甲醇水篩板精餾塔課程設計

1、 化學與化學工程學院 化工原理專業(yè)課程設計 設計題目 常壓甲醇水篩板精餾塔設計 姓名：潘永春 班級：化工101 學號：2010054052 指導教師：朱憲榮 課程設計時間2013、6、82013、6、20 化 工 原 理 課 程 設 計 任 務 書專 業(yè)：化學與化學工程學院：化工101 姓名：潘永春學 號 20100054052 指導教師 朱憲榮設計日期： 2013 年6月8日至 2013年6月20日一、設計題目： 甲醇水 精 餾 塔 的 設 計 二、設計任務及操作條件： 1、設計任務生產(chǎn)能力（進料） 413.34Kmol/hr操作周期 8000小時/年進料組成 甲醇0.4634 水0.536

2、6（質(zhì)量 分率 下同）進料密度 233.9Kg/m3 平均分子量 22.65塔頂產(chǎn)品組成 >99%塔底產(chǎn)品組成 <0.04% 2、操作條件 操作壓力 1.45bar （表壓） 進料熱狀態(tài) 汽液混合物 液相分率98% 冷卻水 20 直接蒸汽加熱 低壓水蒸氣 塔頂為全凝器，中間汽液混合物進料，連續(xù)精餾。 3、設備形式 篩板式或浮閥塔 4、廠址 齊齊哈爾地區(qū)三、圖紙要求1、計算說明書（含草稿）2、精餾塔裝配圖（1號圖，含草稿） 一前言51.精餾與塔設備簡介52.體系介紹53.篩板塔的特點64.設計要求:6二、設計說明書7三設計計算書81.設計參數(shù)的確定81.1進料熱狀態(tài)81.2加熱方式8

3、1.3回流比（R）的選擇81.4 塔頂冷凝水的選擇82.流程簡介及流程圖82.1流程簡介83.理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定93.1理論板數(shù)計算93.1.1物料衡算93.1.2 q線方程93.1.3平衡線方程103.1.4 Rmin和R的確定103.1.5精餾段操作線方程的確定103.1.6精餾段和提餾段氣液流量的確定103.1.7提餾段操作線方程的確定103.1.8逐板計算103.1.9圖解法求解理論板數(shù)如下圖:123.2實際板層數(shù)的確定124精餾塔工藝條件計算124.1操作壓強的選擇124.2操作溫度的計算134.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算134.3.1 密度及流量13

4、4.3.2液相表面張力的確定：144.3.3 液體平均粘度計算154.4塔徑的確定154.4.1精餾段154.4.2提餾段174.5塔有效高度174.6整體塔高175.塔板主要工藝參數(shù)確定185.1溢流裝置185.1.1堰長lw185.1.2出口堰高hw185.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af185.1.4降液管底隙高度h0195.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列195.2.1塔板的分塊195.2.2邊緣區(qū)寬度確定195.2.3開孔區(qū)面積Aa計算195.2.4篩孔計算及其排列206.篩板的力學檢驗206.1塔板壓降206.1.1干板阻力hc計算206.1.2氣體通過液層的阻力Hl計算216.1.4

5、氣體通過每層塔板的液柱高hp216.2 篩板塔液面落差可忽略216.3液沫夾帶216.4漏液226.5液泛227.塔板負荷性能圖227.1漏液線227.2液沫夾帶線237.3液相負荷下限線247.4液相負荷上限線247.5液泛線247.6操作彈性258. 輔助設備及零件設計268.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）268.1.1方案：垂直管268.1.2方案：水平管298.2各種管尺寸的確定308.2.1進料管308.2.2釜殘液出料管308.2.3回流液管318.2.4再沸器蒸汽進口管318.2.5 塔頂蒸汽進冷凝器出口管318.2.6冷凝水管328.3冷凝水泵329.設計結(jié)果匯總3310. 參考

6、文獻及設計手冊35四設計感想35 一前言1.精餾與塔設備簡介蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過程中最重要的單元操作之一，蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。例如，設計所選取的甲醇-水體系，加熱甲醇（沸點64.5）和水（沸點100.0）的混合物時,由于甲醇的沸點較水為低,即甲醇揮發(fā)度較水高,故甲醇較水易從液相中汽化出來。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇組成高于原料的產(chǎn)品，依此進行多次汽化及冷凝過程，即可將甲醇和水分離。這多次進行部分汽化成部分冷凝以后，最終可以在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到

