15000t年的甲醇-水精馏填料塔设计.doc

目录（一）任务分配5一、填料塔设计说明书5二、换热器设计说明书5三、图纸设计5（一）填料精馏塔设计6精馏填料塔设计任务书6一 设计题目：6二设计任务及操作条件6三设计内容6第一节 概述71. 1设计题目及要求71. 1. 1设计题目：71. 2设计条件及内容71.2.1设计条件：71.2.2设计内容：7第二节 设计方案的确定82.1操作条件的确定82.1.1操作压力82.1.2 进料状态82.1.3加热方式82.1.4冷却剂与出口温度92.2确定设计方案的原则9第三节 精馏操作对塔设备的要求和类型103.1.对塔设备的要求103.2填料的类型与选择103.2.1填料的类型：10第四节 符号说明12第五节 物料衡算及物性参数计算135.1物料衡算135.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率135.1.2物料衡算135.2物性参数计算135.2.1原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量135.2.2操作压力的计算145.2.3操作温度的计算145.2.4平均密度的计算15第六节 塔板数的确定166.1理论板层数NT的求取16第七节 填料塔工艺尺寸的计算177.1塔径的计算177.1.1精馏段塔径计算177.1.2提馏段塔径计算187.2塔径的确定197.3液体喷淋密度及空塔气速核算结果197.4 精馏塔有效高度的计算19第八节 接管尺寸计算208.1 进料管208.2 塔顶蒸汽管208.3 回流管208.4 釜液出口管218.5 塔底经再沸器后蒸汽出口管接21第九节 强度校核计算219.1精馏塔塔体材料、内径、壁厚和强度校核219.1.1精馏塔塔体材料的选择219.1.2精馏塔的内径219.1.3壁厚的计算229.1.4强度校核229.2封头的选型依据，材料及尺寸规格229.2.1封头的选型依据229.2.2封头材料的选择239.2.3封头的高239.2.4封头的壁厚239.3塔体各部分高度设计249.4 开孔补强设计方法249.5开孔补强结构设计259.6塔体手孔及人孔的设计259.7支座设计259.7.1 填料塔塔体质量：259.7.2封头质量：259.7.3 塔内物料质量估算269.7.4 附件质量269.7.5设备总质量26第十节 填料层的分段及压降计算2610.1 填料层的分段2610.2压降的计算2711.1塔内件的类型2711.2液体分布器的简要设计2811.2.1液体分布器的选型2811.2.2分布点密度计算2811.3液布计算29第十二节 精馏塔设计计算结果30第十三节 设计评述30目录（二）换热器设计任务书31一设计题目31二设计任务及操作条件31三设计要求31符号说明32第一节 概述321.1换热器概述1321.2.列管式换热器概述1331.3列管式换热器的设计原则2341.3.1 流动空间的选择351.3.2 流速的选择351.4 传热管排列和分程方法1336第二节 工艺计算及主要设备设计372.1确定设计方案372.1.1选择换热器的类型4372.1.2流程安排372.2 确定物性数据382.3估算传热面积382.3.1计算热负荷和冷却水流量382.3.2计算两流体的平均传热温差392.3.3估算传热面积392.4主体构件的工艺结构尺寸402.4.1管径和管内流速402.4.2管程数和传热管数402.4.3传热管的排列和分程方法412.4.4壳体内径412.4.5折流板422.4.6 拉杆的直径和数量与定距管的选定422.4.7接管422.4.8换热器的结构基本参数432.5换热器主要传热参数核算432.5.1热流量核算432.5.1.1 壳程对流传热系数432.5.1.2管程对流传热系数442.5.1.3污垢热阻和管壁热阻452.5.2壁温核算462.5.3换热器内流体的流动阻力（压强降）462.5.3.1管程流动阻力462.5.3.2壳程流动阻力（压强降）48第三节 强度校核503.1前端管箱封头计算503.1.1计算条件503.1.2厚度及重量计算503.1.3压力及应力计算503.2前端管箱筒体计算513.2.1计算条件：513.2.2厚度及重量计算513.2.3压力试验时应力校核523.2.4压力及应力计算523.3壳程筒体计算523.3.1计算条件：523.3.2厚度及重量计算533.3.3压力试验时应力校核533.3.4压力及应力计算533.4开孔补强计算543.4.1计算条件543.4.2开孔补强计算54第三节 换热器主要结构尺寸和计算结果55第四节 自我评价57主要参考文献58附：58任务分配一、填料塔设计说明书 填料塔的计算 吴华春撰写论文及辅助工作 易坚二、换热器设计说明书换热器计算 欧阳文宇撰写论文及辅助工作 彭小豹三、图纸设计填料塔图 吴群流程图 周雅娟换热器 李欣（一） 填料精馏塔设计精馏填料塔设计任务书1 设计题目：15000t/年的甲醇-水精馏填料塔设计二设计任务及操作条件1、设备型号 ：精馏填料塔。