甲醇--水分离过程填料精馏塔设计课程设计的报告汇本说明书

1、.wd化工原理课程设计说明书设计题目：甲醇-水别离过程填料精馏塔设计姓名：*班级：*学号：*指导教师：*设计时间：*甲醇-水别离过程填料精馏塔设计 摘 要精馏是借助回流技术来实现高纯度和高回收率的别离操作，在抗生素药物生产中，需要甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，然后对甲醇溶媒进展精馏。操作一般在塔设备中进展，塔设备分为两种，板式塔和填料塔。填料塔构造简单、装置灵活、压降小、持液量少、生产能力大、别离效率高、耐腐蚀，且易于处理易气泡、易热敏、易结垢物系等优点，同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。近年来由于填料塔构造的改进，新型的高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和别离效能又保

2、持了压降小及性能稳定的特点。因此，填料塔已被推广到大型气液操作中，在某些场合还代替了传统的板式塔。从设备设计的角度看，不管板式塔还是填料塔， 基本上由塔体、内件、裙座、和附件构成。近年来由于填料塔构造的改进，新型的、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和别离效能又保持了压降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推广到大型汽液操作中，在某些场合还代替了传统的板式塔。但国内在这方面的研究那么较少, 如何设计规整填料蒸馏塔已成为一个重要的课题, 它对自行设计, 改进现有设备生产状况都较为重要。随着对填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。关键词： 甲醇-水；精馏 ；填料塔 ；设备设

3、计前言本设计目的是别离甲醇-水混合液，处理量不大，应选用填料塔。填料塔是一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备，主要由圆筒形塔体和堆放在塔内对传质起关键作用的填料等组成，用于吸收、蒸馏和萃取，也可用于接触式换热、增湿、减湿和气液相反响过程。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题 。填料塔的应用始于19世纪中叶，起初在空塔中填充碎石、砖块和焦炭等块状物，以增强气液两相间的传质。1914年德国人F.拉西1首先采用高度与直径相等的陶瓷环填料现称拉西环推动了填料塔的开展。此后，多种新填料相继出现，填料塔的性能不断得到改善，近来填料塔的研究及其应用取得巨大进展,不仅开发了数十种新型高效填料

4、，还较好地解决了设备放大问题。到60年代中期，直径数米乃至十几米的填料塔已缺乏为奇。现在，填充塔已与板式塔并驾齐驱，成为广泛应用的传质设备。填料塔自它创造以来已广泛地应用于化工生产的各个领域。近二十年, 规整填料塔对板式塔、散装填料以及其它多种塔设备产生了巨大的冲击, 在国内外引起众多研究者的极大兴趣, 在近几年的文献中, 国外有大量的规整填料研究报道 2 。它因其高通量, 低压降, 操作稳定而广泛地用于气-液,液-液接触的塔设备中, 如蒸馏、吸收、萃取等诸多领域。特别是在气液接触中, 已越来越多地被采用, 如已有设备通过利用规整填料来更换塔内构件, 从而到达提高塔负荷的目的。规整填料种类较多

5、, 有板波纹填料、格栅填料、丝网填料等, 材质有金属、塑料、陶瓷等。即使同样的种类亦有不同的规格, 它们的比外表、空隙率及几何尺寸存在差异, 这样在选择填料时, 应根据体系物性, 操作负荷, 压降要求, 同时兼顾材料性能等, 进展综合考虑, 保证既经济又能正常生产。目录摘要I前言I1 填料塔的简介及设计方案确实定11.1 概述11.2 流程确定和说明21.2.1设计要求及条件21.2.2加料方式41.2.3 进料状况41.2.4 塔顶冷凝方式41.2.5 回流方式41.2.6 加热方式41.2.7 加热器52 精馏塔的工艺设计52.1 物料衡算52.2 塔板数确实定62.2.1 相对挥发度的求

