甲醇-水体系筛板精馏塔的设计.doc

化工原理课程设计 化学化工学院化工原理课程设计设计题目 甲醇-水体系筛板精馏塔的设计 学生姓名 * 学 号 指导教师 设计时间 201 2年12月 24日-201 3年1月4日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字 化学化工学院课程设计任务书课程名称 化工过程与工艺设计 设计题目 甲醇-水体系筛板精馏塔的设计 学生姓名 * 专业 化学工程与工艺 班级学号 * 设计日期 2012 年 12 月 24 日至 2013 年 1 月 4 日设计条件及任务：设计体系：甲醇-水体系设计条件: 进料量：F=200kmol/h 进料浓度：ZF=0.50进料状态：q=1.08,冷液进料操作条件：塔顶压强p顶=4 kPa(表压) 单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水温度t12塔釜间接蒸汽加热（3kgf/cm2水蒸汽）全塔效率：ET = 52%分离要求：1)xD=99.5 2)xW=0.2 3)回流比R/Rmin =1.6。 指导教师 年 月 日 目录前言6第一节概述71.1塔设备简介71.2板式塔类型71.2.1筛板塔71.2.2浮阀塔71.2.3泡罩塔81.3精馏塔的设计步骤81.3.1工艺设计81.3.2塔板设计81.3.3塔体初步设计91.3.4塔的辅助设备选用91.3.5编制计算结果汇总表91.3.6绘制塔体总图及塔板总图91.4设计要求91.4.1设计条件:91.4.2主要使用数据10第二节设计方案的确定112.1操作条件的确定112.1.1操作压力112.1.2进料状态112.1.3加热方式112.1.4冷却剂与出口温度112.1.5热能的利用112.2确定设计方案的原则12第三节 板式精馏塔的工艺计算133.1工艺流程133.2精馏塔的物料衡算133.2.1摩尔分率133.2.2平均摩尔质量143.2.3物料衡算143.2.4回收率143.3塔板数的确定143.3.1理论板层数NT的求取143.3.2实际板层数的求取163.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算163.4.1操作压力计算163.4.2操作温度计算173.4.3平均摩尔质量计算173.4.4平均密度计算183.4.5液体平均表面张力计算183.4.6液体平均粘度计算193.5精馏塔塔体主要工艺尺寸设计203.5.1塔径的计算203.5.2塔有效高度的计算223.5.3整体塔高223.6精馏塔塔板主要工艺参数设计223.6.1溢流装置223.6.2塔板布置253.7筛板的流体力学检验273.7.1塔板压降273.7.2液面落差293.7.3液沫夹带293.7.4漏液303.7.5液泛303.8塔板负荷性能图313.8.1漏液线313.8.2液沫夹带线323.8.3液相负荷下限线333.8.4液相负荷上限线333.8.5液泛线333.8.6操作弹性353.9总图363.10附属设备及接管尺寸383.10.1塔顶冷凝器（固定管板式换热器）383.10.2塔底再沸器423.10.3管道设计与选择433.10.4泵453.11 参考文献及设计手册46第四节 设计感想48前言化工原理课程设计是理论联系实际的桥梁，是进行体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，达到综合运用化工原理课程的基本知识，基本原理和基本计算，进行融会贯通、独立思考，在规定的时间内完成指定的化工单元操作设计任务，具有初步进行工程设计的能力；达到熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序和方法；提高和进一步培养分析和解决工程实际问题的能力。 本次化工原理课程设计的主要包括以下主要内容： （1）设计方案简介：对工程要求选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述，说明所采取方案的先进性及其选择确定的依据。 （2）主要工艺过程及设备的设计计算，包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、主要设备的工艺尺寸计算及结构设计。 （3）典型辅助设备的选型计算：包括典型辅助设备的主要尺寸计算和设备规格、型号、数量的选定 （4）工艺流程简图：以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向，主要检查参数测量点等。 （5）主体设备工艺条件图：图面上应包括主体设备的主要工艺尺寸、技术特性表和接管表。通过化工原理课程设计，可以达到以下几方面的训练： （1）熟悉查阅文献资料、收集有关数据、正确选用计算公式的能力。当缺乏必要数据时，还要通过实验测定或到现场进行实际查定。（2）在兼顾技术上先进性、可行性、经济上合理性的前提下，综合分析设计任务，确定工艺流程，做出设备选型，提出保证过程正常、安全运行操作所需的检测和计量仪器，同时还要考虑改善劳动条件并实现环境保护的有效措施。（3）进行准确而迅速的过程计算及主要设备的工艺计算的能力，特别是应用计算机进行计算的能力和计算机绘图（CAD）能力。（4）用精炼的语言、简洁的文字、清晰的图表和图纸来表达自己的设计思想、计算结果和设计结果的能力。