2、操作条件 ：（1）操作压力 ：常压。（2）进料热状态 ：泡点。（3）塔底加热蒸汽压 ：0.3Mpa（表压）。（4）每年按300天计，每天24小时连续运行。 3 、建厂地址 天津地区三设计内容1.精馏塔的物料衡算2.塔板数的确定3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.填料层压降的计算6.液体分布器简要设计7.精馏接管尺寸计算8.绘制生产工艺流程图9.绘制精馏塔设计条件图10.绘制液体分布器施工图 第一节 概述1. 1设计题目及要求1. 1. 1设计题目：在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶液媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶液媒，其组成为含甲醇46%，水54%（质量分数），另含有少量的药物颗粒。为使废甲醇重复利用，拟建立一套填料精馏塔，以对废甲醇媒进行精馏，得到含水量小于或等于0.3%（质量分数）的甲醇溶液。设计要求废甲醇媒的处理量为15000吨/年，塔底废水中甲醇含量小于或等于0.5%（质量分数）1. 2设计条件及内容1.2.1设计条件：1处理量：15000t/年；2料液组成（质量分数）：46%3塔顶产品组成（质量分数）：98.7% 4.工作生产时间：300天1.2.2设计内容：设计方案的确定：（1）常压精馏；（2）进料状态：泡点进料；（3）加热方式：塔底间接加热，塔顶全凝；（4）热能的利用。工艺计算：（1）物料衡算；（2）热量衡算；（3）回流比的确定；（4）理论塔板数的确定。3. 塔板及其塔的主要尺寸的设计：（1）塔板间距的确定；（2）塔径的确定；（3）塔板的布置及其板上流流程的确定。4. 流体力学的计算及其有关水力性质的校核。板式精馏塔辅助设备的选型。绘制带控制的点工艺流程图及精馏塔设备的条件图。第二节 设计方案的确定2.1操作条件的确定2.1.1操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。2.2确定设计方案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。为此，必须具体考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，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。 (2) 满足经济上的要求 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。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。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。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。 (3) 保证安全生产 例如酒精属易燃物料，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。但在化工原理课程设计中，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。第三节 精馏操作对塔设备的要求和类型3.1.对塔设备的要求为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。3.2填料的类型与选择3.2.1填料的类型：填料是填料塔的核心构件，是填料塔中气液接触的基本构件，它提供了塔内气液两相接触而进行传质或传热的表面，与塔的结构一起决定了填料塔的性能。现代工业填料大体可分为实体填料和网体填料两大类，而按装填方式可分为乱堆填料与规整填料。1）乱堆填料1 拉西环:拉西环是与1914年最早使用的人造填料 ，它是一段高度和外径相等的短管，可用陶瓷和金属制造，拉西环形状简单，制造容易，其流体力学和传质方面的特性比较清楚 ，曾得到极为广泛的应用。 但是由于其存在较严重的塔壁偏流和沟流现象，传质效率很低。2鲍尔环:鲍尔环是在拉西环的基础上发展起来的，是近期具有代表性的一种填料，它的构造是在拉西环的壁上沿周向冲出一层或两层长方形小孔，但小孔的母材不脱离圆环，而是将其向内弯向环的中心，此构造提高了环内空间和环内表面的有效利用程度，使气体流动阻力大为降低 。