甲醇水筛板精馏塔课程设计报告

1、化学与化学工程学院化工原理专业课程设计设计题目常压甲醇-水筛板精储塔设计姓名：潘永春班级：化工101学号：2010054052指导教师：朱宪课程设计时间2013、6、82013、6、20化工原理课程设计任务书专业：化学与化学工程学院：化工101姓名：潘永春学号学100054052指导教师朱宪荣设计日期：2013年6月8日至2013年6月20日一、设计题目：甲醇一水精储塔的设计二、设计任务及操作条件：1、设计任务生产能力（进料）413.34Kmol/hr操作周期8000小时/年进料组成甲醇0.4634水0.5366（质量分率下同）进料密度233.9Kg/m3平均分子量22.65塔顶产品组成>

2、;99%塔底产品组成<0.04%2、操作条件操作压力1.45bar（表压）进料热状态汽液混合物液相分率98%冷却水20c直接蒸汽加热低压水蒸气塔顶为全凝器，中间汽液混合物进料，连续精储。3、设备形式筛板式或浮阀塔4、厂址齐齐哈尔地区三、图纸要求1、计算说明书（含草稿）2、精储塔装配图（1号图，含草稿）一.前言51 .精储与塔设备简介52 .体系介绍53 .筛板塔的特点64 .设计要求：6二、设计说明书7三.设计计算书81 .设计参数的确定81.1 进料热状态81.2 加热方式81.3 回流比（R）的选择81.4 塔顶冷凝水的选择82 .流程简介及流程图82.1 流程简介83 .理论塔板数

3、的计算与实际板数的确定93.1 理论板数计算93.1.2 q线方程93.1.3 平衡线方程103.1.4 Rmin和R|j勺确定103.1.5 精微段操作线方程的确定103.1.6 精微段和提和段气液流量的确定103.1.7 提7段操作线方程的确定103.1.8 逐板计算103.1.9 图解法求解理论板数如下图：123.2 实际板层数的确定124精储塔工艺条件计算121.1 操作压强的选择121.2 操作温度的计算131.3 塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算131.3.1 密度及流量131.3.2 液相表面张力的确定：141.3.3 液体平均粘度计算151.4 塔径的确定151.4.

4、1 精储段151.4.2 提2段171.5 塔有效高度171.6 整体塔高175 .塔板中要工艺参数确定185.1 溢流装置185.1.1 堰长lw185.1.2 出口堰高hw185.1.3 弓形降液管宽度Wd和面积Af185.1.4 降液管底隙高度h0195.2 塔板布置及筛孔数目与排列195.2.1 塔板的分块195.2.2 边缘区宽度确定195.2.3 开孔区面积Aa计算195.2.4 筛孔计算及其排列206 .筛板的力学检验206.1 塔板压降206.1.1 干板阻力hc计算206.1.2 气体通过液层的阻力Hl计算216.1.4 气体通过每层塔板的液柱高hp216.2 筛板塔液面落差

5、可忽略216.3 液沫夹带216.4 漏液226.5 液泛227 .塔板负荷性能图227.1 漏液线227.2 液沫夹带线237.3 液相负荷下限线247.4 液相负荷上限线247.5 液泛线247.6 操作弹性258 .辅助设备及零件设计268.1 塔顶冷凝器（列管式换热器）268.1.1 方案I:垂直管268.1.2 方案H:水平管298.2 各种管尺寸的确定308.2.1 进料管308.2.2 釜残液出料管308.2.3 回流液管318.2.4 再沸器蒸汽进口管318.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管318.2.6 冷凝水管328.3 冷凝水泵329 .设计结果汇总3310 .参考文献及设

6、计手册35四.设计感想35一.前言1 .精储与塔设备简介蒸储是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸储的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的甲醇-水体系，加热甲醇（沸点64.5C）和水（沸点100.0C）的混合物时，由于甲醇的沸点较水为低，即甲醇挥发度较水高，故甲醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到

