甲醇水废液处理工艺及设备设计毕业设计.doc

甲醇水废液处理工艺及设备设计毕业设计目 录 第一章 绪论- 1 - 1.1 甲醇的简介- 1 - 1.2 甲醇精馏工艺国内外发展状况- 1 - 1.3 设计开展的目的和意义- 2 - 1.4 设计的原则- 3 - 第二章 设计方案的确定- 1 - 2.1 设计任务- 1 - 2.2 操作条件- 1 - 2.3 工艺流程- 2 - 第三章 精馏塔的工艺计算- 4 - 3.1 塔的物料衡算- 4 - 3.2 理论塔板数的计算- 4 - 3.3 实际板数的确定- 7 - 第四章 塔体基本尺寸的设计- 10 - 4.1 设计参数- 10 - 4.2 塔径与板间距- 13 - 4.3 精馏塔有效高度- 15 - 第五章 塔板结构的设计- 16 - 5.1 溢流装置的确定- 16 - 5.2 安定区与边缘区的确定- 18 - 5.3 塔板布置及阀孔排列- 19 - 第六章 塔板性能校核- 22 - 6.1 塔板的流体力学验算- 22 - 6.2 气液负荷性能计算- 24 - 第七章 辅助设备的计算及选型- 26 - 7.1 塔顶全凝器的工艺计算- 26 - 7.2 再沸器的工艺计算- 27 - 7.3 管径的设计计算- 36 - 7.4 塔体零部件设计- 38 - 参考文献- 40 - 外文资料 中文译文 致 谢- 40 -天津大学仁爱学院2011届本科生毕业设计（论文）第1章 绪论1.1 甲醇的简介1.1.1 甲醇的性质 甲醇（Methanol，Methylalcohol）又名木醇，木酒精，甲基氢氧化物，是一种最简单的饱和醇。化学分子式为CH3OH。 分子结构：C原子以sp3杂化轨道成键，0原子以sp3杂化轨道成键。分子为极性分子。最早从木材干馏得到故又称木醇或木精。甲醇是无色有酒精气味易挥发的液体。熔点-93.9、沸点64.7、密度0.7914克/厘米3（20）、能溶于水和许多有机溶剂。甲醇有毒，误饮510毫升能双目失明，大量饮用会导致死亡。禁酒的国家，把甲醇掺入酒精中成变性酒精，使其不能饮用。甲醇易燃，其蒸气与空气能形成爆炸混合物，甲醇完全燃烧生成二氧化碳和水蒸气，同时放出热量。1.1.2 甲醇的用途 目前，甲醇在有机合成工业中，是仅次于烯烃和芳烃的重要基础有机原料。随着技术的发展和能源结构的改变，甲醇又开辟了许多新的用途。甲醇是较好的人工合成蛋白的原料，蛋白转化率较高，发酵速度快，无毒性，价格便宜。甲醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫酸二甲脂等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。甲醇在深加工后可作为一种新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。甲醇是容易输送的清洁燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，用它作为汽油添加剂可起节约芳烃，提高辛烷值的作用，汽车制造也将成为耗用甲醇的巨大部门，甲醇的消费已超过其传统用途，潜在的耗用量远远超过其化工用途，渗透到国民经济的各个部门。特别是随着能源结构的改变，甲醇有未来主要燃料的候补燃料之称，需用量十分巨大。 我国目前甲醇的产量还较低，但近年来发展速度较快，近五年来甲醇的生产规模有了突飞猛进的发展。从我国能源结构出发，甲醇由煤制的技术已经成熟，近几年由煤制甲醇的工艺已经全面工业化生产，将来在我国甲醇有希望替代石油燃料和石油化工的原料，蕴藏着潜在的巨大市场。我国甲醇工业无疑将迅速发展起来。1.2 甲醇精馏工艺国内外发展状况 国内外现有的甲醇废水处理方法主要有三种:物理处理法、化学处理法、生物处理法。1.2.1 物理处理法 常见的含甲醇废水的物理处理法有汽化法、吸附法、焚烧法等。汽化法是利用醇类物质沸点较低的物理特性，应用化肥生产中较为普遍的废热锅炉作为热源，汽化废水中沸点较低的有机物，然后输入造气炉用于制造原料气，达到处理废水与原料回收的双重目的。吸附法是利用活性炭、复合类、高分子类等吸附剂，吸附低浓度甲醇废水中的甲醇分子。焚烧法是在焚烧炉的燃烧室内，通过可控的高温化学反应过程，破坏各种有害物质的分子结构，把废水氧化成无机物的技术。1.2.2 化学处理法 常见的含甲醇废水的化学处理法有湿式氧化法、化学氧化法和电解氧化法。甲醇容易用湿式氧化的方法分解，如浓度为5000mg/L的甲醇废水，经过湿式氧化后，甲醇的去除率为76.8%。 