鲍尔环上的两层方孔是错开的，在堆积时即使相邻填料形成线接触，也不会阻碍气液两相的流动，不至于产生严重的偏流和沟流现象。因而它是今年来国内外一致公认的性能优良的填料 应用越来越广泛。 3阶梯环:阶梯环填料的构造与鲍尔环相似，环壁上开有长方形孔，环内有两层交错45度的十字形翅片，阶梯环比鲍尔环短，高度通常只有直径的一半，阶梯环的一端通常制成喇叭口形状。 因此，在填料层中填料之间呈多点接触，床层均匀且空隙率大，可使填料的表面积得以充分利用，使压降降低，与鲍尔环相比，气体流动阻力可降低25%左右，生产能力可提高10% ，传质效果更好 4矩鞍形:矩鞍形填料又称英特洛克斯鞍，这种填料结构不对称，填料两面大小不等，堆积时不会重叠，填料层的均匀性大为提高，矩鞍形填料的流动阻力小 ，处理能力大，各方面性能虽不如鲍尔环。仍不失为一种性能优良的填料，矩鞍形制造比鲍尔环方便。5金属英特洛克斯填料:金属英特洛克斯填料把环形结构和鞍形结构结合在一起，气体压降低，可用于真空精馏，处理能力大，填料表面的液膜更新好，传质单元高度明显低于瓷制矩鞍填料 是现代工业上性能优良的一种散装填料。 6网体填料:上述几种材料都是用实体材料制成的，此外 还有一类以金属网或多孔金属片尾基本材料制成的填料，通称为网体填料，网体填料也可制成不同形状 ，如鞍形网等 。 网体填料特点是网材薄，填料尺寸小，比表面积和空隙率都很大，液体均布能力强 。因此，网体填料的气体阻力小，传质效率高，但是这种填料的造价太高，在大型的工业生产上难以应用。2）规整填料 规整填料是将金属网或多孔板压制成波纹状并叠成圆筒形整块放入塔内，对大直径的塔，可分块拼成圆筒形砌入塔内 。这种填料不但空隙率高，压降低 ，而且液体按预分布器设定的途径流下，只要液体的初始分布均匀，全塔填料层的液体分布良好，克服了大塔的放大效应，传质性能高，但填料造价高，易被杂物堵塞且难以清洗。 目前，丝网波纹和板波纹填料已较广泛的用于分离要求高的精馏塔中。 3）填料选择选择标准 ：填料性能的优劣，主要取决于：1有较大的比表面积（m2/m3）2液体在填料表面有较好的均匀分布性能3气流能在填料层中均匀分布4填料具有较大的空隙率5选择填料时还应考虑其机械强度 来源 制造及价格等因素综合考虑 选用阶梯环的效果比较好，由于陶瓷填料一般用于腐蚀性介质，尤其可以耐高温 ，但较易破碎，金属填料可耐高温，坚固耐用，但不耐腐蚀，若用不锈钢材料制成，可用于腐蚀性材料，但价格昂贵。而塑料填料，具有价格便宜，性能稳定，耐腐蚀 。所以选用塑料阶梯环。4）填料规格的选择 填料规格是指填料的公称尺寸或比表面积散装填料规格的选择工业塔常用散装填料主要：Dg16 Dg25,Dg38 Dg50,Dg76 ,等几种规格,同类填料 ,尺寸越小 ,分离效率越高,但阻力增加,通量减少,填料费用也增加很多，但大尺寸的填料应用于小塔径中又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低，因此对塔径与填料尺寸的比值有一定的规定，具体见下表： 表1 塔径与填料公称比值的比值D/d的值的推荐填料种类D/d推荐值填料种类D/d推荐值拉西环2030阶梯环8鞍环15环距鞍8鲍尔环1015结合后面塔直径的计算。本设计选择塑料阶梯环Dg50第四节 符号说明C-负荷因子 无因次C20-表面张力为20mN/m的负荷因子D-塔径 mR-回流比Rmin-最小回流比M-平均摩尔质量 kg/kmoltm-平均温度 g-重力加速度 9.81m/s2P-操作压力 KPaP-每层塔压降 KpaPF-进料板压力Pm-精馏段平均压力PW-塔釜板压力Pm-提馏段平均压力 -理论板层数u-空塔气速 m/sV-气体体积流量 m3/sL-液体流量Z -填料塔的有效高度 m液体摩尔分数气体摩尔分数F-进料摩尔数D-塔顶摩尔数W-塔釜摩尔数第五节 物料衡算及物性参数计算5.1物料衡算5.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32.04水的摩尔质量为： 18.01 5.1.2物料衡算废甲醇溶液媒的处理量为15000吨/年，每年按300天工作日计。原料的处理量：总物料衡算 甲醇物料衡算 联立解得 5.2物性参数计算5.2.1原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量a. 