甲醇-水精馏化工原理课程设计.doc

化工原理课程设计报告 10000kg/h 甲醇水精馏装置设计一、概述31.1 设计依据31.2 技术来源31.3 设计任务及要求3二、计算过程41 设计方案及设计工艺的确定41.1 设计方案41.2.设计工艺的确定41.3、工艺流程简介42. 塔型选择53. 操作条件的确定53.1 操作压力53.2 进料状态53.3加热方式的确定63.4 热能利用64. 有关的工艺计算64.1精馏塔的物料衡算94.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率94.12 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量104.1.3物料衡算104.2 塔板数的确定104.2.1 理论板层数NT的求取104.2.3 热量衡算124.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算144.3.1 操作压力的计算144.3.2 操作温度的计算144.3.3 平均摩尔质量的计算154.3.4 平均密度的计算154.3.5 液相平均表面张力的计算164.3.6 液体平均粘度的计算174.4 精馏塔的塔底工艺尺寸计算184.4.1塔径的计算184.4.2 精馏塔有效高度的计194.5 塔板主要工艺尺寸的计算194.5.1溢流装置的计算194.5.2 塔板布置214.6 筛板的流体力学验算244.6.1 塔板压降244.6.2 液面落差254.6.3 液沫夹带264.6.4 漏液264.6.5 液泛274.7 塔板负荷性能图274.7.1、液漏线274.7.2、液沫夹带线284.7.3、液相负荷下限线294.7.4、液相负荷上限线294.7.5、液泛线295.热量衡算325.1塔顶换热器的热量衡算335.2塔底的热量计算335.3、热泵的选型365.4、塔底料液和热蒸气预热进料液365.5、水蒸汽加热进料液37三、辅助设备的计算及选型38（一）、管径的选择381、加料管的管径382、塔顶蒸汽管的管径383、回流管管径384、料液排出管径39（二）、泵的选型391、原料液进入精馏塔时的泵的选型392、塔顶液体回流所用泵的型号39(三)、储罐选择401、原料储槽402、塔底产品储槽403、塔顶产品储槽40四、费用的计算41（一）设备费用的计算411、换热器费用的计算412、精馏塔的费用计算42泵的费用42储槽费用42输送管道费用43分液槽费用44（二）操作费用的计算441、热蒸汽的费用442、冷却水的费用443、泵所用的电费444、总费用44参考文献45主要符号说明46对本设计的评述49一、概述塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。1.1 设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3 设计任务及要求原料：甲醇水溶液，10000kg/h 甲醇含量：48.50%(质量分数)，设计要求：塔顶甲醇的含量不小于97%(质量分数) 塔底甲醇的含量不大于2%(质量分数)已知条件： 操作压力： 4kPa（塔顶表压） 进料热状况： 泡点（q=1） 回流比： 自选 单板压降： =0.7kPa 全塔效率： ET=52%二、计算过程 1 设计方案及设计工艺的确定1.1 设计方案本课程设计的任务是分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。本设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点状态后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点状态下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.2.设计工艺的确定原料预热器精 馏 塔热泵贮槽热换器贮槽再沸器残液贮槽工艺流程图1.3、工艺流程简介 连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液充分逆流接触并进行多次热量和质量的交换，从而利用溢流液把上升的蒸汽逐步冷凝下来，使重组分在液相中浓缩，同时使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高继而在塔顶得到较纯的轻组分，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品2. 塔型选择 塔的类型选择板式塔，板式塔的主要构件有塔体，塔板及气液进、出口、平台、塔顶吊住、栅板等的选择。根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10000kg/h，由于本设计中产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率提高传质效率，选用浮阀塔板。浮阀塔板结构简单，即在塔板上开若干个孔，在每个孔的上方装上可以上下浮动的阀片，阀片有三条腿，插入阀空后将各底角转九十度定位，形成限制阀片上升高度和防止被气体吹走的凸肩。