用于处理含甲醇废水的化学氧化剂主要有臭氧、氯系氧化剂以及其他一些氧化剂。采用臭氧氧化处理时，中间产物是甲醛，最终产物是二氧化碳。 甲醇废水还可以由电解氧化法处理。如在尿素树脂生产废水的处理中，在废水中加1mol的氢氧化钠，用不溶性PbO2:做阳极，在电流密度为0.190.22A/C条件下电解3h，可以使废水中的甲醇全部分解。1.2.3 生物处理法 废水中的主要污染物为有机物，若毒性没达到严重抑制作用，那么就可以用生物法进行处理，一般认为生物处理法是去除废水中有机污染物最经济最有效的方法，特别适合处理BOD(Biologic oxygen demand 生物需氧量)浓度高的有机废水。目前，国内外对甲醇废水生物处理方法主要有固定化微生物技术、上流式厌氧污泥床工艺(UASB)、厌氧序批反应工艺(ASBR)等。1.3 设计开展的目的和意义 甲醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色，具有毒性、污染性和腐蚀性的液体混合物。因为具有这种良好的理化性能，甲醇被广泛地应用于化工、日化等行业。若甲醇废水排入河流或水体中，会大量消耗水中溶解氧，造成溶解氧含量降低，而且甲醇对水生生物有低毒，进而导致水生生物死亡。 长期以来，甲醇多以精馏的方法进行生产。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程是在能量的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，最终实现原料混合物中各组成的分离。该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计甲醇水分离塔，原料为甲醇水二元混合溶液。甲醇水混合溶液不能直接作为产品使用，必须经过各种加工过程，制成符合浓度要求的甲醇产品。 甲醇精馏塔在甲醇生产过程中起着非常重要的作用。但是由于甲醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的甲醇来说产量不好，但是工业中常用的是甲醇的水溶液，因此，研究和改进甲醇水体系的精馏塔非常重要，特别地对先进、节能、高效的精馏塔的研究，对降低甲醇成本、提高产品质量起着非常重要的作用。1.4 设计的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。必须具体考虑如下几点：1.4.1满足工艺和操作的要求 首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定。这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。 因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。1.4.2满足经济的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。1.4.3满足安全生产的要求 例如甲醇属易燃有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第2章 设计方案的确定2.1 设计任务 某工厂每天有甲醇水废液50t，其中含甲醇60%，水40%（百分比为质量分数），要求连续生产，按每天20h处理。 产品质量要求：甲醇含量99.2%；排污要求：含甲醇0.1%。2.2 操作条件2.2.1 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，一般有下列原则： （1） 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸汽可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸汽时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。 （2） 考虑利用较高温度的蒸汽冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。 （3） 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。 综合考虑以上因素本设计采用常压精馏。2.2.2 进料状态 进料状态与塔板数，塔径，回流比以及塔的热负荷有关进料热状况有五种。