7、較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。在工業(yè)中，廣泛應用精餾方法分離液體混合物，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應用更為廣泛。 蒸餾按操作可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所含組分數(shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。工業(yè)中的蒸餾多為多組分精餾，本設計著重討論常壓下的雙組分精餾，即苯-甲苯體系。在化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設備必不可少。塔設備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達到相際傳質(zhì)和

8、傳熱目的的氣液傳質(zhì)設備之一。塔設備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。 篩板塔在十九世紀初已應用與工業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學研究很少，被認為操作不易掌握，沒有被廣泛采用。五十年代來，由于工業(yè)生產(chǎn)實踐，對篩板塔作了較充分的研究并且經(jīng)過了大量的工業(yè)生產(chǎn)實踐，形成了較完善的設計方法。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本設計討論的就是篩板塔。2.體系介紹甲醇水體系汽液平衡數(shù)據(jù) (101.325

9、kPa)：x00.05310.07670.09260.12570.13150.16740.18180.20830.2319y00.28340.40010.43530.48310.54550.55850.57750.62730.6485t/10092.990.388.986.685.083.282.381.680.2x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.59370.68490.77010.87411.00y0.67750.68010.69180.73470.77560.79710.81830.84920.89620.91941.00t/78.077.876

10、.776.273.872.771.370.068.066.964.7甲醇、水密度、粘度、表面張力在不同溫度下的值：5060708090100甲醇760751743734725716水988.1983.2977.8971.8965.3958.4µ甲醇0.3500.3060.2770.2510.225µ水0.4790.4140.3620.3210.288甲醇18.7617.8216.9115.8214.89水66.264.362.660.758.83.篩板塔的特點篩板塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)持點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板(孔徑為38mm)和大孔徑篩板(

11、孔徑為1025mm)兩類。工業(yè)應用小以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合(如分離粘度大、易結(jié)焦的物系)。 篩板的優(yōu)點足結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。其缺點是篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。 應予指出，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設計和操作不當，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降故過去工業(yè)上應用較為謹慎。近年來，由于設計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應用日趨廣泛。在確保精確設計和采用先進控制手段的前提下，設計中可大膽選用。4.設計要求:設計條件：體系：甲醇-水體系 P=145kpa

12、（表壓）進料組成0。4634 餾出液組成0.99釜液組成0.004 （以上均為質(zhì)量分率）加料熱狀況 q=1.0塔頂全凝器 泡點回流回流比 R=(1.12.0)Rmin單板壓降 0.7kPa二、設計說明書（1） 設計單元操作方案簡介 蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應性強等優(yōu)點，但適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。故分離苯-甲苯混合物體系應采用連續(xù)精餾過程。蒸餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻劑中的冷卻介質(zhì)將余熱帶

13、走。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器-全凝器兩種不同的設置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便準確控制回流比。（2） 篩板塔設計須知（1）篩板塔設計是在有關(guān)工藝計算已完成的基礎上進行的。對于氣、液恒摩爾流的塔段，只需任選其中一塊塔板進行設計，并可將該設計結(jié)果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常選上面第一塊塔板進行設計；全塔最下面一段塔段，通常選最下面一塊塔板進行設計。這樣計算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)。 （2）若不同塔段的塔板結(jié)構(gòu)差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔段塔板的篩孔數(shù)、空心距與篩孔直徑之比t/d0可能有差異。對篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進塔壁處液體“短路”，可在近塔壁處設置擋板。

14、只有當不同塔段的塔徑相差較大時才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。（3） 篩板塔的設計程序（1）選定塔板液流形式、板間距 HT、溢流堰長與塔徑之比lw/D、降液管形式及泛點百分率。（2）塔徑計算。（3）塔板版面布置設計及降液管設計。（4）塔板操作情況的校核計算作負荷性能圖及確定確定操作點。三設計計算書1.設計參數(shù)的確定1.1進料熱狀態(tài)泡點進料時，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設備制造上比較方便。冷液進塔雖可減少理論板數(shù)，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑增大，有不利之處。

15、所以根據(jù)設計要求，泡點進料，q1。1.2加熱方式精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應；由于甲醇-水體系中，甲醇是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，水為重組分由塔底排出。所以本設計應采用再沸器提供熱量，采用直接（低壓）水蒸汽加熱。1.3回流比（R）的選擇實際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時應考慮，隨R選值的增大，塔板數(shù)減少，設備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量L，V，L，V增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費用增大。若R值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設備投資也隨之有所增大。其設備投資操作費用與回流比之間的關(guān)