操作时，浮阀可随上升气量的变化自动调节开度，当气量较小时，阀片的开度亦较小，从而可使气体能以足够的气速通过环隙，避免过多的漏液，当气量较大时，阀片浮起，开度增大，使塔板上开孔部分的气速不随气体负荷变换而大幅度的变化，同时气体从阀门下水平吹出加强了气液接触，从而提高了传质效率。浮阀塔板的优点是生产能力大，塔板压降小，操作弹性大，气液接触状态良好，塔板结构简单，安装容易，塔板效率高，液面梯度小，使用周期长等。3. 操作条件的确定3.1 操作压力其中塔顶压力： P（进）=101.3+4=105.3kPa进料口的压力： P(进)=105.3+0.7*N(精) 塔底压力: P(釜)=105.3+0.7*Ne3.2 进料状态虽然进料方式有多种，但是泡点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，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料3.3加热方式的确定本设计使用于沸点相近的组分的分离，其塔顶塔底的温差不大。蒸汽加热，就是把塔顶蒸汽加压升温，使其返回用作本身的再沸热源，回收期冷凝体热。其优点是可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只须安装鼓泡管，不须安置宠大的传热面。这样在设计费用上可节省许多。3.4 热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化，即将每次得到的气相再部分冷凝已得到纯度更高的气相，将每次得到的液相部分汽化以得到易挥发组分更低，难挥发组分更高的液相。与此同时也存在着一个大问题：热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用，这是在正常情况下。塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，若在冷凝器和再沸器之间加一个热泵，把塔顶中的产品加压，加到与再沸器一样的压强，这就可以利用苯的冷凝热用在再沸器中。另外，还可以将热量至于加料出。4. 有关的工艺计算 主要基础数据苯和甲苯的物理性质项目分子式摩尔质量M沸点/临界温度tc/临界压强Pc/Kpa甲醇ACH3OH32.0464.5288.56833.4水BH2O18.02100318.574107.7 (2)常压下甲醇水的气液平衡数据温度t/0C液相中的摩尔分数/x气相中苯的摩尔分数/y1000.000.0096.42.0013.493.54.0023.491.26.0030.489.38.0036.587.710.0041.884.415.0051.781.720.0057.97830.0066.575.340.0072.973.150.0077.971.260.0082.569.370.008767.680.0091.56690.0095.86595.0097.964.7100.00100.0(4)甲醇水的液相密度L温度t/0C5060708090100L,甲醇（kg/m3）760751743734725716L，水（kg/m3）988.1983.2977.8971.8965.3958.4（5）液体表面张力温度t/0C6080100/甲醇(mN/m)17.3315.0412.8/水(mN/m)66.262.658.8（6）液体黏度L温度t/0C60708090100L，水（mPa*s）0.46880.40610.35650.31650.2838(7)液体汽化热 甲醇温度汽化热kj/kmol403718060356508033980100321501203014014027910水温度/汽化热r（kg/kg） 1052245.4109.22234.4 有表（3）数据绘制作如图甲苯等压曲线41（t-x图)图4-1 甲醇-甲甲醇的等压曲线4.1精馏塔的物料衡算4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。甲醇的摩尔质量 M甲醇 =32.04g/mol水的摩尔质量 M水 =18.02kg/mol 表1 甲醇和水的物理性质项目相对分子质量Mr沸点/临界温度 t/临界压强P/kPa甲醇32.0464.5288.56833.4水18.02100318.574107.7原料液的摩尔组成：XF=0.485/32.04/(0.485/32.04+0.515/18.02)=0.342同理可求得： XD=0.97/32.04/(0.97/32.04+0.03/18.02)=0.948Xw=0.02/32.04/(0.02/32.04+0.98/18.02)=0.01134.12 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：MF=0.342*32.04+(1-0.342)*18.02=22.787g/mol塔顶的平均摩尔质量MD=O.948*32.04+（1-0.948）*18.02=31.270g/mol 塔底的平均摩尔质量 MW=0.0113*32.04+(1-0.0113)*18.02=18.159g/mol4.1.3物料衡算 原料处理量 F=10000/22.787=438.5965kmol/h 总物料衡算 438.5965=D+W 甲醇的物料衡算 438.5965*0.342=0.948D+0.0113W 联立解得 D=154.8271kmol/h W=283.7694kmol/h由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2。