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.9946 查平衡曲线(图一)得 x1=0.986MVDm=0.994632.04+(1-0.9946)18.01=31.96kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.765 查平衡曲线(图一)得 x1=0.46MVFm=0.76532.04+(1-0.765)18.01=28.74kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由y1=0.015 查平衡曲线(图一)得 x1=0.00282MVWm=0.01532.04+(1-0.015)18.01=18.22kg/mold. 精馏段平均摩尔质量MVm=(31.96+28.74)/2=30.35kg/molMLm=(31.84+24.46)/2=28.15kg/moljne. 提馏段平均摩尔质量MVm=(28.74+18.22)/2=23.4kg/molMLm=(24.46+18.14)/2=21.3kg/mol5.2.2操作压力的计算设每层塔压降： P=0.9KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa）进料板压力： PF=101.3+90.9=108.4(KPa)精馏段平均压力：Pm=(101.3+108.4)/2=104.85(KPa)塔釜板压力： PW=101.3+130.9=113 (KPa)提馏段平均压力：Pm=(108.4+113)/2=110.7(KPa)5.2.3操作温度的计算表2 安托尼系数安托尼系数ABCMinMaxH2O7.074061657.46227.0210168CH3OH7.197361574.99238.23-1691查表可得H2O的安托尼方程： lgPAO=7.07406-1657.46/(tA+227.02)CH3OH的安托尼方程： lgPBO=7.19736-1574.99/(tB+238.86)甲醇的tBlg101.3=7.19736-1574.99/(tB+238.86)tB=64.5()由泡点方程试差可得当 tD=67.0时 Kixi1同理可求出 tF=85.2时 Kixi1tW=103.2时 Kixi1所以 塔顶温度 tD=67.0 进料板温度 tF=85.2 塔釜温度 tW=103.2精馏段平均温度 tm=(67.0+85.2)/2=76.1()提馏段平均温度 tm=(103.2+85.2)=94.2()5.2.4平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(104.8530.35)/8.314(273.15+76.1)=1.10kg/m3液相查可得tD=67.0时 A979.4kg/m3 B=750.0kg/m3tF=85.2时 A968.5kg/m3 B=735.0kg/m3LDm=1/(0.9946/750.0+0.0054/979.4)=750.95kg/m3进料板液相的质量分率A=(0.4632.04)/(0.4632.04+0.5418.01)=0.602 LFm=1/(0.602/735.0+0.398/968.5)=813.0kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(750.95+813.0)/2=782kg/m3b. 提馏段平均密度的计算 气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(110.723.4)/8.314(273.15+94.2)=0.848kg/m3 液相查可得tw=103.2时 A956.1kg/m3 B=720.0kg/m3A=(0.0028232.04)/(0.0028232.04+0.9971818.01)=0.005Lwm=1/(0.005/720.0+0.995/956.18)=954.61kg/m3提馏段平均密度Lm=(954.61+813.0)/2=883.8kg/m3第六节 塔板数的确定6.1理论板层数NT的求取因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图1-1）最小回流比及其操作回流比的求解：y=0.768，x=0.46Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.9946-0.768)/(0.768-0.46)=0.736取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.80.736=1.325a精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.32518.66=24.72kmol/hV=(R+1)D=2.32518.66=43.38kmol/hL=L+F=24.72+65.02=89.74kmol/hV=V=43.38kmol/hb精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=L/Vx+D/Vxd=0.57x+0.428提馏段操作线：y=L/VxW/Vxw=2.069x-0.003c图解法求理论塔板层数表3 