甲醇-水精馏塔

PAGEPAGE59-合肥学院HefeiUniversity化工原理课程设计题目:甲醇—水连续精馏塔的设计系别:生物与环境工程系专业:14生工（2）班学号:140201201姓名:指导教师:于宙老师2016年12月18日目录TOC\o"1-2"\h\u7124一、前言 -5-275311.1精馏塔对塔设备的要求 -5-180711.2常用板式塔类型及本设计的选型 -5-9228二、设计任务书要求及流程的确定和说明 -7-62202.1设计名称 -7-195562.2设计条件 -7-65372.3设计任务 -7-250892.4设计思路 -8-297762.5设计流程 -9-18413三、精馏塔的工艺计算 -9-11313.1精馏塔的物料衡算 -9-256333.2求最小回流比 -11-50863.3理论板数NT的计算以及实际板数的确定 -13-114543.4全塔效率 -15-275913.5实际塔板数 -15-19425四、塔的工艺条件及有关物性数据计算 -15-259544.1操作压强 -15-304974.2操作温度 -16-174224.3平均分子量 -16-163814.4平均密度 -17-103654.5液体表面张力 -19-32704.6液体粘度 -20-119034.7精馏塔的气液相负荷 -20-9671五、主要工艺尺寸计算 -21-46135.1塔径 -21-247605.2溢流装置的确定 -23-238825.3塔板布置 -26-12155.4浮阀数目及排列 -27-290055.5精馏塔有效高度的计算 -29-5008六、流体力学校核 -30-7586.1气相通过浮塔板的压力降 -30-185336.2液泛的验算 -32-150146.3雾沫夹带的验算 -33-255776.4漏液验算 -34-20736七、塔板负荷性能图 -35-215797.1以精馏段为例 -35-69497.2以提馏段为例 -38-7877.3负荷性能图及操作弹性 -41-18885八、塔附件设计 -43-77908.1接管 -43-249578.2人孔 -45-273058.3视镜 -45-99488.4支座 -45-165278.5塔盘 -45-184978.6除沫器 -45-132428.7法兰的选取 -46-9941九、主要辅助设备的计算及选型 -46-136639.1原料液加热器 -46-309469.2釜液再沸器 -47-114919.3馏出蒸汽冷凝器 -48-290439.4产品冷却器 -49-11640十塔体附件工艺尺寸的确定 -50-665410.1筒体工艺尺寸的确定 -50-3113210.2封头的设计 -50-572910.3裙座 -51-19370十一设计结果 -51-3506物料衡算结果表10 -51-1721精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果 -52-15627浮阀塔板工艺设计结果 -52-23578十二、结束语 -53-8147参考文献 -54-17192十三、附录 -55-31768致谢 -58-一、前言塔器作为汽-液和液-液进行传质与传热的重要设备，广泛应用于炼油、石油化工、精细化工、化肥、农药、医药、环保等行业的物系分离，涉及蒸(精)馏、吸收、解吸、汽提、萃取等化工单元操作。塔器可分为板式塔和填料塔。1.1精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：（1）生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。（2）效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。（3）流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。（4）有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。（5）结构简单，造价低，安装检修方便。（6）能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.2常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。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、蛇形、S型、多降液管塔板；（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。其中浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。浮阀塔的优点是：1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%～80%，但是比筛板塔高20%～30。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。