表2 原料液、馏出液与釜残液的流量名称原料液馏出液釜残液48.5972(摩尔分数)0.3420.9480.0113摩尔438.5965154.8271283.76944.2 塔板数的确定4.2.1 理论板层数NT的求取甲醇水属理想体系，可采用逐板计算求理论板数。 （详见附录一 1.12.0 Rmin下的理论塔板数的求取）由课本查得甲醇水体系的相对挥发度=4.454（详见化学工程基础 主编 林爱光 清华大学出版社 141页）图4-2 气液平衡曲线求最小回流比及最佳回流比的确定采用泡点进料xq=xf=0.342则有气液平衡方程 yq=*x/(1+(-1)* xq求得 yq=0.698故最小回流比为 Rmin=0.700当R=1.1Rmin=0.77044（详见附录二 最佳回流比的确定 ） 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 L=RD=0.77044 *154.8271=119.285kmol/h V=(R+1)D=(0.77044+1)*154.8271=274.112kmol/h L=L+F=119.285+438.5965=557.881 kmol/h V=V=274.112 kmol/h 求操作线方程 精馏段操作线方程 y=x+Xd=(119.285/274.112)*x+(154.8271/274.112)*0.948=0.435x+0.535 提馏段操作线方程为 y=x-xw=（557.881/274.112 ）*x-(283.7694/274.112 )*0.0113=2.035x-0.0117 计算法求理论塔板数 总理论板层数 Nt=14（包括再沸器） 进料板位置 Nf=64.2.2 实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N精 =5/0.52=9.61510 提馏段实际层数 N提 =9/0.52=17.308184.2.3 热量衡算本设计采用压缩式热泵回收塔顶蒸汽热量，用于塔底釜液的再沸用热。塔顶苯蒸汽一部分（L）先经过冷凝器回流到塔顶，而剩余的D产品先经过换热器由水蒸气加热，再经过经过热泵装置后变成更高温度下的气体。此时高温蒸汽流过再沸器中热交换器降温，使再沸器中的液体温度升高，流出的苯蒸气用于其它地方，通过用其放出热量的同时也降低了其自身的温度，达到冷凝的目的。对于塔釜流出的高温液W我们用其降温时释放的热量用于加热原进料液，从而达到预热原料和冷凝W产品的作用。(1)塔顶换冷凝器的热量衡算L=119.285kmol/h（因难挥发组分在塔顶的含量很少，我们可近似按甲醇的热量计算）。在塔顶温度为65.440C时查的甲醇的汽化热为3.4253KJ/kmol,水进出换热器的的温度分别为250C和350C。则塔顶L蒸汽所具的热量Q=CpM=3.4253*40.322*78.11=1.239*106kJ/h热流体T/0C 82.65- 82.65 冷流体T/0C 25-35 总的传热系数K可取600W/(m2*k)（见化学工程基础，林爱光） A=78.67 m2取冷却水进出换热器的温度分别为250C和350C，则冷凝器冷凝介质水的消耗量为Wc=Q/C*(t1-t2)=1.239*106/4.187*(35-25)=29587kg/h;（2)热泵热量衡算选压缩式热泵的制热系数为6，（见附表），功率P我们取100kw则热泵所提供的热量为Q1=6*100*3600=2.16*106 KJ(3)塔底再沸器的热量衡算采用热泵将塔顶产品的冷凝的热负荷与塔釜再沸器中的热负荷结合起来，根据热泵的工作原理可知，这在很大程度上减少了再沸器所需的水蒸气，我们假设再沸器输出温度为120.2，塔底的温度已知为119.68摄氏度。则再沸器所需要的热负荷：Q=M甲苯*V*r+M甲苯* V*Cp* (120.22-119.68)= 92.13*69.836*393.33+92.13*69.836*136.071*(120.22-119.68)=2.69*106 KJ假设苯蒸气出再沸器时的120.22摄氏度，由Q=Cp苯*M苯*D*（T2-120.2）通过内差法可得出Cp=117.649kj/kmol,可计算出T2=120.22+=120.320C苯蒸气出再沸器后的温度由上面可知为120.2摄氏度，假设经过冷凝器后所得产的温度为40摄氏度,查的苯在80.1摄氏度时的比热容为Cp=，由Q=Cp苯*M苯*D*（120.22-40）=1.947*29.514*78.11*80.22=276846.584kJ/h对于冷凝器，设水温又25摄氏度升为35摄氏度，设K=120热流体T/0C 120.22-40 冷流体T/0C 25-35有Q=120*A* 计算得A=51.27有热泵提供的热量Q1=Cp苯*M苯*D*(T1-T2)T1=T2+=122.2750C对于塔顶的上方热换器。有塔顶的温度=82.650C,则塔顶蒸汽通过热换器所需要的热量为Q=Cp苯*M苯*D苯*（T1- ）,通过试差法得Cp=117.649KJ/kg,则Q2=117.649*78.11*29.514*(122.275-82.65)=1.075*KJ/h;热流体T/0C 25-35 冷流体T/0C 82.65-122.275有Q2= 则A=473(4)原料预热器热量衡算塔釜流出的残釜液的温度在120摄氏度，原料液泡点温度在96.95摄氏度，这样可以在塔釜与进料板之间加一个换热器，将残幅液冷凝时放出的热量用在加热原料液。