第一节 概述1.1塔设备简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。根据塔内汽液接触部件的结构模式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，汽液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.2板式塔类型1.2.1筛板塔筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板亡液层，形成气浓密切接触的泡沫层(或喷射的液滴群)。筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮冈塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多。1.2.2浮阀塔淬阀塔广泛应用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流认浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F一1型(V一2型)、V一4型、十字架型和A型，其中F一1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普通应用，已列入颁布标准(JB一111881)。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。盘式浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，分离效率较高，塔板结构较泡罩塔简单。1.2.3泡罩塔泡罩塔是最早使用的板式塔，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩塔的主要比点是操作弹性较大，液气比范围大，适用于多种介质，操作稳定可靠，但其结构复杂、造价高、安装维修不便，气相压降较大。现虽已为其它新形塔板取代，但鉴于其某些优点，仍有沿用。1.3精馏塔的设计步骤1.3.1工艺设计(1)做出流程简图。(2)选定塔顶、塔底产品浓度(由任务书给出)，进行全塔物料衡算，列出物料衡算总表。(3)确定凝液罐、塔顶、塔底的操作压力。(4)确定塔顶、塔底温度。(5)选定进料状态，定出进料温度(由任务书给定)。(6)在已定的全塔平均操作压力下，做出y-x相平衡曲线，对多元系则需求出各组分对某一关键组分的相对挥发度。(7)求定最小回流比。(8)求出适宜的操作回流比。(9)确定所需的理论板数及进料位置。(10)确定全塔效率，算出上、下两段所需实际板数。(11)确定适宜的塔板间距，求出塔内最大允许气速，算出塔径。(12)计算塔顶冷凝器及塔底再沸器的热负荷，求定所需冷却水量及加热蒸汽用量列出全塔热量衡算总表。1.3.2塔板设计1.溢流装置(1)由塔径及液体流量选定液体流向型式。根据经验初估液体在降液管内的停留时间，初步求出堰长及降液管面积。(2)选定出口堰高及降液管下口高(同时决定受液盘的形式)。2塔板布置(1)选定浮阀的阀型及阀的尺寸(或筛板的孔径及板厚)。(3)决定塔板的开孔率(或筛板的孔距孔径)。(3)算出浮阀或筛孔总数及板上有效操作面积。(4)决定泪孔的大小、数目及位置。(i)在方格纸上做浮阀或筛板排列草图。如果选用标准浮阀塔盘系列，则(3)步可省略，直接由系列查出结构参数3流体力学计算选定某一层或若干层有代表性的塔板，进行下列各项计算与检验：(1)塔板压力降；(2)雾沫夹带量；(3)液体在降液管中的停留时间或液体通过降液管的流速；(4)降液管内清液层的高度；(5)液体泄漏量；(6)负荷性能图；(7)负荷上下限及操作弹性；4.塔板设计结果讨论1.3.3塔体初步设计(1)根据塔内的操作温度及压力，选定筒体的材料及壁厚。(2)确定封头的型式、材料及尺寸。(3)确定人孔的数目、位置及规格。(4)选择各接管的流速，确定各接管的直径及伸出长度。(5)确定塔的总高。(6)确定裙座的型式、开孔及尺寸。1.3.4塔的辅助设备选用(1)根据冷凝器、再沸器的操作条件及热负荷，选定冷凝器，再沸器的型式、规格及台数。(2)估计回流泵的流量及扬程，选定泵的型号与规格1.3.5编制计算结果汇总表1.3.6绘制塔体总图及塔板总图1.4设计要求1.4.1设计条件: 进料量：F=200kmol/h 进料浓度：ZF=0.50进料状态：q=1.08,冷液进料操作条件：塔顶压强p顶=4 kPa(表压) 单板压降不大于0.7kPa塔顶冷凝水采用深井水，温度t12塔釜间接蒸汽加热（3kgf/cm2水蒸汽）全塔效率：ET = 52%分离要求：1)xD=99.5 2)xW=0.2 3)回流比R/Rmin =1.6。1.4.2主要使用数据甲醇水体系汽液平衡数据 (101.325kPa)t/xy100.00.000.0096.40.020.13493.50.040.2391.20.060.30489.30.080.36587.70.100.41884.40.150.51781.70.200.579780.300.66575.30.400.72973.10.500.77971.20.600.82569.30.700.8767.50.800.915660.900.958650.950.97964.51.01.0表1-1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 精馏可在常压、加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性来考虑。