（1） q1.0时，为低于泡点的温度的冷液进料；（2） q=1.0时，为泡点下的饱和液体；（3） 0q1时，为介于泡点与露点的气液混合物；（4） q=0时，为露点下的饱和蒸汽；（5） q0时，高于露点的过热蒸汽进料。 一般都将料液预热到泡点或者接近泡点才送入塔内，这样塔操作容易被控制，饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，选择泡点进料，q1。2.2.3 回流比 选择回流比主要从经济观点出发，力求设备费用和操作费用最低。实际操作的R必须大于，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：（2-1） 本设计综合考虑以上原则，选用：2.3 工艺流程2.3.1 塔型的选择 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 采用浮阀塔的优点： （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。 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。 （2）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。 （3）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。 （4）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。 综合考虑利弊，对于甲醇-水体系，本设计选用浮阀塔。2.3.2 工艺流程 本设计任务为分离甲醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，因为其具有生产能力大，产品质量稳定等优点。甲醇水混合液以汽液混合物状态(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,塔釜采用间接蒸汽再沸器供热,塔底产品冷却后,送入储罐(附简单流程图)。图1-1 工艺流程简图第3章 精馏塔的工艺计算3.1 塔的物料衡算3.1.1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量为：（3-1） 水的摩尔质量为：（3-2） 原料液摩尔分率：（3-3） 塔顶摩尔分率：（3-4） 塔底摩尔分率：（3-5）3.1.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 原料液平均摩尔质量：（3-6） 塔顶产品平均摩尔质量：（3-7） 塔底产品平均摩尔质量：（3-8）3.1.3 全塔物料衡算（3-9）（3-10）（3-11）3.2 理论塔板数的计算3.2.1 q线方程 甲醇水属理想物系，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（表2-1），绘出x-y图，见图2-1。表2-1 甲醇水物系的气液平衡数据表温度/xy1000.000.0096.40.020.13493.50.040.23491.20.060.30489.30.080.36518177978.00.300.66575.30.400.72973.10.500.77971.20.600.82569.30.700.87067.60.800.91566.00.900.95865.00.950.97964.51.001.00图2-1 甲醇水物系的气液平衡数据图 因为，q=1.所以q线方程为：x=0.46（3-12） 由图2-1可知：x=0.46，y=0.78，t= 回流比R的确定（3-13）（3-14）3.2.3 气液流量 精馏段：L=RD=1.3247.46=62.65kmol/h（3-15）V=(R+1)D=(1.32+1)47.46=110.11kmol/h（3-16） 提馏段：L=L+F=62.65+102.21=164.86kmol/h（3-17）V=V=110.11kmol/h-（3-18）3.2.4 精馏段操作线方程（3-19）3.2.5 提馏段操作线方程（3-20）3.2.6 图解法确定理论板数 根据上述操作线方程，用图解法确定理论板数如下：图2-2 图解法求理论板数 可知，总理论塔板数为10块(包括再沸器)；进料板位置为自塔顶数起第6块；精馏段理论塔板数为6块，提馏段理论塔板数为4块。