6、取62.2.2 求最小回流比及操作回流比72.2.3 求精馏塔的气、液相负荷72.2.4 采用逐板法求理论板层数82.3 实际板层数的求取92.3.1液相的平均粘度92.3.2 全塔效率ET 和实际塔板数103 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算103.1操作压力的计算103.2 粘度的计算103.3操作温度计算103.4平均摩尔质量计算113.5平均密度计算113.5.1气相平均密度计算123.5.2液相平均密度计算123.6 液体平均外表张力的计算134 精馏塔的塔体工艺尺寸计算134.1塔径的计算134.2精馏塔有效高度的计算144.3填料层压降的计算154.3.1精馏段154.4 封

7、头的计算165 液体分布器简要设计165.1选型165.2分布点密度计算165.3布液计算176 设计一览表187 有关附属设备的计算和选型187.1塔顶蒸汽管187.2回流管197.3输料管197.4塔釜出液管207.5 蒸汽喷出器管径217.6饱和蒸汽管计算227.6.1釜液饱和蒸气管227.6.2 进料管237.7 管路汇总表237.8 再沸器247.9料液预热器247.10 塔顶回流冷凝器247.11 塔顶产品冷却器257.12 塔底产品冷却器257.13 辅助设备计算汇总268 贮罐的计算268.1原料罐268.2 塔顶产品罐268.3 塔底产品罐278.4 液料输送泵的选型279

8、绘图2810 设计过程的评述和有关问题的讨论28参考文献29主要符号说明29设计过程中的收获和致谢301 填料塔的简介及设计方案确实定1.1 概述填料塔是一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备，主要由圆筒形塔体和堆放在塔内对传质起关键作用的填料等组成，用于吸收、蒸馏和萃取，也可用于接触式换热、增湿、减湿和气液相反响过程。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题3-4。填料塔的优点有：1压降非常小。气相在填料中的液相膜外表进展对流传热、传质，不存在塔板上清液层及筛孔的阻力。在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的1/51/6； 2热、质交换充分，别离效率高，使产品的提取率提高

9、；3操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。负荷调节范围可以在30%110%，筛板塔的调节范围在70%100%；4液体滞留量少，启动和负荷调节速度快；5可节约能源。由于阻力小，空气进塔压力可降低0.07MPa左右，因而使空气压缩能耗减少6.5%左右；6塔径可以减小。此外，应用规整填料后，由于当量理论塔板的压差减小，全精馏制氩可能实现，氩提取率提高10%15%。规整填料精馏塔一般分为35段填料层，每段之间有液体收集器和再分布器，传统筛板塔的板间距为110160mm，而规整填料的等板高为250300mm，因此填料塔的高度会增加。一般都选择铝作为规整填料的材料，这样可减轻重量和减

10、少费用，但必须控制好填料金属外表残留润滑油量小于50mg/m2。在这样条件下，可认为铝填料塔和铝筛板塔用于氧精馏是同样安全的。塔设备按其构造形式 基本上可分为两类：板式塔和填料塔。以前，在工业生产中，当处理量大时多用板式塔，处理量小时采用填料塔。近年来由于填料塔构造的改进，新型的、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和别离效能又保持了压降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推广到大型汽液操作中。在某些场合还代替了传统的板式塔。如今，直径几米甚至几十米的大型填料塔在工业上已非罕见。随着对填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。 填料塔为逐级接触式汽液传质设备，它具有构造简单、

11、安装方便、操作弹性大、持液量小等优点。同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。 本设计目的是别离甲醇-水混合液，处理量不大，应选用填料塔。 塔型的选择因素很多。主要因素有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。与物性有关的因素：1易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，应选用填料塔为宜。因为填料不易形成泡沫。本设计为别离甲醇和水，应选用填料塔。 2对于易腐蚀介质，可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料，对于不腐蚀的介质，那么可选金属性质或塑料填料，而本设计别离甲醇和水，腐蚀性小可选用金属填料。 与操作条件有关的因素：1传质速率受气膜控制的系统，选用填料塔为宜。因为填料塔层中液