2.1.2进料状态 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，这样，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时。精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。2.1.3加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出，所以本设计采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2间接水蒸汽加热。2.1.4冷却剂与出口温度塔顶产品出口温度的选择与所采用的冷却剂有关。精馏操作中，常用水或空气作为冷却剂来冷凝塔顶蒸气或冷却塔顶产品。冷却水的入口温度随气候条件而定，设计时一般可取为20一25，这样，凝液的温度可冷却到40一50(塔顶产品与冷却剂之间必须保证有10一20的传热温差)。由于水的出口温度一放不超过50左右，否则溶解于水中的某些无机盐将会析出，在传热壁面上形成污垢而影响传热效果。设计要求冷却水入口温度t=12，则冷却水的出口温度取t=20。2.1.5热能的利用蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此，热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5左右被有效地利用。所以，蒸馏系统的热能利用问题应值得认真考虑。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的，但其能位较低，不可能直接用来作塔釜的热源。但可用作低温热源，或通人废热锅炉，产生低压蒸汽，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后再用于加热釜液。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可取得节能的效果。例如，可采用设置中间再沸器和中间冷凝器的流程，因为设置中间再沸器，可利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。2.2确定设计方案的原则设计方案选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构型式和主要操作条件。所选方案必须：能满足工艺要求，达到指定的产量和质量；操作平稳，易于调节；经济合理；生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都必须兼顾考虑。第三节 板式精馏塔的工艺计算3.1工艺流程含甲醇0.50（摩尔分数）的甲醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含甲醇99.5），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含甲醇0.2）。冷却水进料预热器进料3.2精馏塔的物料衡算3.2.1摩尔分率甲醇的摩尔质量 MA=32kg/kmol水的摩尔质量 MB=18kg/kmol原料液 xF=0.50塔顶产品xD= 0.991146 塔底产品 xW= 0.0011263.2.2平均摩尔质量原料液MF=0.5032+（1-0.50）18=25kg/kmol塔顶MD=0.99114632+（1-0.991146）18=31.876044kg/kmol塔底MW=0.00112632+（1-0.001126）18=18.015764kg/kmol3.2.3物料衡算已知进料量：F=200kmol/h 进料浓度：ZF=0.50 进料状态：q=1.08 分离要求： 衡算方程： 3.2.4回收率甲醇的回收率 A=DxDFxF100%=100.780.9911462000.50100%=99.88%水的回收率 B=W（1-xW）F（1-xF）100%=99.22（1-0.001126）200（1-0.50）100%=99.11%3.3塔板数的确定3.3.1理论板层数NT的求取由q=1.08,XF=0.50得q线方程y=13.5x-6.25由甲醇水体系汽液平衡数据 (表1-1)作出y-x图，并作出q线。由图，可粗略读出xe=0.52，通过试差，得到xe= 0.520989570.521，ye=0.7833590.783故最小回流比为 Rmin=xD-yeye-xe=0.991146-0.7833590.783359-0.520990=0.791965R=1.6Rmin=1.60.791965=1.267精馏段操作线方程：精馏段、提馏段汽液流量精馏段：LRD127.688kmol/h V（R1）D228.468kmol/h提馏段：LLqF343.688kmol/h VV（1q）F244.468kmol/h提馏段操作线方程：读图可知：总理论板数15块（包括再沸器），精馏段理论板数9块，提馏段理论板数6块, 第10块为进料板。