甲醇——水分離過程板式精餾塔設計

1、濱州學院課程設計任務書一、課題名稱甲醇水分離過程板式精餾塔設計二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）原 料：甲醇、水溶液處理量：3200kg/h原料組成：33%（甲醇的質(zhì)量分率）料液初溫： 20操作壓力、回流比、單板壓降：自選進料狀態(tài)：冷液體進料塔頂產(chǎn)品濃度：98%（質(zhì)量分率）塔底釜液含甲醇含量不高于1%（質(zhì)量分率）塔 頂：全凝器塔 釜：飽和蒸汽間接加熱塔板形式：篩板生產(chǎn)時間：300天/年，每天24h運行冷卻水溫度：20設備形式：篩板塔廠 址：濱州市三、設計內(nèi)容1、設計方案的選定2、精餾塔的物料衡算3、塔板數(shù)的確定4、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算（加熱物料進出口溫度、密度、粘度、比熱、導熱系數(shù)）5、

2、精餾塔塔體工藝尺寸的計算6、塔板主要工藝尺寸的計算7、塔板的流體力學驗算8、塔板負荷性能圖（精餾段）9、換熱器設計10、餾塔接管尺寸計算11、制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點、機繪，a2圖紙）12、繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構(gòu)件）（手繪，a1圖紙）13、撰寫課程設計說明書一份 設計說明書的基本內(nèi)容課程設計任務書課程設計成績評定表中英文摘要目錄設計計算與說明設計結(jié)果匯總小結(jié)參考文獻14、 有關物性數(shù)據(jù)可查相關手冊15、 注意事項寫出詳細計算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源每項設計結(jié)束后列出計算結(jié)果明細表設計最終需裝訂成冊上交四、進度計劃（列出完成項目設計內(nèi)容、繪圖等具體起始日期）1、設計動員，下達設

3、計任務書 0.5天2、收集資料，閱讀教材，擬定設計進度 1-2天3、初步確定設計方案及設計計算內(nèi)容 5-6天4、繪制總裝置圖 2-3天5、整理設計資料，撰寫設計說明書 2天6、設計小結(jié)及答辯 1天目 錄摘要1緒論2第一章 設計方案的選擇和論證31.1設計思路31.2設計方案的確定31.3設計步驟4第二章 塔的工藝設計42.1基礎物性數(shù)據(jù)42.2精餾塔的物料衡算62.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)62.2.2進料熱狀況q的確定62.2.3操作回流比r的確定72.2.4求精餾塔的氣液相負荷72.2.5操作線方程72.2.6用圖解法求理論塔板數(shù)82.2.7實際板數(shù)的求取82.3 精餾塔的工藝

4、條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算92.3.1進料溫度的計算92.3.2 操作壓強92.3.3平均摩爾質(zhì)量的計算102.3.4平均密度計算102.3.5液體平均表面張力計算112.3.6液體平均粘度計算122.4 精餾塔工藝尺寸的計算122.4.1塔徑的計算122.4.2精餾塔有效高度的計算142.5 塔板主要工藝尺寸的計算152.5.1溢流裝置計算152.6浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置162.7塔板流體力學驗算172.7.1計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降172.7.2淹塔172.8精餾段塔板負荷性能圖192.8.1霧沫夾帶線192.8.2液泛線192.8.3液相負荷上限線202.8.4氣體負荷下限線（

5、漏液線）202.8.5液相負荷下限線202.9小結(jié)21第三章 輔助設備的計算213.1精餾塔的附屬設備213.1.1再沸器（蒸餾釜）223.1.2塔頂回流全凝器233.1.3原料貯罐243.1.4泵的計算及選型24第四章 塔附件設計244.1接管244.1.1進料244.1.2回流管254.1.3塔底出料管254.1.4塔頂蒸氣出料管254.1.5塔底進氣管254.2除沫器254.3裙座264.4人孔264.5塔總體高度的設計264.5.1塔的頂部空間高度264.5.2塔的底部空間高度264.5.3塔立體高度26設計結(jié)果匯總28致 謝29主要符號說明30附錄33摘要化工生產(chǎn)常需進行二元液相混合