16、系如下圖所示?？傎M用最低點對應的R值稱為最佳回流比。設計時應根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R（1.22）Rmin。1.4 塔頂冷凝水的選擇 采用深井水，溫度t202.流程簡介及流程圖 2.1流程簡介含甲醇0.4634（摩爾分數(shù)）的甲醇-水混合液經(jīng)過預熱器，預熱到泡點進料。進入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品（含甲醇0.99），一部分回流再進入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，部分進入塔中，部分液體作為產(chǎn)品排出塔體（含甲醇0.04）。2.2簡略流程圖如下：甲醇水精餾流程圖3.理論塔板數(shù)的計算、實際板數(shù)的確定及熱量衡算3.1理論板數(shù)計算3.1.1物料衡算已知進料量F

17、413.34kmol/h，進料組成XF0.3269，進料q1設計要求：XD0.9824，Xw=0.0225衡算方程 ： F=D+W D=137.56Kmol/hFXF=DXD+WXW W=275.78Kmol/h3.1.2 相對揮發(fā)度的確定純組分的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系AB甲醇水sat=A-（） 用表示，P用Hg表示。頂=1.64 底=7.05= =3.40Xe=0.3269代入公式的：得y=0.5744（Xe,Ye）=(0.3269,0.5744)3.1.3Rmin和R的確定=0.51在(1.12.0)之間，符合要求。3.1.4精餾段操作線方程的確定精餾段操作線方程：=0.7143xn+0.

18、28073.1.5精餾段和提餾段氣液流量的確定已知 D137.56kmol/h R2.5精餾段：LRD343.9kmol/h V（R1）D481.46kmol/h提餾段：LLqF757.24kmol/h VV-(1-q)FV481.46kmol/h3.1.6提餾段操作線方程的確定提餾段操作線方程：=1.5728Xw-0.0001289采用逐板計算法： XD=y1=0.9824 x1=0.9426 y2=0.9540 x2=0.8591 y3=0.8944 x3=0.7135 y4=0.7904 x4=0.5258 y5=0.6563 x5=0.3596 y6=0.5376 x6=0.2548&

19、lt;0.3269因x6<xq，第六塊上升的氣相組成由提餾段操作方程計算， y7=0.4006 x7=0.1643 y8=0.2583 x8=0.09290 y9=0.1460 x9=0.0.04787 y10=0.0752 x10=0.02334 y11=0.03659 x11=0.01105 y12=0.01724 x12=0.005134 y13=0.006786 x13=0.002005 y14=0.003025 x14=0.0008917 y15=0.001274 x15=0.0001356 y16=0.0004607 x16=0.0001356<Xw=0.000225所

20、需總理論板數(shù)為16塊，第6塊板為加料板，精餾段需6塊板。=0.567=0.420N精=10.60約11N提=24.087約25NT=36全塔效率：=44.44%3.2熱量衡算3.2.1比熱容及汽化熱的計算比熱容（kj/kmol.k)60708090100甲醇88.394.29101.3水75.29475.36675.5175.67275.816汽化潛熱 T6080100甲醇（kj/kg）112810701030 T62646668水(j/mol)42329422414215342065(1)塔頂溫度td =64.85時，內(nèi)插法求得 =89.12KJ/(molK)同理可分別求出：(3)進料塔溫度

21、tF=76.87時，比熱容=94.506KJ/(molK)(3)塔底溫度tw99.97時，比熱容=86.6KJ/(molK)3.2.1熱量衡算（1）0時塔頂上升的熱量，塔頂0為基準（2）回流液的熱量 td =64.85 (3)塔頂餾出液熱量 (4)進料熱(5)塔底殘液熱(6)冷凝管消耗熱(7)再沸器提供熱：塔釜熱損失10%。即即實際熱負荷：計算得： 熱量衡算結(jié)果項目進料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱容kj/kmol.k84.506-89.1276.6-熱量Q（kj/h）2042594.532863678.441167550.4261192893.81124324540.824精餾塔工藝

22、條件計算4.1操作壓強的選擇 應該根據(jù)處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性原則。對熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對揮發(fā)度增大，利于分離，但壓力減小，導致塔徑增加，要使用抽空設備。對于物性無特殊要求的采用常壓操作。塔頂壓力P頂=145kPa 單板壓降P=0.7kPa進料板壓力pF=145+0.7*(n-1)=152kPa塔底壓力pw=145+0.7*(36-1)=169.5kPa精餾段平均壓力pm=(145+152)/2=148.5kPa提留段平均壓力pm' =(169.5+152)/2=160.75kPa4.2操作溫度的計算利用汽液平衡數(shù)據(jù)利用數(shù)值插值法確定進料溫度t