原料液 T/0C 20-96.95 残幅液 T/0C 119.78-20原料液所需热量：Q1=Cp*M*F*(t1-t2)=0.422*4.187*58.75*85.106*(96.95-20)=619817.102kJ/h残幅液提供的热量：Q2=Cp*M*W*(T1-T2)=354.64*91.801*29.236*(119.78-20)=9.487*107kJ/h 则可以用再沸器的热负荷来预热原料液选取总传热系数K=120w/(m2*k)，由公式 得： 47.32 4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.3.1 操作压力的计算塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3每层板的压降 P=0.7kpa进料板压力 PF=105.3+0.7*19=118.6kpa塔底压力 Pw=105.3+0.7*39=132.6kpa精馏段平均压力 Pm=（105.3+118.6）/2=111.95kpa提馏段平均压力 Pw=（118.6+132.6）/2=125.6kpa4.3.2 操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算会泡点温度，其中甲醇水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程如下：塔顶压力 PD=105.3kpa x= =0.948 LgPA=9.02194-LgPB=9.07824- 试差得:塔顶温度 td=65.44同理可得：进料温度 tf=77.11 塔底温度 tw=99.35精馏段平均温度tm =（65.44+77.11）/2=71.28提馏段平均温度 tm=（77.11+99.35）/2=88.234.3.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由XD=Y1=0.948由平衡曲线得：X1=0.803Mvdm=0.948*32.04+(1-0.948)*18.02=31.309kg/kmolMldm=0.803*32.04+(1-0.803)*18.02=29.282kg/kmol进料板平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yf=0.690 xf=0.333Mvfm=0.690*32.04+(1-0.690)*18.02=27.690kg/kmolMldm=0.333*32.04+(1-0.333)*18.02=22.688 kg/kmol塔底平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yw=0.0158 xw=0.0036Mvwm=0.0158*32.04+(1-0.0158) *18.02=18.242kg/kmolMlwm=0.0036*32.04+(1-0.0036)*18.02=18.070 kg/kmol精馏段平均摩尔质量：Mvm=(31.309+27.690)/2=29.500kg/kmolMlm=(29.282+22.688)/2=25.985kg/kmol提馏段平均摩尔质量：Mvm=(27.690+18.242)/2=22.966kg/kmolMlm=(22.688+18.070)/2=20.379kg/kmol4.3.4 平均密度的计算气相平均密度的计算有理想气体状态方程计算，即精馏段 Pvm= =108.665*29.500/ (8.314*(71.278+273.15)=1.119kg/提馏段 Pvm=114.723*22.966/(8.314*(88.23+273.15)=0.877kg/液相平均密度方程计算液相平均密度依下式计算，即1/lm=i/i塔顶液相平均密度的计算：由Td=65.44，A(甲醇),B(水)查手册得A=746.64kg/ B=980.26 kg/ldm=1/(0.879/746.64+0.121/980.26)=768.826 kg/ 进料液相平均密度的计算 由Tf=77.11，查手册得 A =736.60kg/ B =973.53kg/A=0.333*32.04/(0.333*32.04+0.667*18.02)=0.470lfm= = 1/(0.470/736.60+0.530/973.53)=845.646kg/塔底液相平均密度的计算由Tw=99.35，查手册得 A =716.58kg/ B =958.85kg/ A =0.0036*32.04/(0.0036*32.08+0.9964*18.02)=0.006lwm= = 1/(0.006/716.58+0.994/958.85)=956.783kg/ 精馏段的平均密度 lm=（768.826+845.646）/2=807.236kg/ 提馏段的平均密度 lm=（845.646+956.783）/2=901.214kg/4.3.5 液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算lm=xii 塔顶平均液相表面张力的计算 由Td=65.44，查手册得 A=16.71mN/m B =65.22mN/m ldm=0.803A +0.197B =0.803*16.71+0.197*65.22=26.250 