12、相为膜状流、气相湍动，有利于减小气膜阻力。 2难别离物系与产品纯度要求较高，塔板数很多时，可采用高效填料。 3假设塔的高度有限制，在某些情况下，选用填料塔可降低塔高，为了节约能耗，故本设计选用填料塔。 4要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料。 1.2 流程确定和说明1.2.1设计要求及条件一设计条件1.处理量： 20000+100X吨/年注：X代表学号最后两位数，本设计者学号后为14，故处理量为21400顿/年。 2.料液组成质量分数：甲醇46%、水54% 3.塔顶产品组成质量分数：含水量0.3% 4.塔底废水中甲醇含量质量分数：0.5% 5.操作压力：常压 6.进料热状况：

13、自选 7.回流比：自选 8.塔底加热蒸汽压力：0.3Mpa表压 9.工作日：每年300天，每天24小时连续运行。 二设备选型填料类型因废甲醇溶媒中含有少量的药物固体微粒，应选用金属散装填料，以便于定期拆卸和清洗。填料类型和规格自选。三设计任务1. 设计方案确定及流程说明2. 完成精馏塔的工艺设计1物料衡算2塔板数确实定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流体分布器简要设计3. 设计结果一览表4. 有关附属设备的设计和选型1再沸器即蒸馏釜；2塔顶回流冷凝器；3料液预热器；4塔顶、塔底产品冷凝器；5主要接收尺寸及法兰：包括塔顶蒸汽出口管、回流液管、料

14、液排出管、加料管、饱和水蒸气管的管径及各接收的法兰。6蒸汽喷出器。5. 绘图：1绘制带控制点的生产工艺流程图2绘制精馏塔设计条件图6. 对设计过程的评述和有关问题的讨论1.2.2加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。但由于多了高位槽，建设费用增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但构造简单、安装方便；如采自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本次实验采用高位槽进料。 1.2.3 进料状况进料状况一般有冷液进料、泡点进料

15、。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对别离有利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大，对于合肥地区来说，存在较大温差，且增加塔底蒸汽上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定精馏段和提馏段塔径 基本相等，制造上较为方便。 1.2.4 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反响。且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后产品温度不高无需进一步冷却。此次别离也是想得到液体甲醇，选用全凝器符合要求。 1.2.5 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷

16、凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑构造，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装。且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝冷却器以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。 1.2.6加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是用蒸汽直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热是通过加热器使釜液局部汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进展传质，其优点是使釜液局部汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置

17、。本次实验采用间接蒸汽加热。1.2.7 加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸汽作加热剂。因为塔小，可将加热器放在塔内，即再沸器，这样釜液局部汽化，维持了原有浓度，减少了理论板数。2 精馏塔的工艺设计2.1 物料衡算：F=21400t，年开工300天。进料组成：2-1釜液组成：2-2馏出液组成：2-3原料液的平均摩尔质量： 2-4原料液的流量： 2-5由公式：解得 D=39.4 Kmol/h，W=82.4 Kmol/h塔顶产品的平均相对分子质量 2-6塔顶产品流量：2-7塔釜产品的平均相对分子质量2-8塔釜产品流量(2-9)2-10物料衡算结果汇总如下表2-1 物料衡算结果表参数单位进料F塔顶

18、D塔釜W物料流量 kmol/h 121.882.439.4kg/h2747.81259.61488.1百分组成质量分数54.0%99.7%0.5%摩尔分数32.4%99.5%0.28%2.2 塔板数确实定2.2.1相对挥发度的求取由，再根据表1数据可得到不同温度下的挥发度，见表2-2表2-2 不同温度下甲醇的挥发度温度/挥发度温度/挥发度96.47.582784.63293.57.33275.34.03591.26.84373.13.52589.36.61071.23.14387.76.46469.32.86884.46.06667.62.69181.75.501662.534所以2.2.2求

19、最小回流比及操作回流比泡点进料：泡点进料：由q线与平衡线的交点exe，ye，有表2-4作图5可得：图2-1 操作线图在上图中我们可以得到q线与平衡线的交点为exe，ye=0.324，0.678故最小回流比为=2-10取操作回流比为 R=2=2*0.893=1.786 2-112.2.3求精馏塔的气、液相负荷2-122-132-142-15精馏段操作线方程为=+=+= 0.641+0.3572-16提馏段操作线方程2-172.2.4采用逐板法求理论板层数使用逐板法6求理论塔板数结果准确读较高由 得将 =4.45 代入得相平衡方程2-18联立2-16、2-17、2-18式，可自上而下逐板计算所需理