汽液平衡数据表xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825根据表格中的数据画出如下的平衡曲线图，图1平衡曲线图从图一所示，可求得结果：总理论塔板数NT为13块(包括再沸器),进料板位置NF为自塔顶数起第9块第七节 填料塔工艺尺寸的计算7.1塔径的计算由上面可知精馏段 L=24.72kmol/h V=43.381kmol/h采用气相负荷因子法计算适宜的空塔速率7.1.1精馏段塔径计算 液相质量流量为气相质量流量为流动参数为图2 波纹管填料的最大负荷因子查上图可知由 得所以 7.1.2提馏段塔径计算 液相质量流量为气相质量流量为流动参数为查上图可知, 由 得所以 7.2塔径的确定比较精馏段与提镏段计算结果，二者基本相同。圆整塔径，取D=500 mm7.3液体喷淋密度及空塔气速核算结果精馏段液体喷淋密度为精馏段空塔气速为提馏段液体喷淋密度为精馏段空塔气速为7.4 精馏塔有效高度的计算填料层高度计算采用理论板当量高度法。对500Y金属孔板波纹管填料，查表可知，每米填料理论板数为4-4.5块，取n=4。则 HETP=1/4=0.25精馏段高度为 Z精=（N精-1）HT=（9-1）0.40=3.2 m Z1=1.25*3.2=4m提馏段高度为 Z提=（N提-1）HT=（4-1）0.40=1.2 m Z2=1.25*1.2=1.5m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=4+1.5+0.8=6.3m第八节 接管尺寸计算8.1 进料管进料流率F=65.02kmol/h，此时平均分子量为24.46，密度为813.0。进料体积流率=1.96，取管内流速0.6因此进料管管径=0.034m8.2 塔顶蒸汽管 塔顶蒸汽出口流率V=43.38 kmol/h，平均分子量为28.74，密度1.10。体积流率=750.9。取蒸汽流速为20则=0.115m8.3 回流管 回流液流率L为24.72kmol/h, 平均分子量为28.15,密度为782.0。 =0.94，取回流管流速，所以8.4 釜液出口管 釜液流率W=46.36kmol/h，平均分子量为18.14，密度为954.6，=0.881。取釜液在管内流速0.8因此=0.020m8.5 塔底经再沸器后蒸汽出口管接 蒸汽流率=43.38kmol/h平均分子量为18.22密度为0.848，=932.06，取蒸汽在管内流速为16，那么第九节 强度校核计算9.1精馏塔塔体材料、内径、壁厚和强度校核9.1.1精馏塔塔体材料的选择精馏塔塔体材料：，依据：我们的操作压力是1.03，最大的操作温度为103.2，并且所要分离的物质是乙醇和水，对材料的腐蚀性不大，在满足条件的材料中的价格相对便宜，所以选择。9.1.2精馏塔的内径 9.1.3壁厚的计算当在616mm的范围内时，操作压力，设计压力为： ， 选取双面焊无损检测的比例为全部，所以计算壁厚：，取=0.6 ，=2，所以圆整后取（因为选用材料的设备最小的壁厚为6mm）即9.1.4强度校核(1)求水压试验时的应力。因为得屈服极限，所以， 又因为为，中较大者，计算比较得： 代入得： ，水压试验满足要求。9.2封头的选型依据，材料及尺寸规格9.2.1封头的选型依据封头的选型：标准的椭圆封头选型依据：从工艺操作 考虑，对封头形状无特殊要求。球冠形封头、平板封头都存在较大的边缘应力，且采用平板封头厚度较大，故不宜采用。理论上应对各种凸形封头进行计算、比较后，再确定封头形状。但由定性分析可知：半球形封头受力最好，壁厚最薄，但深度大，制造较难，中、低压小设备不宜采用；碟形封头的深度可通过过渡半径r加以调节，但由于碟形封头母线曲率不连续，存在局部应力，故受力不如椭圆形封头；标准椭圆形封头制造比较容易，受力状况比碟形封头好，故可采用标准椭圆形封头。9.2.2封头材料的选择 封头材料：9.2.3封头的高因为长轴：短轴=2 即：所以其中精馏塔的内径封头的高直边高度为：（查JB/T4337-95可知）9.2.4封头的壁厚计算壁厚：对于标准椭圆封头，K=1取封头是由整块钢板冲压而成，所以圆整后取强度校核校核筒体与封头水压试验强度，根据式式中， ，满足条件。且，,所以满足条件。