7、较纯的难挥发组分，这就是精储。在工业中，广泛应用精储方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精储的应用更为广泛。蒸储按操作可分为简单蒸储、平衡蒸储、精储、特殊精储等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸储及多组分蒸储。按操作压力则可分为常压蒸储、加压蒸储、减压（真空）蒸储。止匕外，按操作是否连续蒸储和间歇蒸储。工业中的蒸储多为多组分精储，本设计着重讨论常压下的双组分精储，即苯-甲苯体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精储，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和

8、传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%板效率提高产量15%£右；而压降可降低30%£右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%£右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。2 .体系介绍甲醇水体系汽

9、液平衡数据（101.325kPa）:x00.05310.07670.09260.12570.13150.16740.18180.20830.2319y00.28340.40010.43530.48310.54550.55850.57750.62730.6485t/c10092.990.388.986.685.083.282.381.680.2x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.59370.68490.77010.87411.00y0.67750.68010.69180.73470.77560.79710.81830.84920.89620.91941.

10、00t/c78.077.876.776.273.872.771.370.068.066.964.7表向张力在小同温度卜的值：50607080901P甲醇7607517437347257P水988.1983.2977.8971.8965.39科甲醇0.3500.3060.2770.2510科水0.4790.4140.3620.3210b甲醇18.7617.8216.9115.821(T水66.264.362.660.7CX.3 .筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为38mm）和大孔径筛板（孔径为1025mm）两类。工业应用小以小

11、孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降.故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。4 .设计要求：设计条件：体系：甲醇-水体系P=145kpa(表压)进料组成0。4634微出液组成0.

12、99釜液组成0.004(以上均为质量分率)加料热状况q=1.0塔顶全凝器泡点回流回流比R=(1.12.0)Rmin单板压降&0.7kPa二、设计说明书(1)设计单元操作方案简介蒸储过程按操作方式的不同，分为连续蒸储和间歇蒸储两种流程。连续蒸储具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸储为主。间歇蒸储具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精储过程。蒸储是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种

13、不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。(2)筛板塔设计须知(1)筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。(2)若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即

14、异径塔。(3)筛板塔的设计程序(1)选定塔板液流形式、板间距HT、溢流堰长与塔径之比lw/D、降液管形式及泛点百分率。(2)塔径计算。(3)塔板版面布置设计及降液管设计。(4)塔板操作情况的校核计算一一作负荷性能图及确定确定操作点。.设计计算书1 .设计参数的确定1.1 进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。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，提储段和精储段塔径大致相同，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，但精储釜及提储段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q=1。1.2 加热

15、方式精微塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；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。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用直接(低压)水蒸汽加热。1.3 回流比(R)的选择实际操作的R必须大于Rmin,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'增力口,势必使蒸播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。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用

16、最低点对应的R值称为最佳回流比。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：R=（1.22）Rmin。1.4 塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度t=20C2 .流程简介及流程图2.1 流程简介含甲醇0.4634（摩尔分数）的甲醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精储塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含甲醇0.99）,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0.04）。2.2 简略流程图如下：甲醇一水精微流程图3 .理论塔板数的计算、实际板数的确定及热量衡算3.1 理论板数计算3.1.1 物料衡算已知进料量F=4

17、13.34kmol/h,进料组成Xf=0.3269,进料q=1设计要求：Xd=0.9824,Xw=0.0225衡算方程：F=D+WD=137.56Kmol/hFXf=DXd+WXwW=275.78Kmol/h3.1.2 相对挥发度的确定纯组分的饱和蒸汽压p°与温度t的关系ABC甲醇8.8.satlog=P=A-B/(T+C)T用c表示，P用mmHg表示。orn=1.64a底=7.05a=3.40Xe=0.3269代入公式的：_ax1-D得y=0.5744(Xe,Ye)=(0.3269,0.5744)3.1.3 Rmin和R的确定匕一七=0.51在(1.12.0)之间,符合要求。3.1

18、.4 精微段操作线方程的确定精福段操作线方程：=0.7143xn+0.28073.1.5 精微段和提储段气液流量的确定已知D=137.56kmol/hR=2.5精微段：L=RD=343.9kmol/hV=(R+1)D=481.46kmol/h提储段：L'=L+qF=757.24kmol/hV'=V-(1-q)F=V=481.46kmol/h3.1.6 提微段操作线方程的确定提福段操作线方程：事二产=1.5728Xw-0.0001289采用逐板计算法：XD=y1=0.9824y2=0.9540y3=0.8944y4=0.7904y5=0.6563y6=0.5376x1=0.942