23、F、塔頂溫度tD、塔底溫度tW塔頂溫度： tD=65.01 進料溫度： tF=76.81塔底溫度： tW=99.97精餾段平均溫度：t1=70.94提溜段平均溫度：t2=88.424.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算4.3.1 密度及流量甲醇分子量為：32.04kg/kmol (Ma) 水的分子量為：18.01 kg/kmol (Mb) 、精餾段精餾段平均溫度：70.94精餾段平均液相組成：精餾段平均汽相組成：精餾段液相平均分子量：精餾段氣相平均分子量：液相密度：氣相密度：液相流量：氣相流量：、提餾段提餾段平均溫度：79.54提餾段平均液相組成：提餾段平均氣相組成： 提餾段液相平均

24、分子量：提餾段氣相平均分子量： 液相密度：氣相密度：液相流量：氣相流量：4.3.2液相表面張力的確定：查圖知：二元有機物-水溶液表面張力可用下列公式計算其中 上述諸式中 下標 W,O,S-分別代表水、有機物及表面部分； Xw，Xo-主體部分的分子數(shù)： Vw，Vo-主體部分的分子體積； w，o-分別為純水、有機物的表面張力；對甲醇q=1。塔頂液相表面張力=65.01 18.29 65.25Tw=99.97 14.89 58.8TF=76.87 17.20 63.13 代入上式得：塔頂液表面張力：同理得進料板液相表面張力塔頂塔底精餾段平均表面張力提餾段平均表面張力4.3.3 液體平均粘度計算TD=

25、65.01 TF=76.87 TW=99.97 得：塔頂液相粘度0.9824*0.328+(1-0.9824)*0.4465=0.3301塔底液相粘度0.228進料板液相粘度0.3482精餾段0.33915提餾段0.31814.4塔徑的確定4.4.1精餾段 欲求塔徑應先求出空塔氣速 u安全系數(shù)×umax 功能參數(shù)：取塔板間距=0.35，板上液層高度h1=0.05m，那么分離空間：- h1=0.35-0.05=0.30m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20=0.060，由于=1.5214m/sU=0.75umax=1.1411m/s m圓整得 D=1.7m塔截面積：AT=(3.14/4)*11.

26、72=2.2687實際空塔氣速：4.4.2提餾段功能參數(shù)：取塔板間距=0.38m，板上液層高度板上液層高度h1=0.05m，那么分離空間：- h1=0.38-0.08=0.30m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20=0.060，由于u=0.75umax=1.5089m/s 圓整取： D'=1.5m塔截面積：AT=(3.14/4)*D2=1.7663實際空塔氣速：4.5塔有效高度 三精餾段有效高度 Z=(11-1)*0.35=3.5m提餾段有效高度從塔頂開始每隔7塊板開一個人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米所以應多加高(0.7-0.35)×36/7=1.8mZ=+1.0

27、=3.5+8.4+1.8=13.7m4.6整體塔高(1)塔頂空間HD取HD=1.6=0.35m加一人孔0.6米,共為0.95m(2)塔底空間塔底儲液高度依停留5min而定m取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開一直徑為0.6米的人孔 1+0.6215=1.6215m(3)整體塔高 5.塔板主要工藝參數(shù)確定5.1溢流裝置選用單溢流弓形管降液管，不設進口堰。5.1.1堰長lw取堰長lw=0.70D, lw=1.19m5.1.2出口堰高hw 查圖可知 E=1.02hwhLhow 其中 =.00130 hw取0.037m hOw'取0.0130m5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af查

28、圖知 Wd=0.238m精餾段： 驗算液體在降液管內(nèi)停留時間 符合提鎦段：驗算液體在降液管內(nèi)停留時間停留時間>5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度，取則精餾段：提鎦段：故降液管底隙高度設計合理5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列5.2.1塔板的分塊D800mm，故塔板采用分層，查表塔板分為3塊。5.2.2邊緣區(qū)寬度確定取5.2.3開孔區(qū)面積計算5.2.4篩孔計算及其排列物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為開孔率為篩孔數(shù)目n為 精餾段氣體通過閥孔的氣速:提餾段氣體通過閥孔的氣速: 6.篩板的力學檢驗 6.1塔板壓降6.1.1干板阻力計算由/

