甲醇-水分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)

濱州學(xué)院課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、課題名稱甲醇——水分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)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(jìn)料狀態(tài)：冷液體進(jìn)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(shí)間：300天/年，每天24h運(yùn)行冷卻水溫度：20℃設(shè)備形式：篩板塔廠址：濱州市三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)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(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（加熱物料進(jìn)出口溫度、密度、粘度、比熱、導(dǎo)熱系數(shù)）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算6、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算7、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算8、塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）9、換熱器設(shè)計(jì)10、餾塔接管尺寸計(jì)算11、制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點(diǎn)、機(jī)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(shè)計(jì)說明書一份設(shè)計(jì)說明書的基本內(nèi)容⑴課程設(shè)計(jì)任務(wù)書⑵課程設(shè)計(jì)成績評定表⑶中英文摘要⑷目錄⑸設(shè)計(jì)計(jì)算與說明⑹設(shè)計(jì)結(jié)果匯總⑺小結(jié)⑻參考文獻(xiàn)14、有關(guān)物性數(shù)據(jù)可查相關(guān)手冊15、注意事項(xiàng)⑴寫出詳細(xì)計(jì)算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源⑵每項(xiàng)設(shè)計(jì)結(jié)束后列出計(jì)算結(jié)果明細(xì)表⑶設(shè)計(jì)最終需裝訂成冊上交四、進(jìn)度計(jì)劃（列出完成項(xiàng)目設(shè)計(jì)內(nèi)容、繪圖等具體起始日期）1、設(shè)計(jì)動(dòng)員，下達(dá)設(shè)計(jì)任務(wù)書0.5天2、收集資料，閱讀教材，擬定設(shè)計(jì)進(jìn)度1-2天3、初步確定設(shè)計(jì)方案及設(shè)計(jì)計(jì)算內(nèi)容5-6天4、繪制總裝置圖2-3天5、整理設(shè)計(jì)資料，撰寫設(shè)計(jì)說明書2天6、設(shè)計(jì)小結(jié)及答辯1天目錄TOC\o"1-3"\h\u5152摘要 115466緒論 220686第一章設(shè)計(jì)方案的選擇和論證 342361.1設(shè)計(jì)思路 344351.2設(shè)計(jì)方案的確定 367271.3設(shè)計(jì)步驟 429889第二章塔的工藝設(shè)計(jì) 4292472.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) 4195052.2精餾塔的物料衡算 670522.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 6226792.2.2進(jìn)料熱狀況q的確定 661582.2.3操作回流比R的確定 7199862.2.4求精餾塔的氣液相負(fù)荷 716002.2.5操作線方程 7268052.2.6用圖解法求理論塔板數(shù) 849352.2.7實(shí)際板數(shù)的求取 812652.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 9261782.3.1進(jìn)料溫度的計(jì)算 9163992.3.2操作壓強(qiáng) 959792.3.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 1024432.3.4平均密度計(jì)算 1061912.3.5液體平均表面張力計(jì)算 1152132.3.6液體平均粘度計(jì)算 12246952.4精餾塔工藝尺寸的計(jì)算 12203342.4.1塔徑的計(jì)算 1223442.4.2精餾塔有效高度的計(jì)算 1417392.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 1544482.5.1溢流裝置計(jì)算 1569952.6浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置 1691732.7塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 17278902.7.1計(jì)算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降 17104022.7.2淹塔 17132292.8精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1937532.8.1霧沫夾帶線 1997352.8.2液泛線 19207132.8.3液相負(fù)荷上限線 20326422.8.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線） 2080402.8.5液相負(fù)荷下限線 20205622.9小結(jié) 214271第三章輔助設(shè)備的計(jì)算 2119143.1精餾塔的附屬設(shè)備 21102153.1.1再沸器（蒸餾釜） 22294103.1.2塔頂回流全凝器 2374473.1.3原料貯罐TC"（3）原料貯罐"\fC 2433823.1.4泵的計(jì)算及選型 2420第四章塔附件設(shè)計(jì) 24285444.1接管 24215294.1.1進(jìn)料 24114904.1.2回流管 25289814.1.3塔底出料管 25207054.1.4塔頂蒸氣出料管 2586724.1.5塔底進(jìn)氣管 25156304.2除沫器 25262294.3裙座 26187204.4人孔 26218724.5塔總體高度的設(shè)計(jì) 26247614.5.1塔的頂部空間高度 2616924.5.2塔的底部空間高度 26298034.5.3塔立體高度 2610380設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 286942致謝 2913308主要符號(hào)說明 3032471附錄 33摘要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)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(dá)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(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計(jì)書對甲醇和水的分離設(shè)備─浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔徑0.8米，按逐板計(jì)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(shí)際板數(shù)為14，提餾段實(shí)際板數(shù)為11。實(shí)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(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設(shè)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(guān)鍵詞：甲醇--水、精餾、圖解法求理論塔板數(shù)、負(fù)荷性能圖緒論化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及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(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)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(shí)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(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實(shí)際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會(huì)去認(rèn)真去對待。