本次课程设计主要设计的是板式塔中的F1型浮阀塔。（如下图一所示）图1浮阀（F1型）本设计书介绍的是浮阀塔的设计，其中包括设计方案的确定、塔主要设备的工艺设计计算。二、设计任务书要求及流程的确定和说明2.1设计名称甲醇-水连续精馏塔的设计2.2设计条件（1）操作条件塔顶压力4KPa（表压）进料热状态：饱和液体进料（q=1）回流比R=2Rmin采用间接蒸汽加热塔底加热，蒸汽压力：0.5MPa(表压)单板压降≦0.7KPa（2）塔板类型浮阀塔（F1型）每年工作日为300天，每天24小时连续运行。厂址厂址：安徽省合肥市2.3设计任务完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔装配图，编写设计说明书。设计内容包括：精馏装置流程设计与论证浮阀塔内精馏过程的工艺计算浮阀塔主要工艺尺寸的确定塔盘设计流体力学条件校核、作负荷性能图主要辅助设备的选型设计说明书内容目录概述（精馏基本原理）工艺计算结构计算附属装置评价参考文献7、对设计自我评价2.4设计思路首先，甲醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入甲醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成甲醇和水的分离。2.5设计流程甲醇—水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐。三、精馏塔的工艺计算3.1精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率已知：进料液中甲醇的质量分数为25%，产品要求塔顶馏出液中水的质量分数不得高于5%。表1水和甲醇的物理性质名称分子式相对分子质量kg/kmol密度20℃沸点101.33kPa℃比热容(20℃)Kg/(kg.℃)黏度(20℃)mPa.s热导率(20℃)/(m.℃)表面张力(20℃)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.59972.8甲醇CH3OH32.04791.864.72.500.590.21222.6由化工物性参数手册有机卷P584查得：甲醇的摩尔质量：水的摩尔质量：所以,进料组成：馏出液组成：釜液组成：进料平均摩尔质量所以,3.2求最小回流比3.2.1相对挥发度α的计算1）根据全塔的物料衡算计算结果=0.898、=0.158、=0.0288和常压下甲醇和水的气液平衡数据（表2），用内插法求塔顶、塔釜及进料版的温度：2）查《化工原理》教材P335页液体饱和蒸汽P0压安托因常数可知，在泡点进料温度下，即t=时，其安托因常数为：甲醇A=7.19736,B=1574.99,C=238.86水A=7.07406,B=1657.46,C=227.02则由安托因方程有，即kpa，即kpa由上式可得3.2.2求最小回流比表2常压下甲醇-水的气液平衡表液相甲醇摩尔分数(x)气相甲醇摩尔分数(y)T/℃001000.020.13496.40.040.23493.50.060.30491.20.080.36589.30.10.41887.70.150.51784.40.20.57981.70.30.665780.40.72975.30.50.77973.10.60.82571.20.70.8769.30.80.91567.50.90.958660.950.979651164.5根据（表2）常压下甲醇-水的气液平衡数据作x-y图；在x-y图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，根据其q线方程为：，在x-y图中图1x-y图对角线上自点F作出q线，该线与相平衡线（a）的交点坐标为P（0.158,0.529），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。最小回流比计算式：操作回流比取最小回流比的2倍，则=2=1.993.3理论板数NT的计算以及实际板数的确定1）塔的汽、液相负荷2）求操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程为:3)逐板计算法求理论板层数由得第一块板时以下为提馏段理论上达到设计要求总理论塔板数为5（不包括再沸器），精馏段理论板数为8，第6块板为进料板，提馏段理论板数为8。3.4全塔效率由进料组成：根据三3.1（1）的结果、，求得塔平均温度为：℃查文献得甲醇粘度计算公式：,A=555.30B=260.64则该温度下甲醇粘度为:根据化工数据手册无机卷P21水在不同温度下的特性参数表，查得在80和81时的粘度为，，由内差法求得：μ水则3.5实际塔板数精馏段：（层）提馏段：（层）故实际塔板数：（层）四、塔的工艺条件及有关物性数据计算4.1操作压强塔顶操作压力：每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压力为：塔底压力为：则精馏段平均操作压力为：提馏段平均操作压力为：4.2操作温度之前已经求得，得到塔顶：，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度：，提馏段的平均温度：。