19、6x2=0.8591x3=0.7135x4=0.5258x5=0.3596x6=0.2548<0.3269因x6<xq,第六块上升的气相组成由提储段操作方程计算,y7=0.4006y8=0.2583y9=0.1460y10=0.0752y11=0.03659y12=0.01724x7=0.1643x8=0.09290x9=0.0.04787x10=0.02334x11=0.01105x12=0.005134y13=0.006786x13=0.002005y14=0.003025x14=0.0008917y15=0.001274x15=0.0001356y16=0.0004607x1

20、6=0.0001356<Xw=0.000225所需总理论板数为16块,第6块板为加料板，精储段需6块板。34-0.567%°以"通）门'=0.420N精=10.60约11N提=24.087约25Nt=36玛二空i全塔效率：=44.44%3.2 热量衡算3.2.1比热容及汽化热的计算比热容(kj/kmol.k)60708090100甲醇88.394.29101.3水75.29475.36675.5175.67275.816汽化潜热T6080100甲醇(kj/kg)112810701030T62646668水(j/mol)42329422414215342065塔

21、顶温度td=64.85C时，内插法求得Ggjo可59429-Q0MM_C-6485q加J094-29-m-80-60加护4=89.820I(mri.马Gwjo-匕尸帆_4-1幻ucus_m-64X5C.-C.m487二48370-60C=75J1K7/frmrf幻+J。13=的用乂。攵5+75J3xQ-。叫=892Q"w»/身门皿-力与切)=89.12KJ/(molK)同理可分别求出：进料塔温度tF=76.87C时，比热容CmIC-Q-jt)e、m%»=94.506KJ/(molK)(3)塔底温度tw99.97C时，比热容Ca-CLjt1C-(l-jc)=86.6

22、KJ/(molK)3.2.1热量衡算(1)0c时塔顶上升的热量&,塔顶0c为基准ft=尸蜃。”河®=0_0216x3600x89.12x(273.15-n64-85)+0.a216x3«0xn56_98x3L790=52023737_7均UFA大的"曰2r八ccCj=SS-lX£/(mcrf£)回流放的热量*td=64.85C*,=0_0108x89-12x(273.15+64_&5)r/fi(3)塔顶储出放热量5b',&二。&D%=3&76乂*_12中73_15+64_

23、85)=116755_4237h(4)进料热冲0r=2,=95xMJ5O6x(273.15+72_15)=27720925J57LLT/A(5)塔底残液热%二*J%=4239x76.6x(273.15+MJ225)=11SQ85B31LU7h(6)冷凝管消耗热2=a-=49685022.15V/&再沸器提供热”遮：塔釜热损失10%即%一即实际热负荷：Q顼。+&+&也=4M85MX15+11928S8114116755.426-27720M5371什管唐6ff=2432454082"”w具付：热量衡算结果项目进料冷凝器塔顶储出液塔底残液再沸器平均比热容kj/km

24、ol.k84.50689.1276.6热量Q(kj/h)2042594.52863678.441167550.4261192893.81124324540.824精储塔工艺条件计算4.1 操作压强的选择应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力P顶二145kPa单板压降AP=0.7kPa进料板压力pF=145+0.7*(n-1)=152kPa塔底压力pw=145+0.7*(36-1)=169.5kPa精微段平均压力pm=(145+

25、152)/2=148.5kPa提留段平均压力pm'=(169.5+152)/2=160.75kPa4.2 操作温度的计算利用汽液平衡数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tw塔顶温度：tD=65.01C进料温度：tF=76.81C塔底温度：tw=99.97C精微段平土匀温度:t1=70.94C提溜段平均温度：t2=88.42C4.3 塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.1 密度及流量水的分子量为：18.01kg/kmol(Mb)甲醇分子量为：32.04kg/kmol(Ma)I、精储段精微段平土匀温度:70.94C精微段平均液相组成:精微段平均汽相组成:

