系统的热量；----加热器实际热负荷=-221305.61+634529.71+14379919.45=1.5×107热损失按10％计算，则查得=加热蒸汽消耗量热量衡算结果符号数值338351.0514379919.450-221305.61634527.717379.73数据总表项目指标塔径，mm1800设计压力atm常压塔板型式F1浮阀板摩尔组成塔顶0.9479理论板数10块进料0.2744实际板数22块塔底0.0056进料位置第12块板间距4平均分子量塔顶（）31.48密度精馏段1.079塔底（）18.31812.75进料（）24.42提馏段0.859951.02精馏段（）27.95加热蒸汽用量（kg/h）7383.80提馏段（）21.36冷却水用量（kg/h）338351.05全塔24．90精馏段停留时间(s)31.16提馏段停留时间（s）13.37回流比Rmin0.8272溢流堰长1040R1.4062溢流堰高精馏段59.3提馏段51.2温度（℃）精馏段72.00降液管底隙高度精馏段25.0提馏段88.9778.95提馏段23.065.04降液管液面高度精馏段158.8498.99提馏段153.94全塔流量（kom/h）加料量（F）573.48板上液层高度700塔顶产量（D）163.44浮阀数n精馏段217釜底液量（W）410.04提馏段217精馏段下流量（L）229.83开孔率（％）精馏段12.9提馏段12.9上升气量(V)393.27空塔气速（m/s）精馏段1.4784提馏段1.4406提馏段下流量803.31雾沫夹带精馏段57.11％提馏段56.06％上升气量（V＇）393.27阀孔孔径0.039阀孔总面积精馏段0.26阀孔气速精馏段11.47提馏段11.17塔截面高度2.0096提馏段0.26全塔效率47%第九章精馏塔的结构设计9.1筒体与封头9.1.1精馏塔可视为内压容器。其各种设计参数如下：a.设计压力该精馏塔在常压下操作，设计压力取为0.5MPab.设计温度该精馏塔塔底采用加热介质为蒸汽，温度不超过150℃,因此设计温度定为150℃。c.许用应力该精馏塔筒体采用钢板卷焊而成，材料选择Q235-A，根据GB-3274，查得：d.焊缝系数按照GB150规定，焊缝系数主要考虑焊缝形式与对焊缝进行无损检验长度两个因素，本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部无损探伤，则=0.85表9-1筒体的设计参数设计压力/MPa设计温度/℃许用应力/MPa焊缝系数0.51501130.85壁厚的确定：计算厚度取6mm由计算厚度查得，钢板负偏差=0.8mm该系统中甲醇和水对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量取2mm则筒体的设计厚度。则筒体的名义厚度取圆整值Δ=0.2,则筒体厚度,因为厚度δ系列4~50之间为2进位,所以选10mm则筒体的有效厚度=因为厚度δ系列4~50之间为2进位,所以选8mm9.1.2本设计采用标准椭圆形封头，材料选用Q235-A,除封头的拼接焊缝需100%探伤外，其余均为对接焊缝局部探伤。如图则=0.85计算厚度取6mm由计算厚度查得，钢板负偏差=0.8mm该系统中甲醇和水对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量取2mm则封头的设计厚度。则封头的名义厚度取圆整值Δ=0.2,则封头厚度,因为厚度δ系列4~50之间为2进位,所以选10mm,则封头的有效厚度=因为厚度δ系列4~50之间为2进位,所以选8mm,与筒体厚度相同.以内径为公称直径，，选用封头为查得封头曲面高度=400mm，直边高度=40mm。9.2裙座对于较高的立式容器，为抵抗风载荷及地震载荷，同时为了安装方便，一般安装性能较好的裙式支座。裙座较其他的支座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。由于塔径较大，所以座圈与塔体间采取对接焊缝。由于裙座对整个塔器而言是个至关重要的元件，支撑整个塔器，如它破坏将直接影响塔器的正常使用，并且裙座所耗费材料对整个塔而言不多，所以裙座材料选为Q235-A。裙座结构主要有座圈，基础环，螺栓座及人孔。座圈是裙式支座的基本构件，通常为一用钢板卷制的圆筒，其上端与塔的底封头相焊，下端焊在基础环上。座圈承受着塔的各种外载荷，并把它全部传给基础环。基础环的作用是承受塔的全部载荷。螺栓座的作用是用来安装地脚螺栓。为了便于检修和安装，在裙座上应开设2个不带盖板的长圆形人孔。人孔的高度取为800mm，直径为450mm。尺寸确定：裙座名义厚度：裙座筒体的内径：裙座筒体的外径：基础环内径：基础环外径：塔高，基础环厚度(Z—地脚螺栓个数，—地脚螺栓直径),地角螺栓的取用规格为36×3.5。