4.3平均分子量（1）塔顶：，由相平衡方程，可得出（2）进料板：，由相平衡方程，可得出（3）塔底：由相平衡方程，可得出则精馏段平均分子：提馏段平均分子：4.4平均密度4.4.1气相密度4.4.2液相密度已知由三-3.2.1-（1）计算得：tD=66.03℃tF=83.97℃tW=95.15℃表3甲醇和水的液相密度性质温度(℃)406080100120甲醇,kg/783.5761.1737.4712.0684.7温度(℃)6570808595100水,kg/980.59977.81971.83968.65961.92958.38（1）塔顶平均密度的计算根据化工物性数据手册有机卷P567和无机卷P12甲醇和水的液相密 度性质，由内插法得：已知塔顶：（为质量分率）由得；（2）进料板平均密度的计算同上，由内插法可得进料板温度下对应的甲醇和水的液相密度：已知加料板液相组成：由得；（3）塔釜平均密度的计算同上，由内插法可得塔釜温度下对应的甲醇和水的液相密度：已知塔釜液相组成由得；（4）故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：4.5液体表面张力根据化工物性参数手册有机卷P588，无机卷P24查得甲醇和水的液体表面张力,其部分数据如下表：表4甲醇和水的液体表面张力温度406080100120甲醇，mN/m19.6717.3315.0412.8010.63温度60708090100水，mN/m66.0764.3662.6960.7958.91由内插法得：,，,，，则精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：4.6液体粘度根据化工物性参数手册有机卷P584以及无机卷P21查得甲醇和水的粘度性质表，其部分表如下：表5甲醇和水的粘度性质表温度(℃)406080100120甲醇（mP.s）0.4390.3440.2770.2280.196温度(℃)666783849596水（mP.s）42.9342.3334.3633.9529.9429.62由内插法得:,，,，,故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度4.7精馏塔的气液相负荷1.精馏段：2.提馏段：五、主要工艺尺寸计算5.1塔径参考有关资料，初选板间距=0.40m，取板上液层高度=0.06m，则可得：-=0.40-0.06=0.34m精馏段塔径的计算：=查史密斯关联图如下：图2史密斯关联图求得其横坐标为0.020，则可得=0.067，校核至物系表面张力为37.97mN/m时的C，即：C==0.067=C=0.074m/s可取安全系数0.70，则u=0.70=0.702.1=1.61m/s故D==0.59m按标准塔径圆整成0.8m。提馏段塔径的计算：=查图可得=0.070校核至物系表面张力为57.6mN/m时的C，即C==0.07=C=0.08m/s可取安全系数为0.7（安全系数0.6—0.8），则u=0.70=0.702.61=1.8m/s故D’==0.53m按标准塔径圆整成0.8m。塔截面积A=精馏段空塔气速为：提馏段空塔气速为：5.2溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。（1）溢流堰长因单溢流取（0.6-0.8）D，故取堰长为0.65D，即（2）出口堰高：由；查《化工原理物性手册》图计算可知：Ｅ取1因==2.07m3/（mh）＜3m3/（mh）精馏段：因溢流堰高hw一般取0.05-≦hw≦0.10-，故；提馏段：同理取；（3）降液管的宽度与降液管的面积由查《化工原理》图“弓形降液管的宽度与面积”，图3弓形降液管的宽度与面积得：，液体在降液管中停留时间以及降液管面积的检验：精馏段：s（＞5s，符合要求）提馏段：（＞5s，符合要求）（4）降液管底隙高度因=，不宜小于0.02～0.025，故取液体通过降液管底隙则取降液管底隙高度为：精馏段：=提馏段：=降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保证降液管底部的液封。5.3塔板布置溢流区：降液管及受液盘所占的区域破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，=0.07m无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之用。开孔区面积故经计算得：5.4浮阀数目及排列5.4.1浮阀的排列塔板有整块式和分块式两种。直径在800mm以内的小塔采用整块式塔板；直径在900mm以上通常都采用分块式塔板，以便通过人孔装卸塔板；本设计采用F1型浮阀，由于塔径为0.8m，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距t=75mm=0.075m。