26、精储段液相平均分子量:M工="甲醇菁+Q-水=28.6竭/hml精微段气相平均分子量:%二%醇为+Q%=30.509艇/kmdl液相密度:凡=798-201/m3气相密度:pv=L0896艇/m3液相流量:LMl03198798.20=4.0065X10mVs10896VMv07869二二二0.7221m3&气相流量:葭提储段提储段平均温度：79.54C提福段平均液相组成:提储段平均气相组成:=0.2925提储段液相平均分子量:提福段气相平均分子量:液相密度:气相密度:p/=U19场/nrL；=色竺=6_3552xlQ-m/J液相流量:气相流量:V：=VMft=0.6580m

27、/PwMlMM抻Xj+QwMfjkNZ.QlAgVijno/%=Af甲醇力十Q=25.0544g7kmol4.3.2 液相表面张力的确定:查图知：二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算LM1/4其中B=lgp=0.441x匕A=B+Qd=lg%十%=1上述诸式中下标W,O,S-分别代表水、有机物及表面部分;Xw,Xo-主体部分的分子数：Vw,Vo主体部分的分子体积；(W,oO分别为纯水、有机物的表面张力;对甲醇q=1。塔顶液相表面张力T肛=65.01C3=18.29%=65.25Tw=99.97C14.89久58.8Tf=76.87C门，17.20门上63.13代入上式得：塔顶液表面张力：

28、“皿"的同理得进料板液相表面张力"皿12塔顶门3U2塔底"7"_精微段平均表面张力提福段平均表面张力ag=53.4554.3.3 液体平均粘度计算Td=65.01CTf=76.87CTw=99.97得:4=03/i4=0J2Ml用=0_225%=0.4465ft=0J37B3g二3258tf塔顶液相粘度0.9824*0.328+(1-0.9824)*0.4465=0.3301塔底液相粘度"叩0.228进料板液相粘度叼0.3482精微段,产附0.33915提储段%*0.31814.4 塔径的确定4.4.1 精微段&回=功能参数：叱仍0.0

29、032517«.18J=0.028622J581U19欲求塔径应先求出空塔气速u=安全系数XUmax取塔板间距凡=0.35,板上液层高度hi=0.05m,那么分离空间：“丁-hi=0.35-0.05=0.30m0,040.的0而月U.K)o.20a.socud鼬史密斯美联图从史密斯关联图查得：C20=0.060,C=CMC)M=006857由于20=1.5214m/s。,64*2j513-14*1.1411圆整得D=1.7mU=0.75umax=1.1411m/s=1.6971塔截面积：At=(3.14/4)*11.72=2.26872号A二L1侬加.居实际空塔气速：2J26S74.

30、4.2 提微段功能参数:=0.05185取塔板间距"t=0.38m,板上液层高度板上液层高度hi=0.05m,那么分离空间:“r-h1=0.38-0.08=0.30mC=Cj(产=0.0805从史密斯关联图查得：C20=0.060,由于20一J，9?工；=2101小门u=0.75umax=1.5089m/s圆整取：D'=1.5m塔截面积:At=(3.14/4)*D'2=1.7663实际空塔气速：4.5 塔有效高度三精微段有效高度Z=(11-1)*0.35=3.5m提情段有效高度%(2S-l)xO358dm从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米，开人孔的两块板

31、间距取所以应多加高(0.7-0.35)X36/7=1.8mZ=ZL清+z二+l,0=3.5+8.4+1.8=13.7m4.6 整体塔高塔顶空间HdXT取Hd=1.6r=0.35m加一人孔0.6米，共为0.95m(2)塔底空间塔底储液高度依停留5min而定0.0047x5x602_2687=06215取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1+0.6215=1.6215m1m,中间开一直径为0.6米的人孔蕨iT=Z+ffBr+ff=13.7+1.6215i0j95=162172m整体塔图w口5.塔板主要工艺参数确定5.1 溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。5.1.1 堰长lw取堰长lw=0.