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo)。浮閥塔盤自20世紀(jì)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(diǎn)，很多場合已取代了泡罩塔盤。這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當(dāng)范圍內(nèi)上下浮動(dòng)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(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)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(shí)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(diǎn)是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會(huì)很高，因?yàn)闀?huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)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(shè)計(jì)方案的選擇和論證1.1設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)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(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)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(shí)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(shí)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-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器。回流比是精餾操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)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(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)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(jià)低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)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(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)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(guān)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(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)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(shí)間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。1.2設(shè)計(jì)方案的確定總的原則是盡可能多地采用先進(jìn)的技術(shù)，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)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(diǎn)。⑴滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)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(shè)計(jì)的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設(shè)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。⑵滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費(fèi)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(fèi)用和設(shè)備費(fèi)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(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用有影響，減少冷卻水用量，操作費(fèi)用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。⑶保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應(yīng)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(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強(qiáng)度。1.3設(shè)計(jì)步驟本次設(shè)計(jì)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(shí)現(xiàn)該任務(wù)。根據(jù)對工業(yè)生產(chǎn)中各種常見板式塔的特點(diǎn)進(jìn)行分析和設(shè)計(jì)任務(wù)的要求，本設(shè)計(jì)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(shè)備。精餾的原理是多次部分汽化與多次部分冷凝，因此在設(shè)計(jì)和操作過程中，充分考慮熱量的利用是經(jīng)濟(jì)生產(chǎn)的關(guān)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(shè)計(jì)的關(guān)鍵。具體設(shè)計(jì)步驟如圖所示：塔工藝尺寸計(jì)算工藝條件的確定及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算負(fù)荷性能圖流體力學(xué)驗(yàn)算塔工藝尺寸計(jì)算工藝條件的確定及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算負(fù)荷性能圖流體力學(xué)驗(yàn)算附屬設(shè)備及接管設(shè)計(jì)附屬設(shè)備及接管設(shè)計(jì)第二章塔的工藝設(shè)計(jì)2.1基礎(chǔ)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?jǐn)?shù)x氣相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)y溫度液相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)x氣相中甲醇的摩爾分?jǐn)?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..080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665（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PoAntoine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66.264.362.660.758.8（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?jǐn)?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=9.31W=2.2.2進(jìn)料熱狀況q的確定由文獻(xiàn)中甲醇——水混合液t-x-y圖可知，進(jìn)料組成時(shí)，溶液的泡點(diǎn)為82℃，平均溫度=℃由文獻(xiàn)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(jì)算操作條件下，甲醇和水的汽化熱由表7可知：設(shè)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(fù)荷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(jìn)料。