6、物的分離以達到提純或回收有用組分的目的餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備類型之一。本次設計的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設計書對甲醇和水的分離設備浮閥精餾塔做了較詳細的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設

7、備計算,塔設備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔徑0.8米，按逐板計算理論板數(shù)為25。算得全塔效率為0.46。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實際板數(shù)為14，提餾段實際板數(shù)為11。實際加料位置在第15塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為3.19通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用160飽和蒸汽加熱，用20循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。關鍵詞：甲醇-水、精餾、圖解法求理論塔板數(shù)、負荷性能圖緒論化工生產(chǎn)中常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的。互溶液體混合物的分離有多種方法，蒸餾及

8、精餾是其中最常用的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。為實現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學生應具有較高的綜合能力、解決實際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設計是一次讓我們接觸并了解實際生產(chǎn)的大好機會，我們應充分利用這樣的機會去認真去對待。而新穎的設計思想、科學的設計方法和優(yōu)秀的設計作品是我們所應堅持努力的方向和追求的目標。浮閥塔盤自20世紀50年代初期開發(fā)以來，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點，很多場合已

9、取代了泡罩塔盤。這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當范圍內(nèi)上下浮動的閥片，其形狀有圓形、條形及方形等。由于浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。與泡罩塔盤相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會很高，因為會產(chǎn)生嚴重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進一步提高。具有代表性的浮閥塔有f1型（v1型）浮閥塔板、重盤式浮閥塔、盤式浮閥、條形浮閥及錐心形浮閥等。第一章 設計方案的選擇和論證1.1設計思路在本次設

10、計中，我們進行的是甲醇和水二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的

11、設置。在這里準備用全凝器，因為可以準確的控制回流比。此次設計是在常壓下操作。 因為這次設計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點，其突出優(yōu)點是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進一步加強了流體的導向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流

12、動接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。從甲醇水的相關物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。1.2設計方案的確定總的原則是盡可能多地采用先進的技術(shù)，使生產(chǎn)達到技術(shù)先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。 滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)

13、。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。 滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘Σ僮髻M用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。 保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。1.3設

14、計步驟本次設計主要是針對甲醇和水二元液體混合物系的分離，由于分離要求非常高，因此選用精餾操作來實現(xiàn)該任務。根據(jù)對工業(yè)生產(chǎn)中各種常見板式塔的特點進行分析和設計任務的要求，本設計選用浮閥精餾塔。一般的精餾裝置包括精餾塔、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器、產(chǎn)品冷卻器等設備。精餾的原理是多次部分汽化與多次部分冷凝，因此在設計和操作過程中，充分考慮熱量的利用是經(jīng)濟生產(chǎn)的關鍵。一般情況下，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，如何選用高效節(jié)能、投資低的節(jié)能工藝是設計的關鍵。具體設計步驟如圖所示：塔工藝尺寸計算工藝條件的確定及有關物性數(shù)據(jù)的計算負荷性能圖流體力學驗算附

15、屬設備及接管設計第二章 塔的工藝設計2.1基礎物性數(shù)據(jù)（1）常壓下，甲醇水的汽液平衡數(shù)據(jù)溫度液相中甲醇的摩爾分數(shù)x氣相中甲醇的摩爾分數(shù)y溫度液相中甲醇的摩爾分數(shù)x氣相中甲醇的摩爾分數(shù)y1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.3

16、00.665（2）常壓下，甲醇水的比熱容數(shù)據(jù)溫度/60708090100甲醇/ kj/（kg ）2.682.712.792.852.90水/ kj/（kg ）4.1874.1784.1954.2084.220(3)飽和蒸汽壓po antoine方程 abc甲醇7.205871582.271239.726水17.42853816.44227.02（4）甲醇-水的液相密度溫度60708090100甲醇755745730725710水983.2977.8971.8965.3958.4（5）液體表面張力溫度60708090100甲醇1918.217.216.215.1水66.264.362.660.7