32、70D,lw=1.19m。阳5.1.2 出口堰高hw&3600x40065x10产03户查图可知hw取0.037mhOw'取0.0130m5.1.3 弓形降液管宽度Wd和面积Af丸40,504也701t.fi弓形降液管的叁款Z=(rraD查图知4Wd=0.238m精微段:冉=0_088x-D2=01996m3验算液体在降液管内停留时间019964XQ35000325=2L150>5a符合提镭段:Af=DMfix_D7=O_1996b>314验算液体在降液管内停留时间£=勾科=14翔停留时间5s故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度h°仃K)&

33、#39;=0-07in/£,取,则精微段:0002-、Cj52xO_07!1.-%=0.0443-0011=00333mA0.006m提锚段:JOE,/032x007故降液管底隙高度设计合理5.2 塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1 塔板的分块D>800mm,故塔板采用分层，查表塔板分为3块。5.2.2 边缘区宽度确定取也Ogg%OWE5.2.3 开孔区面积4计算4=4上必二？42刍上一般2Qjc=JW-JEs25.2.4 筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用8=3mm碳钢板，取筛孔直径d0-5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为1乜=33*。=17_5««

34、;a=A%=7.4%开孔率为力质=(1157»"心=7C7/个)筛孔数目n为1精微段气体通过阀孔的气速：4=3=17.17(m/j)F40.1303提福段气体通过阀孔的气速：=1&63(>/0,V、2J5Duu二=04)0150306.筛板的力学检验6.1 塔板压降1.1.1 干板阻力口工计算d£由0/8=1.67查图得"=0.84闵图精福段：hc=0.0407m提福段：hc=0.0315m1.1.2 气体通过液层的阻力Hi计算精福段:多-42582J687-01596耳=鼻标=1217乂述519=1_537由图查取板上液层充气系数。=0国

35、8肉=eJi匚=O_58xO_O5=提福段:口，厂与2J2US7-0J996二120酮%=*加=1337由图查取板上液层充气系数O=0.62h：=0_e2x0_05=00311.1.3 气体通过每层塔板的液柱高11Pr“h=A+Ahn液柱液柱精微段P=0.0407+0.0315+0.00345=0.07565m一叱提储段p=0.033+0.031+0.00184=0.06584m<0.7hpr;鹏pg=0.07565*7»5.18*9.81-06.2 液面落差对于D1.6m的筛板，液面落差可以忽略不计。6.3 液沫夹带广配吗产为,（kg液他气）hr=25hL=0092541羽均

36、如571xl（口产=0-0107精福段:sTivicr*/d.=二（-产=002314<0_网增酊4气）提储段：""本设计液沫夹带量在允许范围0.1kg液/kg气内，符合要求.6.4 漏液的验算漏"谏J=443*%m0056+013超一出师板玲，漏放点气速带入数据得：精微段一”"。犯如。"。口号"3豺），7*上门侬冲提福段”一小。初淤口，达,口。一，修.匚儿%=22j51ro，e限用.匚儿,=20_55/用实际孔速精储段F>提储段F>E6.5 液泛的验算为防止塔内发生液泛，降液管内清液层高Hd&+hw）=0.

37、197m对于设计中的甲醇-水体系4=0.5,Hd<0.5心I。切4由于板上不设进口堰精福段%=D.153（S-）3=0001565小液柱=0-07565+0.05+0-W1565=0,1272gj5m提福段a=O15X-5-)3=00013mK、=/十斤小才4=0_(W207,005十000153=01136m口5m所以不会发生液泛现象以上各项流力学验算可认为精储段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。7.塔板负荷性能图-A±7.1漏液线j=443C；J(0_M56理工Ilk,h由%=4AM至41000,4J精福段:443(4100S6+O.132.M1二(L56也64+40.1

38、5乙2/3提福段:4.43=7(0JOQ56+Q.13+一gP/P,2.fr11000徨*©19血西巴前一4仆“)(L6xM15x1产3.0x10精微段"e1.1101.1431.1581.1852.07242.15512.25692.33887.2 雾沫夹带线七=0VT以-kg液/kg气为限求百-5关系:由精福段:5.7xlCreCTua=0.4831hf=2J5xQi>斗DE度2394M5%6整理得吃以产提福段:=0483h：=O.O42m心=2SKt=也0S2”L他凡s产，$吗(_产皿%目；一呜374x10035-0105-258Ltj3®整理得忆=4