mN/m 进料平均液相表面张力的计算 由Tf=77.11，查手册得 A =15.371mN/m B =63.120mN/m lfm=0.333A +0.667B =0.333*15.371+0.667*63.120=47.223mN/m 塔底平均液相表面张力的计算由TW=99.35，查手册得 A =12.872mN/m B =58.923mN/m lwm=0.003A+0.997 =0.003*12.872+0.997*58.923=58.757mN/m精馏段平均液相表面张力lm=（26.250+47.223）/2=36.737mN/m提馏段平均液相表面张力lm=（47.223+58.757）/2=52.990 mN/m4.3.6 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即Lglm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算 由Td=65.44，查手册得 A=0.323mPas =0.435 mPas lgldm=0.803A +0.197 =0.803*0.323+0.197*0.435ldm=2.214 mPas 进料液相平均粘度的计算 由Tf=77.11，查手册得A=0.285mPas B=0.371mPas lglfm=0.333A +0.667B =0.333*0.285+0.667*0.371lfm=2.119mPas 塔底液相平均粘度的计算由TW=99.35，查手册得 A =0.227mPas B =0.286mPas lglwm=0.004A+0.996 =0.004*0.227+0.996*0.286lwm=1.931mPas 精馏段液相平均粘度lm =（2.214+2.199）/2=2.206mPas 提馏段液相平均粘度lm =（2.199 +1.931）/2=2.065 mPas 4.4 精馏塔的塔底工艺尺寸计算4.4.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为Vs=274.112*29.500/3600/1.120=2.0065/sLs=119.285*25.985/3600/807.236=0.0011/s取板间距Ht=0.40m，板上液层高度hl=0.06m，则Ht-hl=0.40-0.06=0.34m查史密斯关联图 C20=0.067（化学工程基础 267页）C=C20=0.0752max=0.0752*(807.236-1.119)/1.1191/2=2.019m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为=0.7max=0.7*2.019=1.413m/sD= (4*2.006/(3.14/1.413)1/2=1.345m按标准塔径圆整后为 D=1.4m塔截面积为At=/4=*1.4*1.4/4=1.54实际空塔气速为=2.006/1.54=1.304 m/s4.4.2 精馏塔有效高度的计为方便塔的检修，塔壁上应开设若干人孔。开设人孔的位置为；塔顶空间、塔底空间各开一个，其他人孔的位置则根据下列原则确定：物料清洁，不需要经常清洗时，每隔68块塔板设一个人孔；物料脏污，需经常清洗时，则每隔34块塔板设置一个人孔。设计时定为每7块板开一孔，则：孔数S=实际塔板/7=28/74在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m实际塔高可按公式计算：H=Hd+(N-1-1-S)*HT+Hb+Hf+S*HTH=(NT-1-1-S)*0.4+0.6*S+1.2+1.3+2.5=（28-1-1-4）*0.4+0.6*4+1.2+1.3+2.5=10.6式中：H塔高(不包括上封头和裙座高)，m；Hd一塔顶空间高，mHb塔底空间高，mHT板间距，mN实际塔板效(不包括加热釜)；Hf进料孔处板间距，m;S手孔或人孔效(不包括塔顶、塔底空间所开入孔);HT开设手孔、人孔处板间距，m。 其中，Hd一般取1.21.5m，不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，减少出场汽体中液摘的夹带量。塔底空间Hb具有中间贮槽作用，一般釜液最好能在塔底有1015min的停留时间。因此，Hb可按残液量和塔径进行计算也可取经验值。常取Hb1.32m。进料孔处板间距兑决定于进科孔的结构型式及进料状况。为减少液沫夹带，Hf要比HT大，常取Hf1.21. 4m。开设手孔、人孔处塔板间距HT，视手孔、人孔大小而定，一般取HT600mm.4.5 塔板主要工艺尺寸的计算4.5.1溢流装置的计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流工形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长lw取 lw=0.6D=0.6*1.4=0.84m溢流堰高度hw由 hw=hl-how选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即how=E有上图可近似取E=1，则how=*1* =0.0078m取板上清液层高度 hl=60mm故 hw=0.060-0.0078=0.0522m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 lw/D=0.6查图(化工原理实验及课程设计 148页图21)，得Af /At=0.098 Wd/D=0.055故 Af =0.098 At =0.098*1.1304=0.1108Wd=0.055D=0.055*1.4=0.077m验算液体在降液管中停留时间，即=3600AfHt/Lh=3600*0.1108*0.4/0.0011/3600=41.54s5s故降液管设计合理。