20、论板数。因塔顶全，那么2-19由2-18式求得第一块板下降液体组成2-20利用2-16式计算第二块板上升蒸汽组成为2-21交替使用式2-17和式2-18直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为止，计算结果见表2-3。表2-3 理论塔板数与相对的汽液摩尔分数板号xy板号xy10.978 0.995 70.1715 0.4794 20.932 0.984 80.0871 0.2981 30.826 0.955 90.0383 0.1505 40.636 0.886 100.0154 0.0649 50.422 0.765 110.0057 0.0248 60.275xF 0.628 120.0018

21、 xW 0.0079 精馏塔的理论塔板数为=11不包括再沸器进料板位置 2.3 实际板层数的求取2.3.1液相的平均粘度表2-4 甲醇-水溶液汽液相平衡数据表中液相组成x与汽相组成y均为摩尔分数温度/Xy温度/xy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.579

22、64.51.001.0078.00.300.665根据甲醇和水的气液平衡表2-4，利用内插法求塔顶温度, 塔釜温度 ,进料温度 。塔顶温度2-22塔釜温度2-23进料温度 2-24那么塔顶、塔底的平均温度=64.8+99.6/2 =82.22-252.3.2全塔效率ET 和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式6：计算所以全塔2-26精馏段实际板层数 块2-27提馏段实际板层数 块2-28全塔实际板层数 N=14+12=26块3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1操作压力的计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板压力3-1精馏段平均压力3-23.2 粘度的计算在tm =82.2时，查6得H2O =

23、0.347, CH3OH=0.272那么由求出m =0.3313-33.3操作温度计算由前面内插法求得温度：塔顶温度 进料板温度 精馏段平均温度 3.4平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，3-43-5进料板平均摩尔质量计算3-63-7塔釜平均摩尔质量计算 由气液平衡关系：得 3-83-93-10精馏段平均摩尔质量3-113-12提馏段平均摩尔质量3-133-143.5平均密度计算3.5.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即3-153.5.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由，查手册7得?石油化工根基数据手册?上3-16进料板液相平均密度的计算由,查手

24、册得进料板液相的质量分率3-17进料板液相的密度3-18精馏段液相平均密度为3-19由，查手册3得釜底的液相液流密度3-20提馏段液相平均密度为3-213.6 液体平均外表张力的计算液相平均外表张力依下式计算，即塔顶液相平均外表张力的计算由，查手册7得3-22进料板液相平均外表张力为由，查手册2得3-22精馏段液相平均外表张力3-234 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为4-14-2由 ，适中的C由式计算，其中由史密斯关联图6查取，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，那么4-3查史密斯关联图3得=0.0684-44-5取安全系数为0.6，那么空塔气速为4-6按

25、标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为4-7实际空塔气速为4-84.2精馏塔有效高度的计算填料塔高度计算8采用的25mm钢质拉西环，HEPT取0.5米。精馏段高度4-9 提馏段高度4-104-11根据设计规那么，塔底预留3min液体塔底预留液体体积塔底预留高度4-12在塔顶和塔底还要预留一定的高度，取0.85m塔的裙座取1.2m所以塔的总高度4-134.3填料层压降的计算4.3.1精馏段横坐标 X=()()=0.057纵坐标(u2Fy/g)×(rV/rL)×mL0.2 = 0.0277p/Z=90×9.77=879.3Pa/m Dp=9×879.3=7.