39、_700-26_(»5区小CL6XKT3L5XUT1SOxKT34型1/精微段%«E''旬3.7523.6163.5543.443提储段/,1S'q7.3 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，由式计算年“匚儿JnO-QlOlm1/出精福段：一一一=r=o.oioijm>/£提福段：7.4 液相负荷上限线以5s作为液体在降液管中停留的下限”型二54故牙T'd丁=。40精福段:7.5 液泛线H人Hd=M*)凡二h,thL+hd出得4'密占心心0.«1a=(wc=0.1

40、53/(tW2d=炉E(J+其中lc%?=2.04_"3乃匚-所以精微段,工5提福段V/、2Tl-6328323H_组由如(16x10LSxlO330x104jSx10精微段/'翼）4.484.374.214.325.48165.35315.29135.0144：.COE匕1k=l_885m%由图彳.=OJ53m，/s故精微段操作弹性为/""=3.567.6 操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线T-0濯虢紫次宾事视坛雄一的曼商上催气河负荷下破x=O.151H57

41、3;/“=0_74m%由图故提储段操作弹性为6"/限产一=4.93精储段提储段操彳弹性均大于3小于5,符合要求。8.辅助设备及零件设计8.1 塔顶冷凝器（列管式换热器）甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1.1估计换热面积.甲醇-水冷凝蒸汽的数据tD=65.01C冷凝蒸汽量：叫组1_46乂0204注0岁勖U1鬃01又00002室)3600=3m0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=28.冷凝水始温为20C,取冷凝器出口水温为36C,在平均温度物性数据如下（甲醇在膜温40.3C下，水在平均温度16c下）Xw/(m.C)pkg

42、/m3)Cp(KJ/k.C)pkg(s.m)甲醇-水1.1562.59645X10-50.1888998.84.1862111.1X10-50.5887a.设备的热参数:Q=G=4J2fi8xll00_18=4690_»2iwb.水的流量:469092鹤/(36-20)=TQMkgfsc.平均温度差:=3643(650120)-(65皿36)65.01-206501-36根据“传热系数K估计表”取K=2000W/(m2.C)传热面积的估计值为:4090JI2X1052000x36432安全系数取1.2换热面积A=1.2*64.39=77.27m管子尺寸取垂25x-mm水流速取Ui=1

43、.0m/sV_35初998L8二区=3J4Mx0.023x1_0=1取管心距十八七第25mm壳体直径取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板间距B=200mm由上面计算数据，选型如下:公称直径D/mm600管子尺寸/mm中2产幼公称压力PN/(MPa)1.6管子长l/m1.5管程数Np2管数n/根113壳程数Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三用排列核算管程、壳程的流速及Re:(一)管程流通截面积:管内水的流速7004=L841Hg998x0017740.02x0jK1x814,730x10=50x10*（二）壳程、六、学".工口a-1.1V113-1L69n.,一流通截面积

44、：,取工=114=£(D-=0J!(0.6-11x0025=0-063。L074u-14l3th/s士PAL156X0.065壳内甲醇-水流速、当量直径Q01»tl43xl.15645xl(T5二66128.1.1.2计算流体阻力管程流体阻力工凡=9科+为%必Re.5_0xJ0设官壁粗糙度e为0.1mm,则e/d=0.005,查得摩擦系数入=0.022Ap.=2L=i2fi8.LPa工2VAa=g久让=S503.4FflYlOkTa乙档LAS,符合一般要求壳程流体阻力Ap；二也幽tL%吧Ap-21兀&、艾14*092All?34x2=001774m3Re°