29、=1.67查圖得=0.84精餾段：hc=0.0407m提餾段：hc=0.0315m 6.1.2氣體通過液層的阻力Hl計算精餾段：由圖查取板上液層充氣系數(shù)提餾段：由圖查取板上液層充氣系數(shù)6.1.3氣體通過每層塔板的液柱高可按下計算精餾段=0.0407+0.0315+0.00345=0.07565m液柱提餾段=0.033+0.031+0.00184=0.06584m液柱<0.76.2 液面落差對于D1.6m的篩板，液面落差可以忽略不計。6.3液沫夾帶 (kg液/kg氣)精餾段：提餾段：本設計液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內(nèi),符合要求.6.4漏液的驗算篩板塔,漏液點氣速帶入數(shù)據(jù)得：

30、精餾段，提餾段實際孔速:精餾段,提餾段，.6.5液泛的驗算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)清液層高Hd()對于設計中的甲醇-水體系=0.5, Hd0.5=0.197m由于板上不設進口堰精餾段液柱提餾段mm所以不會發(fā)生液泛現(xiàn)象以上各項流力學驗算可認為精餾段、提溜段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。7.塔板負荷性能圖7.1漏液線由得精餾段：=得提餾段：=得=精餾段1.1101.1431.1581.185提餾段2.07242.15512.25692.33887.2霧沫夾帶線以kg液/kg氣為限求-關(guān)系：由精餾段：ua=0.4831 整理得提餾段： 整理得精餾段3.7523.6163.5543.443提餾段7.

31、3液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負荷標準，由式計算精餾段： 提餾段：7.4液相負荷上限線以5s作為液體在降液管中停留的下限故精餾段： 提鎦段：7.5液泛線Hd=()由，得其中所以精餾段提餾段精餾段4.484.374.214.32提餾段5.48165.35315.29135.01447.6操作彈性由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線由圖，故精餾段操作彈性為/=3.56由圖，故提餾段操作彈性為/=4.93精餾段提餾段操作彈性均大于3小于5,符合要求。8. 輔助設備及零件設計8.

32、1塔頂冷凝器（列管式換熱器）甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1.1估計換熱面積甲醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)tD=65.01冷凝蒸汽量：由于甲醇摩爾分數(shù)為0.965,所以可以忽略水的冷凝熱,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始溫為20，取冷凝器出口水溫為36，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如下（甲醇在膜溫40.3下，水在平均溫度16下）（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.m)(w/(m.)甲醇-水1.1562.59645×10-50.1888水998.84.18621111×10-50.5887a. 設備的熱參數(shù)：b水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”取K

33、=2000W/(m2.) 傳熱面積的估計值為：安全系數(shù)取1.2 換熱面積A=1.2*64.39=77.27m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管數(shù)：個管長：取管心距殼體直徑取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板間距B=200mm由上面計算數(shù)據(jù)，選型如下：公稱直徑D/mm600管子尺寸/mm25公稱壓力 PN/（MPa）1.6管子長l/m1.5管程數(shù)Np2管數(shù)n/根113殼程數(shù)Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、殼程的流速及Re:（一）管程流通截面積：管內(nèi)水的流速（二）殼程流通截面積： 取=11殼內(nèi)甲醇-水流速 當量直徑 8.1.1.2計算流體阻力管程流體

34、阻力設管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005,查得摩擦系數(shù)=0.022 符合一般要求殼程流體阻力 Re=661.2>500，故管子排列為正三角形排列，取F=0.5擋板數(shù) 塊 代入得 取污垢校正系數(shù)F=1.0=8376.9Pa<10kPa故管殼程壓力損失均符合要求8.1.1.3計算傳熱系數(shù)管程對流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管=3.89×104殼程對流給熱系數(shù)Re=661.2Pr0=8=0.36=837.8計算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面積為基準 則K=2.357kW/(m2.)計算傳熱面積 A=m2所選換熱器實際面積為

35、A=n=13.3m2裕度所選換熱器合適釜式再沸器：計算熱負荷：考慮到5%的熱損失后 選用0.2MPa飽和水蒸氣加熱，因兩側(cè)均為恒溫相變 取傳熱系數(shù)K=1000W/（m2.K）估算傳熱面積取安全系數(shù)0.8，實際傳熱面積A=172.9/0.8=216.12m2原料預熱器原料加熱：采用壓強為270.25kPa的飽和水蒸汽加熱，溫度為130，冷凝溫度至130流體形式，采用逆流加熱 查表Cp甲醇=2.48 kJ/(kgK) Cp水=4.183 kJ/(kgK)摩爾分數(shù) xF=0.20根據(jù)上式可知：Cpc=2.48×0.2+4.138×0.8=3.8064kJ/(kgK)設加熱原料溫度