降液管底隙高度你hoho= 取 u=0.08m/s则 ho=0.0011*3600/3600/0.84/0.08 =0.0159mhw-ho=0.0522-0.0159=0.0.0363m 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm4.5.2 塔板布置塔板的分布因D800mm，故塔板采用分块式。查表（查化工原理及课程设计p154表83）得，塔板分为3块。边缘区宽度确定取Wa=Ws=0.08m，Wc=0.06m开孔区面积计算开孔区Aa按下式计算，即Aa=2（x+）其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.7-(0.077+0.08)=0.543m r=D/2-Wc=0.7-0.06=0.064m故 Aa=1.2025筛孔计算及其排列 所处理的物系无腐蚀性，可选用=3.0mm碳钢板，取筛孔直径do=5.0mm。筛孔按正三角形排列，取孔中间距t为 t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm筛孔数目n为n=1.155*1.2025*(106)/15/15=6173个开孔率为=0.907 =10.08%气体通过阀空的气速为Uo=Vs/Ao=2.006/0.1008/1.2025=16.56m/s4.6 筛板的流体力学验算4.6.1 塔板压降干板阻力计算干板阻力下式计算，即=由/=5/3.5=1.43 查图得，=0.8故 =0.0303m液柱气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由式计算，即Ua=Vs/(At-Af)=2.006/(1.5386-0.1108)=1.4053m/sFo=(1.4053*1.1194)1/2=1.4868kg1/2/(s.m1/2)查图（化工原理及课程设计 151页图814）得=0.61故 0.6*（0.0522+0.0078）=0.036m液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式计算，即=4L/Lgdo=0.0037液柱气体0通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即=0.0303+0.036+0.0037=0.0700m液柱气体通过每层塔板的压降为4.6.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.6.3 液沫夹带取板上液的高度为0.06m,液沫夹带量由下式计算，即kg液/kg气0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围Kg液/Kg气稳定系数为 K=/=16.56/9.304=1.781.5故在本设计中无明显漏液。4.6.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即甲醇水物系属一般物系，取=0.5，则=0.5（0.40+0.0522）=0.226m而 板上不设进口堰，可有下式计算，即=0.0700+0.06+0.001=0.1310m液柱故在本设计中不会发生液泛现象。4.7 塔板负荷性能图 4.7.1、液漏线 由 得: 整理得 在操作范围内，任取几个 值，以上式计算出 值，计算结果列于下表：Ls/m3/s0.00060.00150.0030.00450.0060.0085Vs/m3/s1.04601.07541.12041.14511.17521.2121由上表数据即可作出液漏4.7.2、液沫夹带线 以 为限，求关系如下:由 how=0.150故 整理得： 在操作范围内，任取几个 值，以上式计算出 值，计算结果列于下表; 0.00060.00150.00300.00450.0060s 2.75762.63742.48322.35382.2383 由上表数据即可作出液沫夹带线2.4.7.3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 作为最小液体负荷标准砖。由式5-7得：m取E=1,则据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线3.4.7.4、液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式59得据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线4.4.7.5、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 = 0.5*0.40+(0.5-0.61-1)*0.0491=0.145 =1.163将有关数据代入得；故 在操作范围内，任取几个 值，以上式计算出 值，计算结果列于下表：LS m3/s0.00060.00150.00300.0045VS m3/s3.91483.79543.59123.3486由上表数据即可作出液泛线5.