26、914Kpa查Eckert图6得每米填料的压力降为93.75Pa,所以填料层的压力降为=93.75 4-144.3.2提馏段横坐标 X=0.052纵坐标 Y=(u2Fy/g)×(rV/rL)×mL0.2 =0.145查Eckert图得每米填料的压力降为75Pa,所以填料层的压力降为=75*4.375=328.125Pa4-154.4 封头的计算本设计选用标准椭圆形封头，其厚度计算为其中： ， ， 取 ，许用应力所以：4-16参照椭圆形封头参数表得：曲面高度h1=250mm，直边高度h2=25mm5 液体分布器简要设计5.1选型本设计采用槽盘式液体分布器，它兼有集液和分液的功

27、能，而且操作弹性大。5.2分布点密度计算按照Eckert建议值，D=1000设计取分布点密度为100点/，布液点数n=0.785×1²×100=78.5点79点按照分布点几何均匀与流量均匀的原那么，进展布点设计，设计结果为：二级槽共设5 道，在槽侧面开孔。两槽中心间距200mm,槽宽度100mm,槽高度为210mm.，实际设计布点数为n=7,布液点示意图如以以下图 图5-15.3布液计算依据公式(5-1)对塔顶和精馏段分段处的液体再分布，相关数据为n=70 g=9.81取=0.60，H=130将上述数据代入公式5-1得精馏段分段处的液体再分布器对进料处的液体再分布

28、，相关数据为n=70 ，g=9.81取=0.60，=130将上述数据代入公式1得5-26 设计一览表 名 称 数 据名称数据摩尔分数原料液xF0.324理论板数11块塔顶产品xD)0.995进料板层6块塔底产品xW)0.000282精馏段塔径1000mm塔顶温度64.8提馏段塔径1000mm塔釜温度99.6精馏段填料高度8400mm进料板温度77.0提馏段填料高度7200mm精馏段填料层压降7.914kpa提馏段填料压降1.1724kpa7 有关附属设备的计算和选型7.1塔顶蒸汽管，其中为蒸汽速度，取=16m/s，=0.826得=0.256m.根据GB816387，选用规格为mm，那么此时核算

29、 在1520 m/s内，合格那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表7-1，PN 0.25Mpa表7-1公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th2502733753351812M1624276.58.967.2回流管，试中为回流管内液流速度有泵输送，取=2m/s,所以，根据GB816387，选用规格为mm，那么核算速度=1.67m/s在1.52.5 m/s内合格那么，此管选用的全平面板式平焊管法兰参数查HG/T20593-97如表7-2，PN 0.25MPa

30、表7-2公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th253210075114M1014330.737.3输料管设料液由泵输送，取进料速度 ，那么根据GB816387，选用规格为mm，那么核算速度：在1.52.5 m/s内，合格那么，此管选用的全平面板式平焊管法兰参数查HG/T20593-97如表7-3，PN 0.25Mpa表7-3公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th2532100751

31、14M1014330.737.4塔釜出液管取塔釜液流出速度，=流出量那么根据GB/T17395-20xx，选用规格为mm，那么此时核算速度(0.51.0)此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表7-4，PN 0.25Mpa表7-4公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th5060.3140110144M1216591.51 7.5 蒸汽喷出器管径当用于加热釜液时:本方案采用401.3KPa绝压水蒸气为热源，其温度ts=143.5，再沸器内将釜液由99.5加热到温度为

32、100的蒸汽，其吸收的热量：由2-8有Q放=Q吸=M1r=933.6KW由化工原理附录九由内差法得：压力为401.3Kpa绝压的饱和水蒸气，其汽化潜热为r=2138.16KJ/Kg,密度为2.1683Kg/m3。故 其体积流量 ，取管内蒸汽速度为u=20m/s,那么由得根据GB816387，选用规格为mm，那么此时核算在2025m/s内，合格那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表7-5，PN 0.25Mpa表7-5公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th1

33、14121240200188M16201354.53当用于加热料液时,其吸收的热量Q吸为：Q放=Q吸=M2r=324.43KW故，其体积流量取管内蒸汽速度为u=20m/s,那么由得根据GB816387，选用规格为mm，那么，此时核算u=22.5m/s(2025) 那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表7-6，PN 0.25MPa表7-6公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th63 68160130144M1216781.857.6饱和蒸汽管计算7.6.1釜

34、液饱和蒸气管当用于加热釜液时:由前面计算可得其体积流量，取管内蒸汽速度为u=40m/s,那么由得根据GB816387，选用规格为mm，那么此时核算 (4060,符合要求)那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表7-7，PN 0.25MPa表7-7公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th7583240200188M16201304.537.6.2 进料管当用于加热料液时:由前面计算可得其体积流量，取管内蒸汽速度为u=40m/s,那么由得根据GB816387，选