3.3.2实际板层数的求取取全塔效率， 则有（包括再沸器）3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作压力计算要求塔顶表压为4Kpa，采用常压操作。塔顶压力 单板压降进料板压力塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力3.4.2操作温度计算根据表1-1。冷液进料，q=1.08，进料浓度ZF=0.50=xF进料温度tF=73.1由内插法求得：塔顶温度tD：1.0-0.9564.5-65=0.991146-0.95tD-65tD=64.6塔底温度tW：0.02-096.4-100=0.001126-0tW-100tW=99.8精馏段平均温度tm=73.1+64.62=68.85提馏段平均温度tm=73.1+99.82=86.453.4.3平均摩尔质量计算精馏段的平均摩尔质量精馏段平均温度tm=68.85内插法计算：液相组成x：67.5-69.30.80-0.70=68.85-69.3x-0.70x=72.5%气相组成y：67.5-69.30.915-0.87=68.85-69.3y-0.87y=88.12%所以 Mlm=320.725+181-0.725=28.15kg/kmol Mvm=320.8812+181-0.8812=30.34kg/kmol提馏段的平均摩尔质量提馏段平均温度tm=86.45内插法计算：液相组成x：84.4-87.70.15-0.10=86.45-87.7x-0.10x=11.89%气相组成y：84.4-87.70.517-0.418=86.45-87.7y-0.418y=45.55%所以 Mlm=320.1189+181-0.1189=19.66kg/kmol Mvm=320.4555+181-0.4555=24.38kg/kmol3.4.4平均密度计算精馏段精馏段平均温度tm=68.85 ，由上计算得x甲=x=0.725，y甲=y=0.8812查得物性（饱和液体）：甲醇 密度甲=743.59kg/m3,水 密度水=978.16kg/m3液相密度： L=MlmM甲x甲甲+M水x水水=779.53kg/m3气相密度：v=PmMvmRT=1.127kg/m3（气相视为理想气体）提馏段提馏段平均温度tm=86.45 ， 由上计算得x甲=0.1189 ， y甲=0.4555查得物性（饱和液体）：甲醇 密度甲=725.78kg/m3水 密度水=967.65kg/m3液相密度： L=MlmM甲x甲甲+M水x水水=908.82kg/m3气相密度：v=PmMvmRT=0.996kg/m3（气相视为理想气体）3.4.5液体平均表面张力计算塔顶 tD=64.6 xD=0.991146, 甲1=18.862mN/m, 水1=65.296mN/m,1=xD甲1+1-xD水1=0.99114618.862+1-0.99114665.296=19.273mN/m进料tF=73.1 xF=0.50, 甲2=18.188mN/m, 水2=63.926mN/m,2=xF甲2+1-xF水2=0.5018.188+1-0.5063.926=41.057mN/m塔底tW=99.8 甲3=15.738mN/m, 水3=58.950mN/m,3=xw甲3+1-xw水3=0.00112615.738+1-0.00112658.950=58.901mN/m精馏段平均液相表面张力精m=1+22=30.165mN/m提馏段平均液相表面张力提m=2+32=49.979mN/m全塔平均液相表面张力 m=1+32=78.174mN/m3.4.6液体平均粘度计算计算公式lgm=Xilgi塔顶 tD=64.6 甲1=0.3227mPs, 水1=0.4308mPs,lgm1=Xilgi=0.991146lg0.3227+(1-0.991146)lg0.4308m1=0.3235mPs进料tF=73.1 甲2=0.3088mPs, 水2=0.3873mPs,lgm2=Xilgi=0.50lg0.3088+(1-0.50)lg0.3873m2=0.3458mPs塔底tW=99.8 甲3=0.2232mPs, 水3=0.2823mPs,lgm3=Xilgi=0.001126lg0.2232+(1-0.001126)lg0.2823m3=0.2822mPs精馏段平均液相粘度精m=m1+m22=0.3346mPs提馏段平均液相粘度提m=m2+m32=0.3140mPs全塔平均液相粘度 m=m1+m32=0.3028mPs3.5精馏塔塔体主要工艺尺寸设计3.5.1塔径的计算表3-1塔板间距与塔径的关系塔径D，m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.42.4塔板间距HT，m0.2-0.30.3-0.350.35-0.450.45-0.60.5-0.80.6精馏段气、液相体积流率为Vs=VMvm3600v=228.46830.3436001.127=1.708m3/sLs=LMLm3600L=127.68828.153600779.53=0.001281m3/s取HT=0.45m，hL=0.05mLsVsLv12=0.0012811.708779.531.12712=0.020HT-hL=0.40图3-2 Smith法初估塔径查图3-2得到C20=0.08C=C20精200.2=0.0830.165200.2=0.087 