3.3 实际板数的确定3.3.1 全塔温度的计算 通过“t-x-y”数据进行插值计算得： 进料板温度：（3-21） 塔顶温度：（3-22） 塔底温度：（3-23） 精馏段平均温度：(73.8+64.72)/2=69.26（3-24） 提馏段平均温度：(73.8+98.9)/2=86.35（3-25）3.3.2 全塔黏度的计算 塔顶粘度：（由根据水和甲醇共线图查得）（3-26）（3-27）（3-28） 塔底粘度：（由根据水和甲醇共线图查得）（3-29）（3-30）（3-31） 进料板黏度：（由根据水和甲醇共线图查得）（3-29）（3-30）（3-31） 全塔平均黏度：（3-32） 精馏段平均黏度：（3-33） 提馏段平均黏度：（3-34）3.3.3 相对挥发度的计算 由x-y图差得：（3-35）（3-36） 塔顶部分相对挥发度：（3-37） 塔底部分相对挥发度：（3-38） 全塔相对挥发度：（3-39）3.3.4 全塔效率（3-40）3.3.5 实际塔板数 精馏段实际塔板数：（3-41） 提馏段实际塔板数：（3-42） 不计塔釜，实际塔板数：（3-43）第4章 塔体基本尺寸的设计4.1 设计参数4.1.1 操作压力 塔顶压强PD=101.3kPa，取每层塔板压强p=0.7kPa 则进料板的压力为：PF=120.7+101.3=109.7kPa（4-1） 塔底压力为：PW=200.7+101.3=115.3kPa（4-2） 故精馏段平均操作压力为：（4-3） 故提馏段平均操作压力为：（4-4）4.1.2 温度 由2.3.1已知，进料板温度： 塔顶温度： 塔底温度： 精馏段平均温度：69.26 提馏段平均温度：86.35 因此，全塔平均温度：（4-5）4.1.3 平均摩尔质量 由2.1.2已知，塔顶：=0.99，=0.995，（4-6） 进料板：=0.46，=0.78，（4-7） 塔底：，=0.0246，（4-8） 精馏段平均摩尔质量：（4-9）（4-10） 提馏段平均摩尔质量：（4-11）（4-12）4.1.4 平均密度 （1）气相密度：（4-13）（4-14） （2）液相密度 甲醇-水在各温度下的密度(查共线图)表3-1 甲醇-水在各温度下的密度表温度塔釜温度进料温度塔顶温度98.973.864.72甲醇kg/m3712.7745.5755.5水kg/m3958.91975.32980.66（4-15）（4-16）（4-17）（4-18）（4-19）4.1.5 液体表面张力表3-2 甲醇-水在各温度下的表面张力表温度塔釜温度进料温度塔顶温度98.973.864.72甲醇N/m0.01410.01700.0178水N/m0.05900.06320.0653（4-20）（4-21）（4-22） 精馏段液相平均表面张力：（4-23） 提馏段液相平均表面张力：（4-24）4.1.6 液体黏度 由2.3.2已知，塔顶粘度： 塔底粘度： 进料板黏度： 全塔平均黏度： 精馏段平均黏度： 提馏段平均黏度：4.1.7 液负荷 精馏段：由2.2.3已知，L=62.65kmol/h，V=110.11kmol/h（4-25）（4-26） 提馏段：已知L=164.86kmol/h，V=110.11kmol/h（4-27）（4-28）4.2 塔径与板间距4.2.1 精馏段塔径 根据表3-3取塔板间距0.45m，板上液层高度70mm=0.07m表3-3 塔板间距与塔径的关系表塔径/D，m4.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600 那么分离空间：（4-29） 功能参数：（4-30）图3-1 史密斯关联图 从史密斯关联图查得，因此：（4-31）（4-32） 取安全系数为0.7，则：（4-33）（4-34） 塔径圆整得D=1m，塔截面积：（4-35） 空塔气速：（4-36）4.2.2 提馏段塔径 功能参数：（4-37） 从史密斯关联图查得，因此：（4-38）（4-39） 取安全系数为0.7，则：（4-40）（4-41） 为了防止精馏段塔径大于提留段，造成塔的稳定性下降，塔径圆整得D=1m 塔截面积：（4-42） 空塔气速：（4-43）4.3 精馏塔有效高度 在进料板上方开一个直径为400mm的人孔，根据工艺要求进料处板间距需适当增大，选取进料处板间距，因此塔的有效高度：（4-44）第5章 塔板结构的设计5.1 溢流装置的确定 选用单溢流、弓形降液管、凹型受液盘及平行溢流堰。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。