35、用规格为mm，那么此时核算在4060m/s内，合格那么，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数查HG/T20593-97如表7-8，PN 0.25Mpa表7-8公称直径DNmm管子外径Amm连接尺寸mm法兰厚度Cmm法兰内径Bmm法兰理论质量kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th4045130100144M1216461.387.7 管路汇总表管路汇总表表7-9管路用途流速/m/s管规格输料管塔顶蒸汽管回流管塔釜出液管釜液蒸汽喷出器釜液饱和蒸气管进料管1.817.411.670.742045.555.832×3.5237×11.532×3.

36、560.3×5.15121×3.583×445×2.57.8 再沸器采用401.3Kpa绝压水蒸气为热源，其温度ts=143.5，再沸器内将釜液由99.5加热到温度为100的蒸汽，选取传热系数k=2500w/(m2/K),温差釜液可视为纯水，水的沸点为100，与釜液温度相近，故可用纯水沸点下的汽化潜热代替釜液的汽化潜热。水汽化潜热交换热量传热面积7.9料液预热器采用401.3Kpa绝压水蒸气为热源，其温度ts=143.5，假设原料液为25，将原料液由25加热至泡点77.6，采取逆流换热，那么：温差取传热系数97.10 塔顶回流冷凝器取江河水冷凝剂，逆流冷

37、却，传热系数k= 600W/m2k9；由安托尼方程计算得塔顶蒸汽温度为67.2，回流液温度为64.6；那么回流冷凝器内热蒸汽由67.2降至64.6，而冷却水那么由25升高至35温差：被冷凝蒸汽可视为纯甲醇蒸汽，甲醇在64.6下的汽化潜热为甲醇蒸汽的流量传热面积7.11 塔顶产品冷却器取江河水为冷凝剂，逆流冷却，传热系数为k=600W/(m2K)；塔顶产品由64.6冷却至30，冷却水由25升至35温差：7.12 塔底产品冷却器取江河水为冷凝剂，逆流冷却，传热系数k=600W/(m2K)；塔顶产品由99.5冷却至30，冷却水由25升至35取江河水为冷凝剂，逆流冷却，传热系数k=600W/(m2K)

38、；塔顶产品由99.5冷却至30，冷却水由25升至35温差：7.13 辅助设备计算汇总辅助设备汇总表表7-10序号换热器名称热物流温度/冷物流温度/传热流量Q/KW传热面积A/m2进口出口进口出口E-101E-102E-103E-104E-105进料预热器塔顶冷凝器塔底再沸器塔顶产品冷却器塔底产品冷却器143.567.2143.564.699.5143.564.6143.53030252599.5252577.6351003535324.431112.011243.6230.13368.583.1252.2111.383.6026.368 贮罐的计算8.1原料罐原料罐中通过的物流量为原料液密度设

39、原料在原料罐中的停留时间为0.5h，罐的填充系数取0.7，那么该罐的容积V计算如下： 圆整后，可取原料罐V-101容积为3.0m38.2 塔顶产品罐塔顶产品罐中通过的物流量为塔顶产品的密度为，设塔顶产品在罐中的停留时间为72h，罐的填充系数取0.7，那么该罐的容积V计算如下：圆整后，可取塔顶产品罐V-102的容积为200m38.3塔底产品罐塔底产品罐中通过的物流量为塔底产品的密度为设塔底产品在罐中的停留时间为72h，罐的填充系数取0.7，那么该罐的容积V计算如下：圆整后，可取塔底产品罐V-103的容积为200m3,，汇总为表8-1.主管估算结果汇总表表8-1序号位号名称停留时间/h容积/m31