17、58.8（6）液體表面粘度溫度60708090100甲醇0.360.320.280.240.20水0.460.40610.35650.31650.2838（7）液體的汽化熱溫度60708090100甲醇11301120111510701020水2358.62334.02308.82283.222572.2精餾塔的物料衡算2.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)（1）甲醇的摩爾質(zhì)量：水的摩爾質(zhì)量：= (2) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：(3) 物料衡算原料處理量 ： 總物料衡算： 即 （1）易揮發(fā)組分物料衡算：即 （2）解得： d=9.31 w=2.2.2進料熱狀況q的確定由文獻中甲

18、醇水混合液t-x-y圖可知，進料組成時，溶液的泡點為82，平均溫度=由文獻液體的比熱容查得：51水的比熱容為4.175kj/（kg）甲醇用內(nèi)插法求的：20 2.48kj/（kg） 57.65 2.65kj/（kg）2.61kj/（kg）故原料液的平均比熱容為 kj/（kg）用內(nèi)插法計算操作條件下，甲醇和水的汽化熱由表7可知：設甲醇和水的汽化熱分別為x，ykj/kg 對于甲醇：解得：甲醇的汽化熱為1079.9kj/kg同理：水的汽化熱為2303.2kj/kg所以: kj/kg所以:所以q線方程為：2.2.3操作回流比r的確定在圖上可知：=0.26 =0.631所以，2.2.4求精餾塔的氣液相負荷

19、 2.2.5操作線方程精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：2.2.6用圖解法求理論塔板數(shù)所以總理論板數(shù)為11塊（包括再沸器），第7塊板上進料。精餾段理論板數(shù) 提餾段理論板數(shù) 2.2.7實際板數(shù)的求取由甲醇與水不同溫度下的平衡組成作出其二元液相圖。由圖可知35對應的溫度為塔底度，查得為。塔頂?shù)臏囟葹?，這樣，平均塔溫為。由經(jīng)驗式查式中，用內(nèi)插法求算甲醇的粘度，設甲醇的粘度：x 353.2k 363.2k x=0.265查文獻在 水的粘度：。加料液體的平均粘度： =取表中溫度下數(shù)據(jù)：可取96.4和65.0塔板效率：。精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) 所以精餾塔的總實際塔板數(shù)為:2.3 精餾塔的

20、工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算2.3.1進料溫度的計算查甲醇水的氣液平衡數(shù)據(jù)文獻，可知精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：2.3.2 操作壓強塔頂壓強=101.33kpa進料板壓強：=113.23+140.5=108.3kpa塔底壓強：=精餾段平均操作壓力：提餾段平均操作壓力：2.3.3平均摩爾質(zhì)量的計算精餾段平均溫度：液相組成x1:精餾段平均摩爾質(zhì)量：提餾段平均溫度：提餾段平均摩爾質(zhì)量:2.3.4平均密度計算（1）氣相平均密度計算理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段氣相密度：提留段氣相密度：（2）液相平均密度計算當時,用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)對于進料板：用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)對于塔底： ，查表1-4得精餾段平

21、均密度： 提餾段平均密度： 2.3.5液體平均表面張力計算液相平均表面張力計算公式：塔頂：，用內(nèi)插法得到 塔板：，用內(nèi)插法得到 塔底：，用內(nèi)插法得到 精餾段平均表面張力：提留段平均表面張力：2.3.6液體平均粘度計算 塔頂液相平均的黏度的計算由 ，用內(nèi)插法求得：進料板液相平均黏度的計算由 ，用內(nèi)插法求得：塔底液相平均黏度的計算：由，用內(nèi)插法求得： 所以 2.4 精餾塔工藝尺寸的計算2.4.1塔徑的計算精餾段氣液相體積流量為提餾段氣液體積流量 (1)精餾段塔徑計算欲求塔徑應求出空塔氣速（安全系數(shù)）式中的c可有史密斯關聯(lián)圖文獻查出橫坐標的數(shù)值為 取間距，取板上液層高度:=0.06m故查圖得到因物系