根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示：在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板德尔操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图可得故操作弹性为 精馏段提馏段各段平均压强PmKpa109.363118.113各段平均温度tm72.055388.2456平均流量气相Vsm3/s1.94191.8824液相Lsm3/s0.00120.0036实际塔板数N 块1214板间距HTm0.4塔的有效高度Zm10.6塔径Dm1.4空塔流速um/s1.7641塔板液流型式单流行单流行溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.840堰高Hwm0.0521降液管宽度Wdm0.149管底与受液盘距离Hom0.0159板上清液层高度hLm0.06孔径domm5孔间距tmm15.0孔数n个6173开孔面积M21.2025筛孔气速uom/s16.5568塔板压降hpKpa0.554液体在降液管中的停留时间S41.54降液管内清液层高度Hdm0.001雾沫夹带evKg液/kg气0.036负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制5.热量衡算 本设计采用直接压缩式热泵回收塔顶蒸气热量，用于塔底釜液的再沸用热。若热泵无法提供足够的热量，则可以先用热蒸汽加热使苯蒸气升高适当温度后，再用热泵进行升温，以此来满足塔底再沸需要的热量。苯蒸气经过再沸器后再经过减压阀作用后降至塔顶温度，一部分回流，其余的为塔顶产品，冷却后输入到储液槽；塔底产品预热进料液后输入储液槽。5.1塔顶换热器的热量衡算塔顶引出蒸气全部液化所放出的热量 Q顶=r气*mV其中mV=V*Md=274.112*32.04=8782.55kg/h由塔顶温度为Td=65.4443 经水蒸汽加热后苯蒸气的温度变为118.352t甲醇1=118.352-65. 4443 =52.90790.5*（65.4443+118.352）=91.8982C甲醇1=3.4253kJ/(kg*k)其需要的热量Q1= C甲醇1*mv *t甲醇 1 =3.4253*8782.55*52.9079 =1.5916*106 kJ/h水蒸气供给的热量Q2=Q1选水蒸汽进入换热器时温度为151.645，出换热器时为101.84，则t=49.805，平均温度为126.743C水蒸气=2.2598kJ/(kg*k) =1.3731kg/m3由2.2598*q*49.805=1.5916*106得q=14141.64kg/h 即水蒸气在管程中的质量流量为14141.64kg/h 由=KAt(K取3954W/(m*K) t=（t1-t2）/ln(t1/t2)=34.82 得A=21.16 m 取换热管mm 查表得：管长度为3000mm、管子根数为94根、A=21.4 m 型号为BEM400-1.5/25-25.2塔底的热量计算甲醇蒸气经过热泵后温度变为ti，（忽略甲苯的影响）Q顶= r气* m甲醇 r气为ti时水的汽化热（1）塔底再沸器所需热量由塔底温度Tw=99.352假设再沸器为为一块塔板，内插法求得温度为：（详见热量衡算）T沸 =103.893查表得：水 = 2246.1732kJ/kgQ底= r水* mv+ C水*M水*t水= r水 *V*Mr水+ C水*M水*t水=2246.1732*18.02 *274.1121+4.223*18.02*274.1121*（103.893-99.3521） =1.11897*107kJ/h（2）热交换器内的热交换 设甲醇蒸气经热泵作用后温度为ti， 则：水再沸需要的热量=甲醇液化放出的热量+甲醇降温放出的热量设甲醇流出换热器时的温度为to=103.893则:甲醇降低的温度t甲醇=ti-to甲醇降温放出的热量为: Q甲醇=C甲醇 *M甲醇*t甲醇（C甲醇为温度0.5（ti+to）时的比热容）则：交换器内的热量衡算为：Q底= Q顶+ Q甲醇ti为比塔底馏出液高2055的温度，此处用时差法进行计算。将ti和C甲醇带入热量衡算得：ti=154.352换热面积的计算 =KAt 取换热系数K=3500W/( m*K) t=19.07t=得A=37.11m取换热管mm（固定管板式换热器）查表得：换热管长度3000mm，管子根数164，A=37.30m型号为BEM500-3/25-2(3)再沸器内的热量衡算再沸器内加热塔釜所需热量Q=1.11897*107KJ/h-8.91556*106=2274123kJ热蒸汽进入换热器的温度分别为151.65，101.84C水蒸气=2.26KJ/（Kg）换热系数K取2500W/(m2K), t=换热面积A=16.49m2取换热管mm（固定管板式换热器）查表得：换热管长度3000mm，管子根数76，A=17.30m型号为BEM400-3/25 -4（3）减压阀甲醇经过减压阀后变为气液混合物，温度为65.6674甲醇由103.839降到65.6674其温差为38.2254