5.1.1 溢流堰长 精馏段、提馏段： 根据塔径=1m，溢流堰长:（5-1）5.1.2 出口堰高 选用平直堰，堰上液层高度：（5-2）图4-1 液流收缩系数计算图 （1）精馏段：（5-3）（5-4）（5-5） 由图查得，近似取E=1，则： （2）提馏段：（5-6） 由图查得，近似取E=1，则：5.1.3 弓形降液管宽度和面积图4-2 弓形降液管的宽度与面积 由查图知：， （1）精馏段：（5-7）（5-8） 验算液体在降液管内停留时间：（5-9） （2）提馏段：（5-10）（5-11）（5-12） 停留时间5s，故降液管宽度可用。5.1.4 降液管底隙高度 取，则精馏段：（5-13）（5-14） 提馏段：（5-15）（5-16） 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度60mm。5.2 安定区与边缘区的确定5.2.1 入口安定区 塔板上液流的上游部位有狭长的不开孔区，叫入口安定区，其宽度为。此区域不开孔是为了防止因这部位液层较厚而造成倾向性液封，同时也防止气泡窜入降液管。精馏段取=80mm,提镏段取=80mm。5.2.2 边缘固定区 在塔板边缘有宽度为的区域不开孔，这部分用于塔板固定，也称作无效区。精馏段取=50mm，提镏段取=50mm。5.3 塔板布置及阀孔排列表4-1 对应塔径的塔板分块数塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456 因为塔径为1000mm，所以塔板分块数为3块。5.3.1 阀孔数 工艺要求，孔径。 （1）精馏段：取阀孔动能因子 孔速（5-17） 浮阀孔数（个）（5-18） （2）提馏段：取阀孔动能因子 孔速（5-19） 浮阀孔数（个）（5-20） 由此可知，因精馏段和提馏段的气相速度相差不大，塔径一致，在浮阀孔布置时可取相同参数，采用相同阀孔布置。5.3.2 阀孔排列 开孔区面积（5-21） 其中（5-22）（5-23） 浮阀孔排列：浮阀塔板开孔方式为三角形排列，分为顺排式和叉排式。阀孔的叉排方式比起顺排方式可使液相在流过塔板时有更充分的气液接触机会。故选用叉排，对分块式塔板，采用等腰三角形叉排。第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t可取为100mm。图4-3 阀孔的排列方式（a） 顺排 （b）叉排5.3.3 验算气速及阀孔动能因数 （1）精馏段：（5-24）（5-25） 阀孔动能因数变化不大，仍在8-17范围之内。 塔板开孔率:（5-26）开孔率应在10%14%之间，塔板开孔率基本符合要求。 （2）提馏段：（5-27）（5-28） 阀孔动能因数变化不大，仍在8-17范围之内。 塔板开孔率:（5-29）开孔率应在10%14%之间，塔板开孔率基本符合要求。第6章 塔板性能校核6.1 塔板的流体力学验算6.1.1 气相通过浮阀塔板的压强降 （1）干板阻力：（6-1）液柱（6-2） （2）板上充气液层阻力： 由于甲醇水系统里，液相是水，故（6-3） （3）液体表面张力所造成的阻力: 液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。（6-4） （4）单板压强降：（6-5）6.1.2 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，需要控制降液管中清液层高度： 且有，液体通过塔板的压降所相当的液拄高度（6-6） 所以降液管液面高度（6-7） 因为乙醇水的物系不易起泡，取=0.5又选定HT=0.45，hW=0.06（6-8） 因为，所以设计结果符合要求。6.1.3 雾沫夹带 综合考虑生产能力和塔板效率，一般应使雾沫夹带量eV限制在10%以下，校核方法常为：控制泛点百分率F1的数值。所谓泛点率指设计负荷与泛点负荷之比的百分数。其经验值为大塔F180%-82%。 CF泛点负荷因素图4-4 CF泛点负荷因素图 查图得： 因为甲醇-水系统为无泡沫（正常）系统，所以取K=1 板上液流面积：（6-9） 板上液体流经面积：（6-10） 泛点率（6-11） 从结果可知符合要求，可保证雾沫夹带量达到标准的指标。6.2 气液负荷性能计算6.2.1 雾沫夹带线泛点率= 按泛点率=80%计算，整理得到雾沫夹带线的方程：（6-12） 由上式可知，雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值，算出相应的Vs值，列于本附表中，可作出雾沫夹带线表4-20.00050.0020.013.93663.873.5116.2.2 液泛线（6-13） 因为物系一定，塔板结构尺寸一定，则，及等均为定值，而有如下关系，即：（6-14）（6-15）6.2.3 液相负荷上限线 液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s，则液体在降液管内停留时间，求出上限液体流量Ls值（常数），在Vs-Ls图上，液相负荷上限线为与气体流量Vs无关的竖直线。 