5.4.2阀数确定气相体积流量VS=0.5251已知，由于阀孔直径d0=0.039m，因而塔板上浮阀数目n就取决于阀孔的气速u0。，浮阀在刚全开时操作，取阀孔动能因子=10精馏段：孔速==浮阀数N==提馏段：孔速==阀数N===30.1（个)塔板按结构特点，大致可分为整块式和分块式两类塔板。塔径为300～900mm时，一般采用整块式；塔径超过800～900mm时，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内。对塔径为800～2400mm的单流型塔板，分块数如表6表6塔径与塔板分块数的选择关系塔径/mm800-1200mm1400-1600mm1800-2000mm2200-2400mm塔板分块数3456本设计采用单溢型塔板，塔径D=8000mm>=800mm，故采用整块式。采用正三角形叉排。浮阀塔阀孔直径取d=39mm,阀孔按正三角形排列，如下图:阀孔的排列：第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t’可取65mm,80mm,100mm.经过精确绘图，得知，当t’=75mm时，阀孔数N实际=30个按n=30，重新核算孔速及阀孔动能因数精馏段：仍在9～12范围内。提馏段：仍在9～12范围内。（3）开孔率精馏段：提馏段：开孔率在5%~15%范围内，故符合设计要求。每层塔板上的开孔面积：精馏段：提馏段：5.5精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为1）塔顶空间高度HD塔顶空间高度的作用是安装塔板和人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还可节省破沫装置。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1.0m。2）塔板间距HT其大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距越大，可允许气液速度较高，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利，但塔高的增加，会增加金属消耗量，增加塔基，支座的负荷，从而增加全塔的造价。板间距与塔径的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整，作出最佳选择。根据《化工原理设计》表4-1板间距与塔径的关系，塔径为800～1600mm时，板间距为300～450mm，此设计选用板间距为400mm。3）开有人孔的板间距HTˊ人孔直径一般为450～500mm，取450mm。人孔数目S是根据物料清洁程度和塔板安装方便而确定。对于无须经常清洗的清洁物料，可每隔8～10块板设置一个人孔。由前面计算得到，实际塔板数为29，中间共设3个人孔。4）进料板空间高度HF进料段空间高度HF取决于进料口的结构形式和物料状态，一般HF要比HT大一些。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲设施，如防冲板，入口堰，缓冲管，应保证这些设施的安装。取1.0m。5）塔底空间高度HB塔底空间高度HB具有中间储槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有10～15min的储量，以保证塔底料液不致排完。此处取1.6m左右。6）塔体总高度H塔体总有效高度：H=HD+（N-2-S）HT+SHTˊ+HF+HB=1.0+（29-2-3）×0.4+3×0.45+1.0+1.5=14.45m六、流体力学校核6.1气相通过浮塔板的压力降由知6.1.1干板阻力气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc。阀全开前（1）阀全开后（2）令=，得精馏段：，因为，故=液柱提馏段：，因为，故=液柱6.1.2液层阻力取充气系数数=0.5,则精馏段：==0.50.06=0.03提馏段：==0.50.06=0.036.1.3液体表面张力所造成阻力据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260～530Pa，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa，很小，计算时可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：精馏段：=0.036+0.03=0.066m提馏段：=0.033+0.03=0.063m1）精馏段每层塔板压降板压降为：=0.066830.5959.81=535.8(<0.7K,符合设计要求)。2）提馏段每层塔板压降板压降为：=0.063921.159.81=596.4(<0.7K,符合设计要求)。6.2液泛的验算为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中。