考虑到再沸器，裙座高度取3m.9.3人孔人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板。另外，为了检查塔设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件，压力容器也需开设人孔。但由于设置人孔处的的塔板间距要增大，且人孔设置过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，所以一般板式塔每隔10～20层塔板或5～10m塔段，才设置一个人孔。人孔一般设置在气液进出口等需经常维修清理的部位，另外在塔顶和塔釜，也各设置一个人孔。在本设计中，共有22块塔板，所以共设置4个人孔，塔顶和塔釜各设置一个人孔，在进料处,提馏段各设置一个人孔。在设置人孔处，塔板间距应根据人孔的直径确定，一般不小于人孔公称直径，塔盘支承梁高度及50mm之和，且不小于600mm。人孔的形状一般有圆形和椭圆形两种。椭圆形人孔的短轴应力与受压容器的筒身轴线平行。本设计的工作压力不大，所以采用圆形人孔。塔体上宜于采用垂直吊盖人孔，在设置操作平台的地方，人孔中心高度一般比操作平台高0.7～1m，最大不宜超过1.2m，最小为600mm。当操作温度低于350℃时，应采用平焊法兰，人孔法兰的密封面形式及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。人孔采用HG21519-95标准，采用垂直吊盖平焊法兰式人孔。该标准的压力范围是0.6～6.4MPa,公称直径为450～600mm。所以，在本设计中，人孔的公称直径选为500mm，其伸出塔体的筒体长为200mm，人孔中心距操作平台1000mm，人孔厚度。在设置人孔处，板间距为800mm，塔内的人孔手柄以mm的圆钢制造，螺栓螺母数量为16个，螺栓直径×长度为20×95，螺柱数量为16个，螺柱直径×长度为20×120，总质量为114kg。另外，在裙座上开两个检查孔，短节材料为Q235-A。9.4吊柱为方便室外较高的整体塔装填，补充和更换填料，安装和拆卸塔内件，塔顶需设置吊柱。本设计中塔高度大，因此设吊柱。吊柱设置方位应使吊柱中心线与人孔中心线间有合适的夹角，使人能站在平台上操纵手柄，让经过吊钩的垂直线可以转到人孔附近，以便从人孔装入或取出塔的内件。吊柱的安装高度是由人孔的高度，平台高度和所吊装的塔内件尺寸决定的。选用吊柱时，依据的基本参数是臂长S（mm）和设计载荷G（kg）。臂长S（mm）可由塔的直径及吊柱在塔壁上的安装位置确定，其方位首先取决于人孔的方位。在本课程设计中，取悬臂长度S为塔的中心线与人孔伸出塔体的筒体长度之和，即S=600+200=800mm，设计载荷G（kg）应取起吊重量的2.2倍左右，吊柱的立柱用无缝钢管，其他零件采用Q235-A。，吊柱与塔体连接的衬板选用与塔体相同的材料，即选用Q235-A。在本设计中，塔径D=1600mm，选用吊柱起吊重量G=500kg的吊柱，500是指吊柱起吊时的质量，查得臂长S=900mm，高度L=3150mm，上下支座高度差H=900mm，108×8，悬臂曲率半径R=750mm，垫板距离e=250mm，吊钩与封板距离L，质量为222kg。标准图号为HG/T21639—1980-14。吊柱的结构型式1.下支座；2.防雨罩；3.挡销；4.上支座；5.止动插销；6.手把；7.吊杆；8.耳环；9.吊钩；10.封板9.5除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气体夹带雾滴的情况下，设置除沫器可以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器﹑丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大﹑重量轻﹑空隙率大及使用方便等优点。尤其是它具有除沫率高，压力降小的特点，从而成为一种广泛使用的除沫装置。网丝的选择包括材料选择和丝径选择。材料选择应考虑到介质的腐蚀和操作温度。因丝网的丝径很细，极易被腐蚀破坏。所以丝网大多采用耐腐蚀的金属，合成纤维材料制造。丝网除沫器包括固定式丝网除沫器和抽屉式丝网除沫器。其中固定式丝网除沫器分上装式丝网除沫器和下装式丝网除沫器，抽屉式丝网除沫器是由网块，导轨，封板，法兰，法兰盖等组成，可以拆卸。①对于精馏段丝网除沫器的液泛气速为气液过滤网常数，=0.116则操作气速本设计取故有效直径②对于提馏段丝网除沫器的液泛气速为气液过滤网常数，=0.116则操作气速本设计取故有效直径综合精馏段和提馏段，圆整得：=1300mm根据`国家现行标准,选用除沫器型号为HG/T21618-1998,本除沫器适用于DN300mm~DN5200mm,本设计中DN为1300mm.9.6操作平台与梯子9.6.1操作平台应设置在人孔、塔顶吊柱等需要经常检修和操作的地方。