精餾段理論板數(shù)提餾段理論板數(shù)2.2.7實(shí)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(yīng)的溫度為塔底度，查得為℃。塔頂?shù)臏囟葹椤?，這樣，平均塔溫為℃。由經(jīng)驗(yàn)式查式中，用內(nèi)插法求算甲醇的粘度，設(shè)甲醇的粘度：X353.2K363.2KX=0.265查文獻(xiàn)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(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)所以精餾塔的總實(shí)際塔板數(shù)為:2.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.3.1進(jìn)料溫度的計(jì)算查甲醇—水的氣液平衡數(shù)據(jù)文獻(xiàn)，可知℃℃℃精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：2.3.2操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)=101.33kPa進(jìn)料板壓強(qiáng)：=113.23+140.5=108.3kPa塔底壓強(qiáng)：=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(jì)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(jì)算（1）氣相平均密度計(jì)算理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段氣相密度：提留段氣相密度：（2）液相平均密度計(jì)算當(dāng)℃時(shí),用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)對于進(jìn)料板：用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)對于塔底：℃，查表1-4得精餾段平均密度：提餾段平均密度：2.3.5液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力計(jì)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(jì)算塔頂液相平均的黏度的計(jì)算由℃，用內(nèi)插法求得：進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由℃，用內(nèi)插法求得：塔底液相平均黏度的計(jì)算：由℃，用內(nèi)插法求得：所以2.4精餾塔工藝尺寸的計(jì)算2.4.1塔徑的計(jì)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(jì)算欲求塔徑應(yīng)求出空塔氣速（安全系數(shù)）式中的C可有史密斯關(guān)聯(lián)圖文獻(xiàn)查出橫坐標(biāo)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(jì)算取板間距板上液層高度則查文獻(xiàn)史密斯關(guān)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(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計(jì)算，可知全塔塔徑為塔截面積為以下的計(jì)算將以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算：實(shí)際空塔氣速為2.4.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)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(jì)算2.5.1溢流裝置計(jì)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(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）溢流堰長取堰長為0.7D，即（2）溢流堰堰高h(yuǎn)w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(xiàn)弓形降液管的寬度與面積圖得故依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度ho因?yàn)樾∷?，取降液管底隙高度h。=0.02857m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)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(shè)計(jì)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(jì)算其中：故（4）浮閥數(shù)計(jì)算及其排列預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子,由F。=可求閥孔氣速，即閥空直徑由所選浮閥型號(hào)決定，常用的F1型浮閥的閥空直徑為39mm。每層塔板上浮閥個(gè)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。現(xiàn)按（底邊長）的等腰三角形叉排方式排列，則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為閥孔動(dòng)能因數(shù)為所以，閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在9-12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)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(xué)驗(yàn)算2.7.1計(jì)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(jì)算。(1)干板阻力因，可用(2)板上充氣液層阻力本設(shè)備分離的甲醇和水混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度所以依式(3)計(jì)算液體表面張力所造成的阻力由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。因此，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閾Q算成單板壓降(設(shè)計(jì)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(jì)算(1)氣體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?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(shè)進(jìn)口堰，所以可用式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(jì)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(jì)算泛點(diǎn)率來完成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)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常物系處理，按文獻(xiàn)表取物性系數(shù)K值，K=1.0,又由文獻(xiàn)查的泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為為避免霧沫夾帶過量，對于0.9m以下的塔，泛點(diǎn)需控制在70%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率低于70%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。（2）嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算，可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。2.8精餾段塔板負(fù)荷性能圖2.8.1霧沫夾帶線對于甲醇—水物系和已設(shè)計(jì)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(yīng)的泛點(diǎn)率F1(亦為上限值),利用式泛點(diǎn)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(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。