精馏段：由前计算知=0.066m,取=0.5,板间距今为0.40m,=0.0554m,=0.5(0.40+0.0554)=0.2277m又塔板上不设进口堰，则=0.153==0.000053m板上液层高度=0.06m,得：=0.066+0.06+0.000053=0.126m由此可见：<，符合要求，在设计负荷下不会发生液泛现象。提馏段：由前计算知=0.063m,取=0.5,板间距今为0.40m,=0.0502m,=0.5(0.40+0.0502)=0.2251m又塔板上不设进口堰，则=0.153==0.00025m板上液层高度=0.06m,得：=0.063+0.06+0.00025=0.1238m由此可见：<，符合要求，在设计负荷下不会发生液泛现象。6.3雾沫夹带的验算精馏段：=kg液/kg气由上式可知<0.1kg液/kg气。浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。提馏段：=kg液/kg气由上式可知<0.1kg液/kg气。浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。泛点率=100%=D-2=0.8-20.096=0.608m=-2=0.5024-20.034=0.4344m式中——板上液体流经长度，m；——板上液流面积，；——泛点负荷系数，取0.08；K——特性系数，取1.0。泛点率（精）=泛点率<80%,符合要求。泛点率（提）=泛点率<80%,符合要求。6.4漏液验算取F0＝5作为控制漏液量的操作下限，由可知，取F0＝5作为控制漏液量的操作下限，由可知，七、塔板负荷性能图7.1以精馏段为例7.1.1液沫夹带线 以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下由=0.0554=故整理得=在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表7表7Lss0.00020.0010.0020.0030.004Vss0.89080.84760.7930.74950.7077.1.2液泛线令由联立得由此确定液泛线方程。=由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且＝取E=1,,由则综上所计算整理得＝0.538-891.9-1.98相应的和值如下表8表8，0.00020.0010.0020.0030.004，0.5310.5170.5030.4890.4747.1.3液相负荷上限线求出上限液体流量值（常数）以降液管内停留时间=5，则s7.1.4漏液线精馏段:7.1.5液相负荷下限线若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。取堰上液层高度=0.006m，根据计算式求的下限值，取E=1=s经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。（见后面）7.2以提馏段为例7.2.1雾沫夹带线则有：相应的和值如下表9表9，0.00020.0010.0020.0030.004，0.9240.9020.8750.8470.8207.2.2液泛线令由联立得忽略，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，得故在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表8：相应的和值如下表10表10，0.00010.0010.0030.0050.007，0.7470.7050.6700.6400.6047.2.3液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线.7.2.4漏液线提馏段:7.2.5液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准。由式得取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。7.3负荷性能图及操作弹性由图知（1）从塔板负荷性能图可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P，处在适宜操作区的位置，说明塔板设计合理。（2）因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷操作上限由雾沫夹带控制，操作下限漏夜线由控制。（3）按固定的液气比，从负荷性能图中查得气相负荷上限Vsmax，气相负荷下限Vsmin，所以可得精馏段操作Vsmax=0.531m3/s,Vsmin=0.157m3/s操作弹性=Vsmax/Vsmin=3.38提馏段操作Vsmax=0.683m3/s,Vsmin=0.193m3/s操作弹性=Vsmax/Vsmin=3.54塔板的这两操作弹性在合理的范围（3～5）之内，由此也可表明塔板设计是合理的。