操作平台应布置得在检修时不再需要另外设置脚手架和缆索。平台下的地面往往是通道，所以底层平台净空高度不应小于2m。各层平台之间的最小间距也不得小于2m，若无特殊要求，层间距也不宜大于8m。操作平台的宽度应根据检修需要而定，一般为0.8～1.2m，最小不得小于0.6m，当平台设在人孔附近时，净宽不小于0.9m；用作修理塔盘用的平台，宽度最好不小于1.1m。平台全部为钢结构，材料用Q235-AF。9.6.2不经常操作的平台，可采用直梯。若采用斜梯，则角度应小于60℃。直梯高度一般不应超过5m，当超过5m时，应设中间休息平台，当直梯标高超过4m时，应设安全笼，从地面（平台面）至安全笼第一护圈的距离为2.0～2.4m。梯子至塔体、保温层外表面的距离至少为200mm。当塔体上有加强圈时，则距离还须适当放大。梯子所有构件均采用Q235-AF。本课程设计设置三个操作平台，距离三个人孔中心1000mm各设置一个，宽度取0.9m，平台全部为钢结构，材料用Q235-AF；采用笼式扶梯，梯子所有构件均采用Q235-AF。9.7塔板结构塔板在结构方面要求有一定的刚度，塔板之间应有一定的密封性，以避免气体，液体走短路，塔板适应方便安装或拆卸等。本设计采用单流塔板。整块式塔的塔体分成若干段塔节，塔节与塔节之间用法兰连接。每个塔节中安装若干块叠置起来的塔板。塔板与塔板之间一段管子支承，并保持所需要的板间距。1.结构型号塔板结构由整块式塔板，塔板圈和带溢流堰的降液管组成。塔板圈的高度一般取70mm，但不得底于溢流堰的高度。塔板圈与塔体内壁的间隙，一般为10-12mm。填料支承圈用8-10mm圆钢做成，其焊接位置随填料层数而异，一般可取30-40mm。2.降液装置本设计采用弓形降液管和溢流堰的结构，在最下层塔板的降液管的末端设有液封槽。3.密封结构在整块式塔板结构中，为了便于往塔节筒体内安装塔板，塔板于塔壁间需有一定的间隙，为了防止气体由此处通过，必须将此间隙密封起来。选用压圈的型号为6682mm。每个塔板上所需的螺柱数量于塔板数相同。螺柱布置应尽量均匀，并应避开降液管。4.定距管支承结构定距管支承结构是先将3-4个支座焊在塔壁上，用定距管和拉杆把塔板紧固在塔体上，定距管除了支承塔板外，并起保持塔板间距的作用。本设计采用焊接的支座。5.塔板吊耳为了便于在塔节内装拆塔板，常在塔板上焊上两个吊耳。6.手孔当人不能进入筒体内安装和清晰洗，能安装手孔。9.8接管管路均选择热轧无缝钢管：参考GB8163-87塔顶蒸气出料管操作压力为常压，蒸气速度=12~20m/s,本次设计取=20m/s圆整为450mm，取热轧无缝钢管，规格φ450×102.回流管回流液在管道中的流速一般不能过高，对于重力回流，一般取速度为0.2~0.5m/s，本设计取0.5m/s.圆整取热轧无缝钢管，规格φ83×3.5mm3.进料管本次加料选用泵加料，所以输送时可取1.5~2.5m/s，本设计取2.5m/s圆整取热轧无缝钢管，规格φ45×2.5mm4.釜液排出管塔釜流出液体的速度可取0.5~1m/s，本设计取1m/s圆整取热轧无缝钢管，规格φ57×3mm9.9法兰的选择由于常压操作，所有的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：Pg2.5DN45HGJ49-91回流管接管法兰：Pg2.5DN50HGJ49-91塔顶蒸汽出料管接管法兰：Pg2.5DN450HGJ49-91釜液排出管法兰：Pg2.5DN57HGJ49-919.10冷凝器由前面所算出的热量衡算可知：冷凝器的热负荷：冷却水消耗量为：设换热器采用逆流的方式，且设冷凝器的出口温度为65.04℃，冷水的进口温度为25℃，出口温度为35℃，由管式换热器总传热系数K可知所以对数平均温度差换热面积为：因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器管程，甲醇走壳程。因此查管壳式换热器系列标准得：应选用的固定管板式换热器，即其公称直径为、公称压强为的一管程、换热器面积为的固定板式换热器；且列管尺寸为，采用正三角形排列，管心距为，中心排管数为27，管程流通面积为，列管长度为，管子总根数为554。9.11塔总体高度设计9.11.1板间距板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。塔间距与塔径之间的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整。HT的大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气流速度较高，塔径可小些;反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有力，安装检修方便，但会增加塔的造价。因此HT应适当选择。