40、V-101原料贮罐0.53.02V-102塔顶产品罐722003V-103塔底产品罐722008.4 液料输送泵的选型为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进展机械能衡算。本方案选择V-101内的液面与进料口处的管截面建设机械能衡算式：H=式中，为两截面处位头差；为两截面处静压头之差； 为两截面处动压头之差； 为直管阻力；为管件、阀门局部阻力。根据前面的数据对上式各项进展估算= = 较小可以忽略，将各项代入上式中，计算泵的扬程H=27.15m 由前面数据可知其流量Q=查?化工原理?上6附录十七，可确定泵的选型为：IS 50-32-200，n=2900r.min-19 绘图1绘制带控制点

41、的生产工艺流程图A3号图纸，附于说明书后；2绘制精馏塔设计条件图A3号图纸，附于说明书后。10 设计过程的评述和有关问题的讨论本设计所需的各种相关资料是通过图书馆查阅资料、上网等各种途径查找的。通过以上的计算和设计分析，确定一套年别离两万多吨甲醇-水溶液的生产装置和工艺流程。其生产方式采用连续式，主体设备填料塔、换热器再沸器。对塔设备进展了物料衡算，确定了塔的塔板数，计算了精馏塔的工作条件及有关物性数据，并对塔体工艺尺寸和填料层压降进展了计算，以及辅助设备的简单计算，确定了最正确的生产方案。 在设计中釜液直接排放，而经计算釜液的温度很高，有99.2，釜液的流量也不小，故其热量很高，可以加以运用

42、。如可以考虑用其加热原料液，也可以用来加热蒸汽。物质的混合过程是一个不可逆过程，它可以自动进展。但将一个均匀混合物在恒温，恒压下别离成两个不同组分的产物，那么要消耗一定的功。 不管用什么方法去完成别离过程，到达一定的别离目的时所需的最小功总可以通过一个假象的可逆过程来计算出来。因为由热力学第二定律必然应该得出这样的结论，即完成同一变化的任何可逆过程所需的功均相等。而实际过程所需的功一定大于可逆过程时的值。所需的最小功决定于要别离的混合物的组成、压力和温度以及别离所得产品的浓度、压力和温度。 提高精馏过程热力学效率的途径要降低别离过程的能耗就应提高其热力学效率。一般精馏过程的不可逆性表现为以下几

43、个方面：在流体流动时有压力降； 塔内上升蒸汽与下流液体直接接触产生热交换时有温差，以及在再沸器和冷凝器中传热介质与物料之间存在温差；上升蒸汽与下流液进展传质过程时，两相浓度与平衡浓度的差异。要使上述这三个过程流体流动、传热、传质有较大的速率，就得有一定的推动力，而推动力越大，那么不可逆性就越大。反之，要提高热力学效率就必须减小压差，降低温差和缩小化学位的差异。当塔板数较多时，一般说来，压力降也要加大，同时塔釜与塔顶的温差也会增大。按式W=QT01/TL-1/TH，W就增大。原那么上要降低压力降可增大塔径，降低板面液层厚度。但增大塔径意味着加大设备投资；降低板面液层厚度那么使板效率变小。因此，实

44、际上要综合考虑这些因素以确定塔径。进出每块塔板的气液相在组成与温度上的相互不平衡是使精馏过程热力学效率下降的重要因素。由下一块板上来的蒸汽比上一块下来的液体温度要高些，其易挥发组分的含量小于下流液体平衡时之值。要降低净功必须减小各板传热和板质上午推动力。这可以归结为应尽量使操作线与平衡线相接近。在工业实践中，使用中间再沸器以利用低压蒸汽或其它低品位的加热介质，以及采用中间冷凝器以利用温度较高的冷却介质，其吸引力却常常都不很大。但在低温精馏时，例如裂解气别离中的脱甲烷塔等，使用中间再沸器，实际上不是使用低品位加热介质的问题，而是可以借此回收一局部冷量；中间冷凝器的使用那么可使冷却介质的冷冻级位不致太低。采用两效或多效精馏是充分利用能级的一个方法，泵流程是另一种有效的提高热力学效率的手段。塔顶蒸汽经过压缩，使其冷凝温度高于釜液的沸点，冷凝时所释放的热量供给釜液蒸发之用。冷凝器和再沸器就是同一个设备，因而减小了传热中的不可逆性。参考文献1.吴光亮，金祖源，