9.3塔体各部分高度设计 精馏段有效高度：Z1=4m 提馏段有效高度的计算：Z2=1.5m开一人孔，人孔高度为0.8m， 塔顶间距：，塔底空间高度：，封头 塔高： 9.4 开孔补强设计方法等面积补强法(1)适用的开孔范围圆筒当内径时，开孔最大直径且。凸形封头的开孔最大直径(2)内压容器开孔所需补强的面积1、壳体开孔所需补强面积内压容器的圆筒、椭圆形封头开孔够所需的补强面积为 式中开孔直径，圆形孔取接管内直径加两倍壁厚附加量，mm壳体开孔处的计算厚度，接管有效厚度强度削弱系数，等于设计温度下接管材料与壳体材料许用应力之比值，当该比值大于1.0时，取壳体开孔处的计算壁厚按以下公式计算 （a）圆筒： （b）椭圆形封头：9.5开孔补强结构设计(1)补强形式外加强接管依据：外加强接管结构简单，加工方便，又能满足补强要求，特别适用于中低压容器的开孔补强。(2) 补强结构采用整段件补强依据：这种结构是将接管与壳体连同加强部分作成整体锻件，然后与壳体焊在一起。其优点是补强金属集中于开孔应力最大部分，应力集中现象得到大大缓和。9.6塔体手孔及人孔的设计 人孔主要由筒节、法兰、盖板和手柄组成。根据填料塔是在常温最高工作压力为0.12431的条件下工作，人孔标准应按公称压力为常压的等级选取。从人孔类型系列标准可知，该人孔标记为：HG21515-95 人孔FS（A.G）450-常压 公称直径DN=450mm9.7支座设计 选型：圆筒型裙座9.7.1 填料塔塔体质量：填料塔内径，塔高h=9.6m查化工设备设计基础附表四，6mm厚的16MnR的每米质量所以： 9.7.2封头质量：封头内径，6mm厚的16MnR材质封头的质量 9.7.3 塔内物料质量估算精馏塔体积： 物料密度： 塔内物料质量： 9.7.4 附件质量人孔约重200kg，其他接管的总和按300kg计算则附件质量： 9.7.5设备总质量塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径400mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整：，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器，裙座高度取2m。地角螺栓直径取M30。第十节 填料层的分段及压降计算10.1 填料层的分段根据式 h=（15-20）HETP 取填料层得分段高度为h=15*0.25=3.75m故精馏段需分为2段，每段高度为2m，提镏段不需分段10.2压降的计算 对500Y金属孔板波纹管填料，查表可知，每米填料层压降为P/z=4.0*10（-4）Mpa/m精馏段填料层压降为提馏段填料层压降为填料层总压降为第十一节 填料塔内件的类型与设计11.1塔内件的类型填料塔内件主要有填料支撑装置，填料压紧装置，液体分布装置，液体收集再分布装置等。合理的选择和设计塔内件，对保证填料塔的正常操作及优良的传质性能十分重要。 支撑装置 支撑板的主要用途是支撑塔内的填料，同时有能保证气液两相顺利通过。支承塔若设计不当，填料塔的液泛可能首先在支承板上发生，对于普通通填料，支承板的自由截面积应不低于全塔面积的50%，并且要大于填料层的自由截面积，常用的支承板有珊板，孔管型，驼峰型和各种具有升气管结构的支承板 。对于散装填料，通常选用管口型，驼峰型支撑装置。 填料支撑结构应该满足3个基本条件：1 使液体能顺利通过。设计时应该尽可能取大的自由截面。 2 要有足够的强度，并考虑填料空隙中的持液重量。 3 要有一定的耐腐蚀性。装置填料压紧 填料上方安装压紧装置可以防止在气体作用下填料床层发生松动或者跳动。填料压紧装置分为压紧珊板。压紧网板，金属压紧器等。对于散装填料，可选用网板，也可选用压紧珊板，在其下方根据填料的规格敷设一层金属网，并将其与压紧珊板固定。本设计选用压紧珊板。 液体分布装置 液体分布装置的种类多样，工业上应用以管式，槽式，及槽盘式为主。 槽盘式具有良好的操作弹性和极好的抗污堵性，特别适用于大气液负荷及含有固体悬浮物，粘度大的分离场合， 管式分布器由不同结构形式的开控管制成。其突出的特点是结构简单，供气体通过的自由截面积大，阻力小，而且水的粘度小不容易堵塞，故本设计采用管式分布器。液体沿填料层向下流动时，有偏向塔壁流动的现象，这种现象叫壁流。壁流将导致填料层内分布不均匀，使传质效率下降，为减小壁流现象，可以间隔一定高度在填料层内设置液体分布装置。最简单的液体分布装置为截锥式再分布器。它的结构简单，安装方便，但只能起到将壁流向中心汇集的作用，无液体再分布功能，一般用于直径小于0.6m的塔中。在通常作用下，一般将液体收集器及液体分布器同时使用，构成液体收集及再分布装置。液体收集起的作用是将上一层填料流下的液体收集，然后送至液体再分布器，通常用的液体收集器为斜板式液体收集器。