45、=661.2>500,故儿二工皿产二16管子排列为正三角形排列，取F=0.5/三1=7挡板数3块M印噂7几记如2取污垢校正系数F=1.0-1'1-7：.lOKl=8376.9pa<i0kpa故管壳程压力损失均符合要求8.1.1.3计算传热系数管程对流给热系数/Re=-=U2xl(f>1800膜的雷诺数3°所以为垂直湍流管i=3.89><10所60壳程对流给热系数Re=661.2Pr0=入=以喷-8378.勺7)-837.8计算传热系数=22取污垢热阻Rs'0.15mC/kWRs=0.58mC/kWd<i-n-1+Kss+一+Jkc4

46、-，一以管外面积为基准则K计=吗冉&%=2.357kW/(m2C)-=1035计算传热面积A将=m2所选换热器实际面积为出/2A=n旷=13.3mA=-=0J285裕度修所选换热器合适釜式再沸器:计算热负荷：297.04x(32.04x0002+18.Mx0jm)36003600=l_«52J/s考虑到5。邠热损失后电1呷力布配选用0.2MPa饱和水蒸气加热，"皿一侬"c-nAr.=r.=1203-99.64=2OJ9因两侧均为恒温相变.*ac取传热系数K=1000W/（m：K）估算传热面积多的9皿2取安全系数0.8,实际传热面积A=172.9/0.8=2

47、16.12m原料预热器原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽加热，温度为130C,冷凝温度至130c流体形式，采用逆流加热查表Cp甲醇=2.48kJ/（kg不）Cp=4.183kJ/（kg?K）摩尔分数xf=0.20根据上式可知：Cpc=2.48X0.2+4.138X0.8=3.8064kJ/（kg不）设加热原料温度由20c到81.7C220x(3204x03i+1801xOS)36003600=r272*g7sQ=GCAt=1J172x3.8O6x(8L7-12O=29fi.7kW考虑到5%勺热损失后91口.；1'；"用'选择传热系数K=800w/(m2

48、?K)计算传热面积：加030-20)-030-81.7)nt=.二力.Q3O-2IQQ30-81.7)r=5J3m2AQ313-6x10£Atu800x75取安全系数为0.82A实际=5.23/0.8=6.6m8.2.2釜残液出料管釜残液的体积流量:口二3318四=。人4941354取适宜的输送速度uw=1.6m/s则乂：L74scleZ_=-|=0_012ihi12mm*2.5mm1_6”经圆整选取热轧无缝钢管，规格：8.2.3回流液管回流液体积流量LM1Pl00121x31727(S5.W7=0.000501m5一一一，一,，一一Mr=Y-6mfs一利用液体的重力进行回流，取适宜

49、的回流速度工，那么1/4x0.000501二二OlOSDui=11.6ff经圆整选取热轧无缝钢管，规格：？20mmx3.5mm8.2.4 再沸器蒸汽进口管4x0637=0.18&n23JTV=0.023X18/0.65=0.637dr=设蒸汽流速为23m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：？188mm*12.5mm8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管4x064=0_202m20JTV=0.023X32.04/1.147=0.64#设蒸汽流速为20m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：？202mx13mmm8.2.6 冷凝水管深井水温度为12C,水的物性数据：p=999.4kg/m3,月.

50、2363Toi=4_!2»7/%幻深井水的质量流率今=35独可,取流速为2m/s14x35224rfy.=J=O_15in管径,冗选取159X4.5mm热轧无缝钢管GKJ6x4.,-三三三.3-14X999.4X0J52交磔匕9«_4x0_158.2.7 1进料管14x000653.14x1.6=0_072=72non经圆整选取热轧无缝钢管，规格:70mm簿2mm8.2.2塔底由料管经圆整选取热轧无缝钢管，规格：60mmx2mm8.2.3 回流液管利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么=0.06Qhn经圆整选取热轧无缝钢管，规格：？62mm*2mm8.2.4 再沸器蒸汽进口管4x07221M=_J-OKwRUIV3-14x20经圆整选取热轧无缝钢管，规格：？68mm*8mm8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管经圆整选取热轧无缝钢管，规格：?191x8mmm8.2.6 冷凝水管深井水温度为12C,水的物性数据：p=999.4kg/m3,-1.2363,深井水的质量流率6=3与取流速为2m/s4a0=015nl9