0.00100.00701.003930.88432.8.2液泛線聯(lián)立，，即由此式確定液泛線，忽略式中的項(xiàng)N=52，o整理得：即為液泛線的方程表達(dá)式，在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)Ls值，算出相應(yīng)的Vs0.0010.0030.0050.0071.06170.94830.81110.6184用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線。2.8.3液相負(fù)荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于3～5s。液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間。取為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線。2.8.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因<5時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量2.8.5液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。，代入的值則可求出，按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線.所的負(fù)荷性能圖如下：(5)(3)(4)(2)(1)(5)(3)(4)(2)(1)2.9小結(jié)1.板負(fù)荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點(diǎn)在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設(shè)計(jì)合理。2.液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)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(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限=0.99m3/s,氣相負(fù)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(2.5～4.5)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的.第三章輔助設(shè)備的計(jì)算3.1精餾塔的附屬設(shè)備甲醇—水的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點(diǎn)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(shè)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(shè)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(hào)：252.5名稱公稱直徑mm公稱壓強(qiáng)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(jì)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(qiáng)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(jì)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TC"（3）原料貯罐"\fC設(shè)計(jì)原料的儲(chǔ)存利用時(shí)間為3天，平均溫度為20，則：=918.66㎏/設(shè)安全系數(shù)為0.8則：3.1.4泵的計(jì)算及選型①進(jìn)料泵的選型：因此選擇泵的型號(hào)即可滿足要求:型號(hào)IS50-32-125流量7.5揚(yáng)程22m轉(zhuǎn)速軸功率0.96kW電機(jī)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(shè)計(jì)4.1接管4.1.1進(jìn)料進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：取，管子型號(hào)：27×2㎜4.1.2回流管采用直管回流管，取。，管子尺寸：25×24.1.3塔底出料管取，直管出料管子型號(hào)：27×24.1.4塔頂蒸氣出料管直管出氣，取出口氣速。管子型號(hào)：203×34.1.5塔底進(jìn)氣管采用直管取氣速，則管子型號(hào)：180×2.5。4.2除沫器在空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)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(shè)備的正常操作。本設(shè)計(jì)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(diǎn)。設(shè)計(jì)氣速選取：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(shè)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(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：經(jīng)圓整后裙座取，；基礎(chǔ)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(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔10——20塊板才設(shè)一個(gè)孔，本塔中共25塊板，需設(shè)置2個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm。4.5塔總體高度的設(shè)計(jì)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(shí)間取5min。=4.5.3塔立體高度m設(shè)計(jì)結(jié)果匯總項(xiàng)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(gè)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(dòng)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ΔP/Pa527.56液體降液管內(nèi)停留時(shí)間τ/s42.59降液管內(nèi)清液層高度/m0.0006泛點(diǎn)率(%)61.83氣相負(fù)荷上限/(m3/s)0.0032霧沫夾帶控制氣相負(fù)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(shí)間，通過查閱文獻(xiàn)、資料、計(jì)算數(shù)據(jù)，化工原理課程設(shè)計(jì)的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設(shè)計(jì)方案。課程設(shè)計(jì)是對以往學(xué)過的知識(shí)加以檢驗(yàn)，并且是對自己綜合能力的體現(xiàn)，通過查資料和文獻(xiàn)，自己受益匪淺，我們應(yīng)該在校好好的利用圖書館資源，把時(shí)間應(yīng)用到多看書，多學(xué)習(xí)一些專業(yè)相關(guān)的知識(shí)，課程設(shè)計(jì)能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識(shí)，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以及我了解的知識(shí)的狹隘性。設(shè)計(jì)過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí)，更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無疑將起到重要的作用.在此次化工原理設(shè)計(jì)過程中，我的收獲很大，感觸也很深，在動(dòng)手開始之前一定要提前問清老師的設(shè)計(jì)題目的相關(guān)要求，發(fā)揮自己的主觀能動(dòng)性，設(shè)計(jì)出最佳方案，才能更好地完成。同時(shí)通過這次課程設(shè)計(jì)，我深深地體會(huì)到與人討論的重要性，與人合作收獲最大，不僅可以節(jié)省很多時(shí)間，也可以保證自己的準(zhǔn)確性。因?yàn)橥ㄟ^與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自