现将塔板设计计算结果汇总如表11表11项目内容-数值或说明备注精馏段提馏段塔径D/m0.80.8板间距HT/m0.40.4塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.611.80堰长lw/m0.650.65板上液层高度hL/m0.060.06降液管底隙高度h0/m0.04980.0442浮阀数N/个3030等腰三角形叉排阀孔气速u0/(m/s)9.8510.78临界阀孔气速uoc/(m/s)10.3311.41孔心距t/m0.0750.075同一竖排的孔心距单板压降pa700液体在降液管内停留时间/s46.914.58降液管内清液层高度Hd/m0.060.06泛点率/(%)41.5536.00液相负荷上VSmax/(m3/s)0.5310.683雾沫夹带控制气相负荷下VSmin/(m3/s)0.1570.193漏液控制操作弹性3.383.54后面为提馏段八、塔附件设计8.1接管（1）进料管(VS)F===0.0007745m/s取uF=1.6m/sdF==0.02483m=24.83mm经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87）：[4]（2）塔顶蒸汽出口管dvqv==取uv=18m/s则dv==0.1791m=179.1mm经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87）：[4]（3）回流液管dRqR=取uR=2m/s则dR=0.01308m=13.08mm经圆整选取焊接钢管（GB3091-93）:[4]（4）釜液排出管径dwqw==取uw=0.6m/s则dw==34.76经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87）:[4]（5）饱和蒸汽管径ds0加热蒸汽压力为0.5Mpa查=35.47kg/m3[4]Vs0==Us0=25m/sds0=0.02748m=27.48mm经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87）:8.2人孔查《化工容器》表10-1人孔标准系列本设计塔设备为常压容器，人孔取DN450mm.8.3视镜查《化工容器》表10-3视镜标准系列对于塔设备，视镜取DN150mm.8.4吊柱查《塔设备设计》安装在室外，无框架的整体塔设备，为了安装及拆卸内件，跟换或补充填料，需要在塔顶设置吊柱，吊柱的方位应使吊住中心线与人孔中心线间有适合的夹角，使吊住的垂直线可以转到人孔附近，以便从人孔装入或取出塔内件，查《塔设备设计》选取吊住标准，本设计吊住为立式材料为20#无缝钢管，吊住与踏连接的衬板与塔体材料相同，质量为500kg.8.5支座查《化工机械设备》本设计选用B型耳式支座重型，裙座与塔底焊接接头采用对接，焊缝采用全熔透的连续焊。为防止风载荷或地震载荷引起的弯矩造成塔翻倒，配置较多的地脚螺栓及具有足够大承载面积的基础环，裙座高取2m.材料为Q235-B。8.6塔盘查《化工原理》塔径DN≥800mm，采用分块式塔盘，紧固件采用椭圆垫板及螺柱。8.7除沫器查《过程设备设计》在塔内操作气速较大时，会出现塔顶雾沫夹带，这不但造成物料的流失，也使塔的效率降低，同时还有可能造成环境的污染。为了避免这种情况，需在塔顶设置除沫器装置，从而减小液体的夹带损失，确保气体的纯度，保证后续设备的正常操作，本设计选用丝网除沫器。8.8法兰的选取进料管选用：HG20593法兰PL40—0.25RF釜液管选用：HG20593法兰PL40—0.25RF回流液管选用：HG20593法兰PL80—0.6RF塔顶上升蒸汽管：HG20593法兰PL400—0.6RF九、主要辅助设备的计算及选型9.1原料液加热器采用列管换热器对原料液进行预热，使其从60℃升到泡点温度66.03℃，使用120℃饱和蒸汽作为加热剂，出口为120℃饱和水。取定性温度查《化工工艺设计手册》水的定压比热℃甲醇的定压比热℃混合物的比热：℃求得：查《化工工艺设计手册》对于加热器传热系数在1000—3400kcal/m2.h.℃之间，取K=1200kcal/m2.h.℃=1.395w/m2.k℃采用管径的列管换热器，设备型号Ⅰ查《化工原理》上册附8饱和水蒸汽，120℃时r水=2205.2kJ/kg蒸汽用量：9.2釜液再沸器采用列管换热器对釜液进行加热，使其从104℃的液体汽化为104℃的蒸汽，使用104℃的饱和蒸汽为加热剂，出口为140℃的饱和水，查《化工原理》上附表8，用内插法得，水的汽化热为2248.08kJ/kg，查《化工原理》上附表15，通过液体汽化潜热共线图得，甲醇的汽化热为975kJ/kg，已知釜液质量分率XW=0.0288。查《化工工艺设计手册》对于再沸器传热系数为4800kcal/m2.h.℃。取K=4800kcal/m2.h.℃=5.580w/m2.k采用管径的列管换热器，设备型号Ⅰ塔釜进气管，选用查《化工原理》上册附表8得140℃时:r水=2148.7kJ/kg蒸汽用量：9.3馏出蒸汽冷凝器采用列管换热器对塔顶蒸汽进行换热冷凝，使其从66.03℃的蒸汽冷凝为66.03℃的液体，使用10℃的水作为冷凝剂，出口温度为50℃。