以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则：（6-16）6.2.4 漏液线 对于F1型重阀，依计算 又知道，则得：（6-17）6.2.5 液相负荷下限线 取堰上液层高度=0.006m作为液相负荷下限条件，依的计算式算出Ls的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取E=1,则：（6-18）（6-19）6.2.6 负荷性能图 根据上面的计算可以作出负荷性能图，如下图4-5 负荷性能图第7章 辅助设备的计算及选型7.1 塔顶全凝器的工艺计算7.1.1 全凝器的选择：（列管式全凝器） 全凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在全凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。7.1.2 全凝器的传热面积和冷却水的消耗量 甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式 （1）甲醇-水冷凝蒸汽的数据 冷凝蒸汽量：（7-1） 由于甲醇摩尔分数为0.965,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg. （2）冷凝水始温为15，取全凝器出口水温为25，在平均温度，物性数据如下：（甲醇在膜温40.3下，水在平均温度16下）表5-1（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.m)w/(m.)甲醇-水1.1562.5964510-50.1888水998.84.1862111.110-50.5887 （3）设备的热参数：（7-2） 水的流量：（7-3） 平均温度差：（7-4） 根据“传热系数K估计表”取K=2000W/(m2.),传热面积的估计值为：（7-5） 安全系数取1.2，换热面积A=1.237.95=45.54m2（7-6） 管子尺寸取255.2mm，水流速取ui=1.0m/s 管数：个（7-7） 管长：（7-8） 取管心距：（7-9） 壳体直径取600mm，折流板采用弓形折流板，取折流板间距B=200mm。7.2 再沸器的工艺计算7.2.1 设计条件（1）再沸器壳程与管程的设计条件表5-2 再沸器壳程与管程的设计条件壳程管程温度/12098.9压力（绝压）/MPa0.380.11冷凝量/（kg/h）4306.7-蒸发量/（kg/h）-4102.445（2）物性数据表5-3 壳程凝液在120下的物性数据潜热（kJ/kg）热导率W/（mK）粘度(mPas)密度c(kg/m3)2138.50.68410.196923.1表5-4 管程流体在98.9下的物性数据潜热（kJ/kg）液相热导率W/（mK）液相粘度(mPas)液相密度c(kg/m3)22450.68150.2731004.2液相定比压热容CpbkJ/（kgk）表面张力（N/m）气相粘度（mPas）气相密度（kg/m3）4.325.73510-20.02180.6821 蒸气压曲线斜率 (t/P)s = 2.47210-37.2.2 估算设备尺寸 热流量Q：Q=4102.4452245360010-3=2.5583106W（7-8） 计算传热温差tm：tm=143.4104=39.4（7-9） 假设传热系数为 K = 650W/（m2K），则可估算传热面积为：（7-10） 拟采用换热管规格为252，管长L=3000mm，求传热管数为（7-11） 将传热管按正三角形排列，则查表得NT=439，其中a=11，b=2a+1=23，t=32据此计算壳体直径D为：D=t(b1)+3d0=32(231)+332=779mm，故取D=800mm,取管程进口管直径Di=250mm，出口管直径D0=300mm。