则umax=CL-VV=0.087779.53-1.1271.127=2.29m/s取安全系数0.7，则空塔气速为u=0.7umix=1.603m/sD=4Vsu=41.7081.603=1.16m按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为AT=4D2=1.539m2实际空塔气速u=VsAT=1.7081.539=1.110m/s提馏段气、液相体积流率为Vs=1.662m3/s Ls=0.002065m3/s取HT=0.40m,hL=0.05mLsVsLv12=0.0020651.662908.820.99612=0.038HT-hL=0.35查图3-2得到C20=0.074C=C20提200.2=0.07449.979200.2=0.089则umax=CL-vv=0.089908.82-0.9960.996=2.69m/s取安全系数0.7，则空塔气速为u=0.7umax=1.883m/sD=4Vsu=41.6621.883=1.06m按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为AT=4D2=1.539m2实际空塔气速u=VsAT=1.6621.539=1.079m/s3.5.2塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（18-1）0.45=7.65m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（12-1）0.40=4.4m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z= Z精+Z提+0.8=7.65+4.4+0.8=12.85m3.5.3整体塔高(1)塔顶空间HD取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共为1.32m(2)塔底空间塔底储液高度依停留4min而定取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间开一直径为0.6米的人孔1+0.3220=1.3220m（3）裙座高度H1=3m（4）整体塔高 3.6精馏塔塔板主要工艺参数设计3.6.1溢流装置单溢流又称直径流。液体自受液盘横向流过塔板至溢流堰。此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。因塔径D1.4m，选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。3.6.1.1堰长lW精馏段： 堰长 lw=0.66D=0.924m提馏段： 堰长 lw=0.66D=0.924m3.6.1.2溢流堰高度hW由选用平直堰，堰上液层高度：how=2.841000ELslw23，近似取E=1精馏段how=2.84100010.00128136000.92423=0.0083m前面已假设： hL=0.05m故 hw=hL-how=0.05-0.0083=0.0417m满足 0.05-howhw0.1-how提馏段how,=0.0114m前面已假设： hL=0.05m故 hw=hL-how=0.05-0.0100=0.0386m满足 0.05-howhw0.1-how3.4.1.2弓形降液管宽度Wd和截面积Af图3-3弓形降液管参数图精馏段由lW/D=0.66,查弓形降液管参数图得：AfAT=0.0722 WdD=0.124 Wd=0.124D=0.1241.4=0.1736mAf=0.07221.539=0.1111m2 停留时间：提馏段由lW/D=0.66,查弓形降液管参数图得：AfAT=0.0722 WdD=0.124 Wd=0.124D=0.1241.4=0.1736mAf=0.07221.539=0.1111m2 停留时间：故符合要求3.4.1.2降液管底隙高度h0降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示降液管底隙高度应低于出口堰高，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm。h0=Lslwu0 式中液体通过底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取=（0.07，0.25）m/s。精馏段取u0=0.10m/sh0=Lslwu0=0.0012810.9240.10=0.0137m=13.9mm hw-h0=41.8-13.9=27.9mm6mm 提馏段取u0=0.10m/sh0=Lslwu0=0.00206509240.10=0.0223m=22.3mm hw-h0=38.6-22.3=16.3mm6mm 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘。3.6.2塔板布置3.6.2.1塔板的分块表3-4塔板分块数目表因，故塔板采用分块式。查塔板分块数表得，塔板分为4块。