22、表面張力=36.2644mn/m，故需校正取安全系數(shù)為，則空塔速度為塔徑:（2）提餾段塔徑計算取板間距 板上液層高度 則 查文獻史密斯關聯(lián)圖得到0.059因物系表面張力取安全系數(shù)為，則空塔速度為塔徑 按標準塔徑圓整為 根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計算，可知全塔塔徑為 塔截面積為以下的計算將以精餾段為例進行計算： 實際空塔氣速為 2.4.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進料板上方開一人孔，其高度為。故精餾塔的有效高度為2.5 塔板主要工藝尺寸的計算2.5.1溢流裝置計算因塔徑d=1.4可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設進口堰。各項計算如下：（1）溢流堰長取

23、堰長為0.7d，即（2）溢流堰堰高hw 取板上清液層高度 故 （3）弓形降液管的寬度wd和面積由，查文獻弓形降液管的寬度與面積圖得故 依式驗算液體在降液管中停留時間，即故降液管設計合理。降液管底隙高度ho因為小塔徑，取降液管底隙高度h。= 0.02857m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度2.6浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置（1）塔板的分塊本設計塔徑為，因，故塔板采用整塊式。（2）邊緣區(qū)寬度確定 取 。（3）開孔區(qū)面積計算 其中： 故 （4）浮閥數(shù)計算及其排列預先選取閥孔動能因子,由f。=可求閥孔氣速，即閥空直徑由所選浮閥型號決定，常用的f1型浮閥的閥空直徑為39mm。每層塔板上浮閥個

24、數(shù)為浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式?，F(xiàn)按（底邊長）的等腰三角形叉排方式排列，則設計條件下的閥孔氣速為閥孔動能因數(shù)為所以，閥孔動能因子變化不大，仍在9-12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。開孔率。此開孔率在10%-14%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。2.7塔板流體力學驗算2.7.1計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降每層塔板靜壓頭降可按式計算。(1)干板阻力 因，可用(2)板上充氣液層阻力本設備分離的甲醇和水混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度所以依式(3)計算液體表面張力所造成的阻力由于采用浮閥塔板，克服鼓

25、泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。因此，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨葹閾Q算成單板壓降(設計允許值)2.7.2淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管中清液層高度可用 計算(1)氣體通過塔板的壓強降相當?shù)囊褐叨惹懊嬉呀?jīng)算出(2)液體通過降液管的壓頭損失因不設進口堰，所以可用式（3） 板上液層高度前面已經(jīng)選定液層高度為=0.06m這樣 校正系數(shù)，選定板間距,從而可知，符合防止液泛的要求。2.7.3計算霧沫夾帶量（1）霧沫夾帶量判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：塔板上液體流程長度塔板上液流面積甲醇和水混合液可按正

26、常物系處理，按文獻表取物性系數(shù)k值，k=1.0,又由文獻查的泛點負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率f1為為避免霧沫夾帶過量，對于0.9m以下的塔，泛點需控制在70%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率低于70%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。（2）嚴重漏液校核當閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴重漏液。2.8精餾段塔板負荷性能圖2.8.1霧沫夾帶線對于甲醇水物系和已設計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應的泛點率f1(亦為上限值),利用式泛點率，依上式有整理后得即 此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個值便可依

27、式算出相應的。利用兩點確定一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 0.0010 0.0070 1.00393 0.8843 2.8.2液泛線聯(lián)立， 即由此式確定液泛線，忽略式中的項n=52， o整理得：即為液泛線的方程表達式，在操作范圍內(nèi)任取若干個ls值，算出相應的vs 0.001 0.003 0.005 0.007 1.0617 0.9483 0.8111 0.6184用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線。2.8.3液相負荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應小于35s。液體在降液管內(nèi)停留時間。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對

28、應的則為液體的最大流量,即液相負荷上限，于是可得所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關的豎直線。2.8.4氣體負荷下限線（漏液線）對于f1型重閥，因5時，會發(fā)生嚴重漏液，故取計算相應的氣相流量 2.8.5液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。 ，代入的值則可求出，按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關的豎直線.所的負荷性能圖如下：(5)(3)(4)(2)(1)2.9小結(jié)1.板負荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設計合理。2.液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣

29、相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。3.定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限 =0.99m3/s,氣相負荷下限 0.31m3/s，所以可得塔板的這一操作彈性在合理的范圍(2.54.5)之內(nèi)，由此也可表明塔板設計是合理的.第三章 輔助設備的計算3.1精餾塔的附屬設備甲醇水的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點0c蒸發(fā)潛熱kj/kg臨界溫度tc/k甲醇64.71101512.6水1002258647.33.1.1再沸器（蒸餾釜）該設備是用于加熱塔底料液合之部分氣化提供蒸餾過程所需要的熱量的熱交換設備。0c甲醇的汽化熱：=水的汽化熱:= 選擇因此選擇列管式換熱器，管子型號： 252.5名稱

30、公稱直徑mm公稱壓強管程數(shù)管子總根數(shù)規(guī)格4001600298名稱中心排管數(shù)管程流通面積計算換熱面積換熱管長度規(guī)格120.076048.82000再沸器的裕度：45.4/41.685=1.0893.1.2塔頂回流全凝器甲醇的汽化熱：=水的汽化熱：=選因此可選擇列管式換熱器，規(guī)格如下：名稱公稱直徑mm公稱壓強管程數(shù)管子總根數(shù)規(guī)格6002502232名稱中心排管數(shù)管程流通面積計算換熱面積換熱管長度規(guī)格160.0364523000全凝器的裕度：52/39.2468=1.32493.1.3原料貯罐設計原料的儲存利用時間為3天，平均溫度為20，則：=918.66/設安全系數(shù)為0.8 則：3.1.4泵的計算

31、及選型進料泵的選型：因此選擇泵的型號即可滿足要求: 型號is50-32-125流量7.5揚程22m轉(zhuǎn)速軸功率0.96kw電機功率2.2kw效率47%氣蝕余量2.0m質(zhì)量（泵/泵座）/32/46結(jié)構(gòu)形式單級懸臂 第四章 塔附件設計4.1接管4.1.1進料進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、t型進料管、彎管進料管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下： 取， 管子型號： 2724.1.2回流管采用直管回流管，取。，管子尺寸：2524.1.3塔底出料管取，直管出料管子型號：2724.1.4塔頂蒸氣出料管直管出氣，取出口氣速。管子型號：20334.1.5塔底進氣管采用直管取氣速，則管子型號：1802.5

32、。4.2除沫器在空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。本設計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。設計氣速選?。?除沫器直徑：4.3裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑,故裙座壁厚取12mm?；A環(huán)內(nèi)徑：基礎環(huán)外徑： 經(jīng)圓整后裙座取，；基礎環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去1.0m；考慮到再沸器，裙座高度取2.0m。4.4人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置

33、應便于人進出任何一層塔板。由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔1020塊板才設一個孔，本塔中共25塊板，需設置2個人孔，每個人孔直徑為450mm。4.5塔總體高度的設計4.5.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。4.5.2塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。=4.5.3塔立體高度m設計結(jié)果匯總項目內(nèi)容數(shù)值或說明備注塔徑 d/m0.8板間距ht/m0.35塔板形式單溢流弓形降液管整

34、塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.2058堰長/m0.56板上液層高度/m0.06降液管底隙高度h0/m0.02857浮閥數(shù)n/個52等邊三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)9.7587臨界閥孔氣速u0c(m/s)1.2059閥孔動能因數(shù)f09.9558孔心距t/m0.078同一橫排的孔心距排間距h/m0.068相鄰兩橫排中心線距離單板壓降p/pa527.56液體降液管內(nèi)停留時間/s42.59降液管內(nèi)清液層高度/m0.0006泛點率(%)61.83氣相負荷上限/(m3/s)0.0032霧沫夾帶控制氣相負荷下限/(m3/s)0.3044漏液控制操作彈性3.19致 謝經(jīng)過近三周的時間，通過查閱文獻、資料、計算數(shù)據(jù)，化工原理課程設計的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設計方案。課程設計是對以往學過的知識加以檢驗，并且是對自己綜合能力的體現(xiàn)，通過查資料和文獻，自己受益匪淺，我們應該在校好好的利用圖書館資源，把時間應用到多看書，多學習一些專業(yè)相關的知識，課程設計能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設計更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認識，使我們所學