7.2.3传热系数校核（1）显热段传热系数KL 设传热管出口处气化率为xe=0.025， 则循环流量Wt为：（7-12）显热段传热管内表面传热系数 换热管内质量流速：（7-13） 雷诺数（7-14） 普朗特常数（7-15） 传热系数（7-16）计算管外冷凝传热系数 蒸气冷凝质量流量（7-17） 传热管外单位浸润周边上凝液的质量流量（7-18） 冷凝液膜的雷诺数（7-19） 管外冷凝传热系数（7-20）污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧（7-21） 冷凝侧（7-22） 换热管采用钛，其管壁热阻为（7-23）显热段传热系数KL（7-24）（7-25）（2）蒸发段传热系数KE传热管内釜液质量流量：（7-26） 当xe = 0.025时 （7-27）（7-28） 由及查垂直管内流型图得aE = 0.4 而x=40%xe=0.40.025=0.01则（7-29） 由及查垂直管内流型图得a= 1.0泡核沸腾压抑因数a：a=(aE+a)/2=0.7（7-30） 计算泡核沸腾表面传热系数nb （7-31）以液体单独存在为基准的对流表面系数（7-32）求沸腾表面传热系数 对流沸腾因子Ftp ：Ftp = 3.5(1/xtt)0.5 = 3.50.4520.5 = 2.353（7-33） 两相对流表面传热系数（7-34） 沸腾传热膜系数（7-35） 沸腾传热系数KE （7-36）（3）显热段和蒸发段的长度 显热段的长度LBC与传热管总长L的比值LBC/L为（7-37） 故显热段的长度LBC = 30.348 = 1.045 m（7-38） 蒸发段的长度LCD=LLBC=31.045=1.955m（7-39）（4）计算传热系数KC（7-40） 实际需要传热面积（7-41）（5）传热面积裕度（7-42） 该再沸器的传热面积是合适的。7.2.4 循环流量校核（1）循环系统推动力 当x = xe/3 = 0.025/3 = 0.0083时（7-43） 两相流的液相分率（7-44） 两相流平均密度 ：（7-45） 当x=xe=0.025时（7-46） 则（7-47）（7-48） 循环系统推动力PD l取为1.05m（7-49）（2）循环阻力管程进口管阻力P1 釜液在管程进口管内的质量流速：（7-50） 釜液在管程进口管内的流动雷诺数：（7-51） 进口管长度与局部阻力当量长度Li（7-52） 进口管内流体流动的摩擦系数（7-53） 管程进口阻力（7-54）传热管显热阻力 釜液在传热管内的质量：（7-55） 釜液在传热管内的流动雷诺数：（7-56） 进口管内流体流动的摩擦系数（7-57） 传热管显热段阻力：（7-58）传热管蒸发段阻力 1）气相流动阻力PV3 的计算 气相在传热管内的质量流速GV ：GV = xG,令x = 2/3xeGV = xG = 2/30.025299.94 = 4.999 kg/(m2s)（7-59） 气相在传热管内的流动雷诺数：（7-60） 传热管内流体流动的摩擦系数（7-61） 传热管气相流动阻力：（7-62） 2）液相流动阻力PL3的计算 液相在传热管内的质量流速GL ：GL = GGV = 299.944.999 = 294.941 kg/(m2s)（7-63） 液相在传热管内的流动雷诺数：（7-64） 传热管内流体流动的摩擦数:（7-65） 传热管液相流动阻力：（7-66） 综合1)和2)得传热管内两相流动阻力P3（7-67）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 管程内流体质量流速G=299.94kg/(m2s) 计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M：（7-68） 蒸发段管程内因动量变化引起的阻力：（7-69）管程出口阻力 1）气相汽动阻力PV5的计算 管程出口管中气液相总质量流速G：（7-70） 管程出口管中气相质量流速GV ：GV = xe G = 0.025645.2 = 16.355 kg/(m2s)（7-71） 管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和（7-72） 管程出口管气相质量流动的雷诺数：（7-73） 管程出口管气相流动的摩擦系数（7-74） 管程出口管气相流动阻力：（7-75） 2）液相流动阻力PL5的计算 管程出口管中液相质量流速GL ：GL = GGV = 645.216.355 = 628.845 kg/(m2s)（7-76） 管程出口管液相质量流动的雷诺数：（7-77） 管程出口管液相流动的摩擦系数（7-78） 管程出口管气相流动阻力：（7-79） 综合1)和2)得传热管内两相流动阻力P5（7-80） 系统阻力Pf ：（7-81） 循环推动力与系统阻力之比：（7-82） 循环推动力大于系统阻力，说明所设出口气化率xe = 0.025基本正确，所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。