查《化工原理》上附表8，用内插法得，水的汽化热为2343.4kJ/kg，查《化工原理》上附表15，通过液体汽化潜热共线图得，甲醇的汽化热为1098kJ/kg，已知釜液质量分率WD=0.972。℃℃℃查《化工工艺设计手册》对于冷凝器传热系数在500—1500kcal/m2.h.℃。取K=800kcal/m2.h.℃=0.930w/m2.k采用管径的列管换热器，设备型号Ⅰ查《化工原理》上附录5可得：50℃时，冷却水的用量为：9.4产品冷却器采用列管换热器对产品进行冷却，使冷却后的产品从66.03℃降为20℃，采用10℃的水作为冷却剂，出口温度为30℃。定性温度为：℃查《化工原理》上附录5可得30℃时查《化工工艺设计手册》甲醇的定压比热℃混合物的比热：℃℃℃查《化工工艺设计手册》对于冷却器传热系数为1200—2440kcal/m2.h.℃。取K=1200kcal/m2.h.℃=1.395w/m2.k采用管径的列管换热器，设备型号Ⅰ十塔体附件工艺尺寸的确定10.1筒体工艺尺寸的确定本设计中精馏塔的塔径为0.8m，由于一般直径超过400mm时，常采用钢板卷作筒体，其公称直径是指筒体的内径，查内压圆筒体器壁厚度表可知筒体壁厚度为4mm。10.2封头的设计封头常见的形式有半球形、椭圆形、圆锥形和平板形，其中标准椭圆封头无论是几何形状或受力状态都比较好，制造难度又不大，所以本设计采用标准椭圆封头。大多数椭圆形封头的壁厚与筒体壁厚相等。因此本设计中采用的封头厚度为4mm，由公称直径为800mm，查得曲面高度h1=200mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=0.7566m2QUOTE，容积V=0.0796m3，质量为23.79kgQUOTE。10.3裙座塔顶采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，在塔设备的支撑中广泛应用，为了制作方便，一般采用圆筒型裙座。裙座的座圈高度一般由工艺决定，有再沸器时为3～5m，无再沸器是为2m左右，所以本设计选择裙座高度为2m。由于裙座内径=800mm，故裙座壁厚取12mm。基础环内径Dbi=﹙800＋2×12﹚－0.3×1000=524mm基础环外径Db0=﹙800＋2×12﹚＋0.3×1000=1124mm经圆整后取Dbi=600mmDb0=1100mm十一设计结果物料衡算结果表10表10序号项目符号单位数值备注1塔顶摩尔分数0.8982塔顶平均摩尔质量30.6127.82气相液相3塔顶流量18.364进料摩尔分数0.1585进料液平均摩尔质量23.85220.24气相液相6进料流量123.527塔釜摩尔分数0.02888塔釜平均摩尔质量19.4418.42气相液相9塔釜产品流量105.16精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果表11序号项目符号单位精馏段提馏段备注1每层塔板压降0.72平均压力109.2119.43平均温度75.0089.554平均粘度0.3320.31355液相平均摩尔质量84.29100.416气相平均摩尔质量27.2324.037液相平均密度830.595921.158气相平均密度1.030.869平均表面张力37.9756.38浮阀塔板工艺设计结果表12序号项目符号单位数值备注1堰长0.52精馏段和提馏段塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。2堰高0.05540.05023弓形降液管界面积0.0344弓形降液管宽度0.0965降液管底隙高度0.04980.04426横排孔心距0.0757排间距0.0658浮阀数130309开孔率7.137.13十二、结束语通过这次课程设计，让我对化工原理这门课有了进一步的认识。这次课设是对这门课程的一个总结，对化工原理的应用。设计时要有一个明确的思路，要考虑多种因素包括环境条件和介质的性质等再选择合适的设计参数，对塔体的材料和结构确定之后还要进行一系列校核计算。通过这次设计对我们独自解决问题的能力也有所提高。在整个过程中，我查阅了相关书籍及文献，取其相关知识要点应用到课设中，而且其中有很多相关设备选取标准可以直接选取，这样设计出来的设备更加符合要求。这次课设的书写中对格式的要求也很严格，在老师的指导下我们按照毕业设计的格式要求完成课程设计。这就为我们做毕业设计打下了基础。总而言之，本次课程设计让我们获益匪浅，我们相信在以后的专业设计中能做的更好。从设计结果看，本设计基本上是可行的，但仍存在一些不足之处,在此我们将体会和不足总结如下：（1）从设计总体看，各设计过程和结果是相互关联，相互影响的。对某一设计值若取的不好，就很有可能影响到后边乃至全设计的结果。在本次课程设计中，由于一开始的回流比取得不好，导致最后负荷性能图上操作点不在安全范围内，于是重新取的回流比计算，又调整了其他参数，最