3.6.2.2边缘区宽度确定取WS=0.070m,WC=0.050m3.6.2.3开孔区面积计算精馏段开孔区面积按下式计算，即Aa=2xR2-x2+R2180sin-1xR其中x=D/2-（Wd+Ws）=1.4/2-(0.1736+0.070)=0.4564mR=D/2-WC=1.4/2-0.050=0.65m故Aa=2xR2-x2+R2180sin-1xR=20.45640.652-0.45642+0.652180sin-10.45640.65=1.08m2提馏段同理可得，Aa=1.08m23.6.2.4筛孔计算及其排列取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列。精馏段取 t/d0=3.0孔心距 t=3.05.0=15.0mm筛孔数目n= 1.155Aa/t2=1.1551.08/0.0152=5522个开孔率为=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=10.1气体通过阀孔的气速为u0=Vs/A0=1.708/(0.1011.08)=15.66m/s提馏段取 t/d0=3.0同理可得n=5522=10.1uo=15.24m/s 3.7筛板的流体力学检验3.7.1塔板压降3.7.1.1干板阻力hc计算图3-5干筛孔的流量系数甲醇-水体系无腐蚀性，可选用碳钢板精馏段：取，do=1.67, 查干筛孔的流量系数图得，。故hc=0.051uoco2vL=0.05115.660.77221.127779.53=0.0303m液柱。提馏段：同理可得hc=0.0218m液柱。3.7.1.2气体通过液层的阻力hl计算图3-6充气系数关联图精馏段：ua=VsAT-Af=1.7081.539-0.1111=1.196m/sFo=uav=1.1961.127=1.27查充气系数关联图得0=0.625hl=0hL=0.6250.05=0.0312m液柱提馏段：同理可得：ua=1.164m/sFo=1.16 查充气系数关联图得0=0.637hl=0.0318m液柱3.7.1.3液体表面张力的阻力h计算精馏段：h=4mLgdo=430.16510-3779.539.810.005=0.0032m液柱体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即则hp=0.0303+0.0312+0.0032=0.0647m液柱(设计允许值)提馏段：同理可得：h=0.0045m液柱hp=0.0581m液柱p=0.518kPa0.7kPa （设计允许值）3.7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.7.3液沫夹带精馏段：0.0122，符合要求。提馏段：，符合要求。3.7.4漏液精馏段：严重漏液时干板阻力h0=0.0056+0.13hw+how-h=0.0056+0.130.05-0.0032=0.0089m漏液点气速uo=C02gLvho=0.77229.81779.531.1270.0089=8.48m/s稳定系数k=u0uo=15.668.48=1.85 1.5,2提馏段：同理可得：h0=0.0076muo=9.00m/s 稳定系数k=u0uo=15.249.00=1.69 1.5,2故无明显漏液，且可操作弹性较大。3.7.5液泛精馏段：降液管内液面高度 板上不设进口堰。=0.05+0.00157+0.0645=0.11607m液柱为了防止液泛现象，应使 式中 提馏段：同理可得：hd,=0.00154m液柱。Hd,=0.10964m液柱。故不产生降液管内液泛。3.8塔板负荷性能图3.8.1漏液线下限气速得精馏段：=得=提馏段：=得=3.8.2液沫夹带线以kg液/kg汽为限求-关系：由精馏段： 0.1045+1.758提馏段： 0.0965+1.758 3.8.3液相负荷下限线取hOW=0.006m作为液相负荷的下限条件， ，则精馏段 Ls.min=0.00610002.84320.9243600=0.000788m3/s提馏段 Ls.min,=0.000788m3/s3.8.4液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留的下限故精馏段： 提馏段： 3.8.5液泛线由，得其中精馏段： 代入得： 所以精馏段： 提馏段： 代入得：所以提馏段： 3.8.6操作弹性精馏段：由图，故精馏段操作弹性为 /=3.04 提馏段：由图，故提馏段操作弹性为/=3.25 精馏段提馏段操作弹性均大于3小于5,符合要求。3.9总图参数符号参数名称精馏段提馏段T m (C)平均温度68.8586.45P m (kpa)平均压力111.6122.1M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质28.1519.66M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量30.3424.38lm (kg/m)液相平均密度779.53908.82vm (kg/m)气相平均密度1.1270.996m (mNm)液体平均表面张力30.16549.979m (mPs)液体平均粘度0.33460.3140Vs (m3s)气相流量1.7081.662Ls (m3s)液相流量0.0012810.002065N实际塔板数1812Z( m)有效段高度7.654.4D(m)塔径1.41.4H T(m)板间距0.450.40 (m)板厚0.0030.003溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l W (m)堰长0.9240.924h W (m)堰高0.04170.0386hl (m)板上液层高度0.050.05h OW (m)堰上液层高度0.00830.0114h O (m)降液管底隙高度0.01390.0223W d (m)降液管宽度0.17360.1736W s (m)安定区宽度0.070.07W c (m)边缘区高度0.050.05Aa (m2 )有效传质面积1.081.08A T (m)塔横截面积1.5391.539A f (m)降液区面积0.11110.1111A O （m）筛孔面积0.109080.10908d O（m）筛孔直径0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n筛孔数目55225522（%）开孔率10.110.1U （m/s）空塔气速1.1101.079U O （m/s）筛孔气速15.6615.24K稳定系数1.851.69h c （m液柱）干板阻力0.03030.0218h l （m液柱）液体有效阻力0.03120.0318h（m液柱）液体表面张力阻力0.00320.0045h p （m液柱）总阻力0.06470.0581P（pa）每层塔板压降493518 (s)停留时间39.121.5ev (0.1kg液/kg干气)液沫夹带量0.01220.0112液泛合格合格漏液合格合格E液流收缩系数1.01.0C O孔流系数0.7720.772液层充气系数0.6250.637相对泡沫密度0.50.53.10附属设备及接管尺寸3.10.1塔顶冷凝器（固定管板式换热器）甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式3.10.1.2估计换热面积 甲醇-水冷凝蒸汽的数据tD=64.6 冷凝蒸汽量：压力105.3KPa 温度64.6 甲醇冷凝潜热.,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始温为12，取冷凝器出口水温为20，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）（kg/m3）Cp(KJ/kg.)Pa.s(w/(m.)甲醇-水1.24.21154510-50.1888水998.954.1874110.810-50.5912a. 设备的热参数：b冷却水的流量：c平均温度差：根据“传热系数K估计表”取K=1100W/(m2.) 传热面积的估计值为：将此面积作为公称面积，在化工原理附录中选择换热器，并列出所选择的换热器参数。公称直径DN/mm400公称面积/m240公称压力 PN/（MPa）0.6换热管尺寸/mm25管子排列方法正三角形管长/m6管子外径/mm25管数n/根86管程数N4壳程数1管程通道面积/m20.00692按上列数据核算管程、壳程的流速及Re:（一）管程流通截面积：管内水的流速（二）壳程 单程按正三角形排列取管心距横过管束中心线的管数 取=11流通截面积：壳内甲醇-水流速 当量直径 3.10.1.3计算流体阻力管程流体阻力结垢校正系数，无因次。的换热管取1.4 N=1 设管壁粗糙度为0.1mm，则/=0.005,查得摩擦系数=0.031 符合一般要求3.10.1.4壳程流体阻力 Re=4188500，故管子排列为正三角形排列，取F=0.5挡板数 11块 代入得 取污垢校正系数F=1.0故管壳程压力损失均符合要求3.10.1.5计算传热系数管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管管内流体强制湍流时的给热系数为Pr=7.85壳程对流给热系数膜层湍流时冷凝给热系数Re=4188计算传热系数取污垢热阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面积为基准 则K=1.3kW/(m2.)计算传热面积 A=35.7m2所选换热器实际面积为A=n=40.6m2裕度所选换热器合适3.10.2塔底再沸器计算热负荷：G=LML3600=343.688320.001181+181-0.0011813600=1.720kg/s考虑到5%的热损失后 选用0.2MPa饱和水蒸气加热，因两侧均为恒温相变 取传热系数K=1000W/（m2.K）估算传热面积取安全系数0.8，实际传热面积A=183/0.8=252.3m23.10.3管道设计与选择3.10.3.1 塔顶蒸汽出口管塔顶温度：tD=64.6气相组成yD：65-64.50.95-1.0=64.6-64.5yD-1.0yD=0.99气相平均分子量：Mv=320.99+181-0.99=31.86kmol/kg塔顶蒸汽密度：v=MvPvRT=31.86105.38.314(273.15+64.6)=1.195kgm3蒸汽体积流量：Vs=VMvv=228.46831.8636001.195=1.692m3/s取uD=20m/sdD=4Vsuv=0.3282m=328.3mm经圆整选取热轧无缝钢管，规格：377mm24mm3.10.3.2塔顶回流管塔顶温度：tD=64.6查得：甲=747.44kg/m3 水=980.73kg/m3液相组成xD：x