其选择可参照表10-1塔间距与塔径的关系。表7-2塔间距与塔径的关系塔径D/m0.3～0.50.5～1.60.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距HT/m200～300250～350300～450350～600400～600本设计取HT＝450mm9.11.2开人孔处板间距凡是人孔处板间距应等于或大于600mm，人孔直径一般为450~550mm。本设计取500mm。本设计取＝800mm。9.11.3进料段高度进料段空间高度HF取决于进料口的结构型式和物料状况，一般HF比HT大，有时要大一倍，为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装冲突实施，如防冲板，入口堰，缓冲管等，HF应保证这些实施的安装。本设计取HF＝1200mm。9.11.4塔顶空间高度塔顶空间高度HD指塔顶第一层塔板到塔顶封头的底边处的距离，其作用是安装塔板和开人孔的需要，也是气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还安装破沫装置。塔顶空间高度HD一般取1.0～1.5m，塔径大时可适当增大。本设计取HD＝1.5m＝1500mm9.11.5塔底空间高度塔的底部空间高度是指塔底最底层塔板到塔底下封头切线的距离。其影响因数有：（1）塔底储液空间依储液量停留3～8min而定，此处取釜液停留时间取5min。（2）再沸器的安装方式及安装高度；（3）塔底液面至最下层塔板之间要留有1～2m的间距，此处取1.5m。所以,本设计取HB为1500mm9.11塔总高度（不包括裙座），由下式计算得：式中HD——塔顶空间高度，mm;HT——塔板间距，mm;H'T——开有人孔的塔板间距，mm;HF——进料段空间高度，mm;HB——塔底空间高度，mm;N——实际塔板数;S——人孔数目（不包括塔底和塔底人孔）。则塔体的实际高度为高度：图纸上加上了筒体和裙座的厚度，其高度精确为塔体计算结果汇总与表10－1表9－3塔体计算结果塔径mm塔顶空间高度mm塔板间距mm开有人孔的塔板间距mm进料段空间高度mm塔底空间高度mm塔高mm160015004508001200150017590第十章设计结果的讨论和说明甲醇最早是用木材干馏得到的，因此又叫木醇，是一种易燃的液体，沸点65℃，能溶于水，毒性很强，误饮能使人眼睛失明，甚至致死。由于甲醇和水不能形成恒沸点的混合物，因此可直接用常压蒸馏法把大部分的水除去，再用金属镁处理，就得无水甲醇。甲醇在工业上主要用来制备甲醛，以及作为油漆的溶剂和甲基化剂等。本设计进行甲醇和水的分离，采用直径为1.6m的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液盘。任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系。求出最小回流比，再按操作费和设计费用选择最合适的回流比，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔底采用直接蒸气加热，省掉了再沸器。在设计之前，由于只对板式塔做了简单的了解，加上化工原理老师在平时上理论课时的讲解，让我觉得设计这个精馏塔不难。但是在查找数据和进行计算的过程中，还是遇到了好多问题，因为每本参考书的数据都有一些出入，选择有点困难。有些数据在化工热力学书上找到了，不过最终还是找齐了数据。对管道那些比较不了解的部件也有了深一层的认识。在考虑到能耗、污染、经济等方面的问题，加上本身工艺的要求和生产能力等，设计板式塔其实也还是比较简单的！设计中遇到的小问题不断，但是最大的问题就是忽略了本次设计任务的加热方式是直接蒸汽加热，图解法求塔板数的时候与通常用的间接加热方式有点不同，而且不用再沸器。发现这个问题的时候，已经在设计塔的流体力学验算了，前面有关塔板数的都要重新算，拖延了完成设计的时间。幸亏，每个问题都被及时解决，促使这次设计顺利完成了。参考文献［1］贾绍义，柴诚敬著.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002［2］谭天恩，窦梅等著.化工原理（上,下册）（第三版）.北京：化学工业出版社，2006.7［3］国家医药管理局上海医药设计院编.化工工艺设计手册.北京：化学工业出版社，1986［4］吉林化学工业公司设计院编.物性数据计算.北京：化学工业出版社，1983.5［5］B.E.波林，J.M.普劳斯尼茨等著.气液物性估算手册.北京：化学工业出版社，2006.3［6］华南理工大学化工原理教研组编.化工过程及设备设计.广东：华南理工大学社,1986.6［7］谭蔚，陈旭等著.化工设备设计基础.天津：天津大学出版社，2007.3［8］冯新，宣爱国等著.化工热力学.北京：化学工业出版社，2023.1[9