本设计选用槽盘式液体分布器。11.2液体分布器的简要设计 填料塔操作性能的好坏 传质效率的高低在很大程度与塔内件的设计有关 在塔内件的设计中最关键的是液体分布器的设计 性能优良的液体分布器设计时必须满足以下几点 ： 1液体分布均匀（评价液体分布均匀的标准是：足够的分布密度,分布点的集合均匀性,降液点检流量的均匀性） 2自由面积大 3液体分布器要结构紧凑 4占用空间小，制造容易，调整和维修方便。 11.2.1液体分布器的选型 该填料塔的塔直径为500mm ，比较小，故此选用管式液体分布器。 11.2.2分布点密度计算 液体分布器分布点密度的选择与填料类型和规格，塔直径大小 操作条件等密切相关，大致规律是，塔直径越大，分布点密度越小，液体喷淋密度越小，对于散装填料，填料尺寸越大，分布密度越小，见下表 ：表4 Ecket的散装填料塔的分布点密度推荐值塔直径/mm分布点密度D=400330D=750170D120042用内插法计算 得D=500时，喷淋密度为280点，所以塔直径为500mm时，分布点数为n=0.785*0.5*0.5*250=49。按分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。设计结果为：主管直径，支管直径，采取5根支管，支管中心距为65mm，采取正方形排列，实际布点数为49，部液分布图如下： 图3 管式液体分布器的布液点示意图11.3液布计算 多孔型分布器布液能力的计算公式为 式中 液体流量n开孔数目（分布点数目）孔流系数 通常取=0.550.60d0 孔径H开孔上方的液位高度 取=0.6 H=160 mm设计取d0=2.5 mm第十二节 精馏塔设计计算结果表5 计算结果序号项目精馏段提馏段1平均温度 tm 76.194.22平均压力 Pm kPa104.85110.73气相流量kmol/h43.3843.384液相流量kmol/h24.7289.745实际塔板数136有效段高度 Z m6.37精馏塔塔径 m0.58空塔气速 m/s1.9181.99液相平均密度kg/m3782883.810液相平均密度kg/m31.100.84811压降 kPa1.60.6第十三节 设计评述甲醇最早是用木材干馏得到的，因此又叫木醇，是一种易燃的液体，沸点65，能溶于水，毒性很强，误饮能使人眼睛失明，甚至致死。由于甲醇和水不能形成恒沸点的混合物，因此可直接用常压蒸馏法把大部分的水除去，再用金属镁处理，就得无水甲醇。甲醇在工业上主要用来制备甲醛，以及作为油漆的溶剂和甲基化剂等。本设计进行甲醇和水的分离，采用直径为0.5m的精馏塔，选取效率较高、填料塔结构简单。该设计的优点：1操用、调节、检修方便；制造安装较容易；处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用；操作弹性较大。该设计的缺点：设计中对文献的收索、查阅、记录都不全，设备的计算及选型都有较大的问题存在，从而选取的操作点的不是在最好的范围内，影响了设计的优良性。（二）列管式换热器换热器设计任务书一设计题目热水冷却器的设计。二设计任务及操作条件1、处理能力 ：15000吨/年甲醇-水。2、设备型号 ：列管式换热器。3、操作条件 ：（1）甲醇:入口温度100 ，出口温度60。（2）冷却介质 ：自来水，入口温度25，出口温度85.2。（3）允许压强降 ：不大于100KPa。（4）每年按300天计，每天24小时连续运行。 4 、建厂地址 天津地区三设计要求 选择适宜的列管式换热器并进行核算。符号说明P压力，Pa ; Q传热速率，W；R热阻，/W； Re雷诺准数；S传热面积，； t冷流体温度，；T热流体温度，； u流速，m/s;m质量流速，/h; 对流传热系数W/(); 导热系数，W/(m) 校正系数;粘度，Pas; 密度，/m3;实际传热面积， Pr普郎特系数n板数，块 K总传热系数，V体积流量 N管数D壳体内径 d管径第一节 概述1.1换热器概述1 热器（英语翻译：heat exchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。1.2.列管式换热器概述1 列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质 ，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。 在列管式换热器中，管束的表面积即为该换热器所具有的传热面积。当传热面积较大，管子数目较多时，为了提高管内流体的流速，增大管内一侧流体的传热膜系数，常将全部管子平均分成若干组，流体每次只流经一组管子，即采用多管程结构