36、由20到81.7 考慮到5%的熱損失后選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(m2K)計算傳熱面積：取安全系數(shù)為0.8 A實際=5.23/0.8=6.6m28.2.2釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度uw=1.6m/s則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：12mm2.5mm 8.2.3回流液管回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：20mm3.5mm 8.2.4再沸器蒸汽進口管V=0.023×18/0.65=0.637設蒸汽流速為23m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：188mm12.5mm 8.2.5 塔頂蒸汽進冷凝器出口管V=0.

37、023×32.04/1.147=0.64設蒸汽流速為20m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：202m13mm m 8.2.6冷凝水管深井水溫度為12，水的物性數(shù)據(jù)：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s管徑選取 159×4.5mm熱軋無縫鋼管實際流速為 8.2. 1 進料管經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：70mm2mm 8.2.2塔底出料管經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：60mm2mm 8.2.3回流液管利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：62mm2mm8.2.4再沸器蒸汽進口管經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼

38、管，規(guī)格：68mm8mm 8.2.5 塔頂蒸汽進冷凝器出口管, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：1918mm m 8.2.6冷凝水管深井水溫度為12，水的物性數(shù)據(jù)：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s管徑選取 159×4.5mm熱軋無縫鋼管實際流速為8.3冷凝水泵雷諾數(shù)取=0.01，,查圖摩擦系數(shù)=0.0315各管件及閥門阻力系數(shù)如下:名稱水管入口進口閥90·彎頭×4半開型球閥0.560.75×49.5設管長為5米,=4.44揚程 取20m 流量選擇IS100-65-250型離心泵,參數(shù)為流量V=120,揚程,H=74

39、.5m轉(zhuǎn)速泵效率,=73%軸功率Na=33.3kW9.設計結(jié)果匯總篩板塔設計計算結(jié)果及符號匯總表參數(shù)符號參數(shù)名稱精餾段提餾段T m (C)平均溫度68.583.19P m (kpa)平均壓力104.45111.45M Lm(kg/kmol)液相平均摩爾質(zhì)量28.6122.01M Vm(g/kmol)氣相平均摩爾質(zhì)量35.50924.054lm (kg/m)液相平均密度798.20893.28vm (kg/m)氣相平均密度1.08960.982m (dyn/cm)液體平均表面張力27.8147.91m (mpa·s)液體平均粘度0.35330.2846Vs(m/s)氣相流量0.7221

40、0.6580Ls (m/s)液相流量0.000400650.00063552N實際塔板數(shù)913Z( m)有效段高度D(m)塔徑0.80.8H T(m)板間距0.350.35 (m)板厚0.0030.003溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l(wèi) W (m)堰長0.520.52h W (m)堰高0.044390.04237hl (m)板上液層高度0.060.06h OW (m)堰上液層高度0.0056070.007626h O (m)降液管底隙高度0.01100.0175W d (m)降液管寬度0.100.10W s (m)安定區(qū)寬度0.0650.065W c (m)邊緣區(qū)高度0.

41、0350.035Aa (m)有效傳質(zhì)面積0.31750.3175A T (m)塔橫截面積0.50240.5024A f (m)降液區(qū)面積0.03420.0342A O （m）篩孔面積0.03550.0355d O（m）篩孔直徑0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n篩孔數(shù)目16341634（%）開孔率10.110.1U （m/s）空塔氣速1.43731.3097安全系數(shù)0.70.7U O（ （m/s）篩孔氣速22.51620.517K穩(wěn)定系數(shù)1.731.55H c （m液柱）干板阻力0.03310.00232H l （m液柱）液體有效阻力Hl0.03720.0390H（m液柱）液體表面張力阻力0.002100.00339H p （m液柱）總阻力0.07240.0656P（pa）每層塔板壓降556.70560.93 (s)停留時間36.5627.79ev (0.1kg液/kg干氣)液沫夾帶量0.08230.0967液泛合格合格漏液合格合格E液流收縮系數(shù)1.021.02C O孔流系數(shù)0.840.84液層充氣系數(shù)0.620.62相對泡沫密度0.50.5F LV兩項流動參數(shù)0