7.3 管径的设计计算7.3.1 进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管,本设计采用可拆直管进料管料液由高位槽流入塔内时，进料管内流速u可取0.40.8；或由泵输送，u可取1.52.5。本设计选用由泵输送进料。（7-83） 取u=1.5m/s，则（7-84） 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：60mm3mm.7.3.2 塔顶回流管 回流管有直管、弯管式两种结构，本设计采用直管回流管。 利用液体的重力进行回流，取u=0.5m/s，则（7-85） 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：40mm3mm.7.3.3 塔顶蒸汽出口管 塔顶到冷凝器的蒸气导管必须采用合适的尺寸。避免压力过大造成爆裂。出料管有直管、弯管式两种结构，本设计采用弯管出料。 取u=15m/s，则（7-86） 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：273mm7mm.7.3.4 塔釜出料管 釜液从塔底出口管流出时，会形成一个向下的旋涡，使塔釜液面不稳冠，且能带走气体。如果出口管路有泵，气体进入泵内，会影响泵的正常运转，故一般在塔釜出口管前应装设防涡挡板。本设计中采用的塔釜出料管结构如图所示：塔釜流出液体速u一般取0.51.0 .设计中采用直管出料。 釜残液的体积流量：（7-87） 取适宜的输送速度u=0.8m/s，则（7-88） 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：35mm3mm.7.3.5 再沸器蒸汽进口管 当了避免液体淹没气体通道，进口管应该安装在塔釜最高液面之上。本设计中采用直管。由于塔釜气体由泵打入，气速可以取2040.（7-89） 设蒸汽流速为20m/s，则（7-90） 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：219mm10mm.7.4 塔体零部件设计7.4.1 封头 封头分为椭圆封头，碟形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头由于塔体的公称直径DN=1000mm，查得曲面高度，直边高度,内表面积A=1.16m2，容积V=0.151m3。7.4.2 筒体 用钢板卷帙成的筒体其公称直径，等于其内径，当筒体直径较小时，筒体可以直接采用无缝钢管，此时公称直径等于钢管的外径。根据所设计的塔径可以按内压容器设计：（7-91） 壁厚选16mm，所用材料为碳钢。筒高：（7-92） 式中H塔高，m；塔顶空间，m；Z有效高度，m；塔底空间，m。 根据工艺要求，塔顶空间取1.5m，塔釡料液最好能在塔底有35分钟的存储，因此塔底空间取1.5m。7.2.3 裙座 塔体常用裙座支承，裙座结构有两种型式，一种是锥型，另一种是圆筒形。一般多采用圆筒形，裙座较其他支座（如支脚）的结构性能好，连接处产生的局部应力也小，所以它是塔设备的主要支座形式。 裙座与塔体的连接采用焊接，焊接接头可采用对接接头和塔接接头两种。裙座直接焊在塔釜封头上，可采用对接焊缝；裙座焊在壳体外侧的结构，采用塔接接头焊缝本设计中裙座与筒体连接采用对接接头，上端内直径与标准椭圆封头内直径相等，故裙座筒体上端面至塔釜封头切线距离200mm. 塔底采用群座支撑，群座的结构性能好。链接处产生的局部阻力小，所以他是他设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于群座的内经大于800，故取群座壁厚10mm。 基础环内径：（7-93） 基础环外径：（7-94） 圆整：，基础环厚度考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器群座高度取3.5m，地脚螺栓直径取M10。7.2.4 人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设置过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要