【优质】50万每年甲醇欲精馏塔设计

1、目录第一部分课程设计任务书、设计题目二、设计任务三、设计条件四、设计内容第二部分精馏塔的设计、精馏塔的物料衡算（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率（二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质 量（三）、物料衡算二、塔板数的确定（一）、理论板层数的求取10（二）、实际塔板数的求取三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算10（一）、操作压力计算10（二）、操作温度计算10（三）、平均摩尔质量计算11（四）、平均密度计算12（五）、液体平均表面张力计算14（六）、液体平均粘度计算16四、精馏塔的气、液相负荷计算18乙苯-甲苯的精馏工艺设计232012年内蒙古工业大学制药工程专业化工原理课程设计（一

2、）、精馏段气、液相负荷计算18、提馏段气、液相负荷计算18五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算19（一）、塔径的计算19（二）、精馏塔有效高度的计算20六、塔板主要工艺尺寸的计算20（一）、溢流装置计算20（二）、塔板布置23七、筛板的流体力学验算25）、塔板压降25一）、液面洛差27三）、液沫夹带27四）、漏液28五）、液泛28八、塔板负荷性能图29（一）、精馏段塔板负荷性能图29（二）、提馏段塔板负荷性能图32九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表37、确定设计方案二、确定物性数据三、计算热负荷第三部分 冷凝器的设计3939401、壳程液流量402、壳程流体的汽化潜热403、热负荷41四、逆流平均温差

3、41五、冷却水用量41六、估算传热面积42七、换热器的工艺结构尺寸42八、换热器核算43九、换热器主要结构尺寸和计算结果4748第四部分再沸器的设计、有关物性的确定二、估算传热面积、初选换热器型号51三、传热能力核算52四、循环流量的校核581、计算循环推动力APd582、循环阻力卫Pf593、循环推动力AP与循环阻力ip的比值60五、再热器主要结构尺寸和计算结果61设计附图设计评估参考资料第五部分其它626768第一部分课程设计任务书一、课程设计题目：筛板式精馏塔的设计二、设计任务:完成精馏塔的工艺设计；精馏塔设备设计；有关附属设备的设计和选用；绘制工艺流程图；塔板结构简图和塔板负荷性能图；

4、编制设计说明书。三、设计条件:1、处理量:100000 （吨/ 年）。2、原料液组成:甲醇的质量分率为 93%。二甲醚的质量分率为7%3、进料状态:泡点进料、料液初温：、冷却水的温度：30 C、加热蒸汽压力0.5 MPa、精馏塔塔顶压强：0.05MPa（表压）、单板压降不大于0.7 kPa、塔顶的二甲醚含量不得低于99.5%10、残液中二甲醚含量不得低于1.0%11、生产时间：330天/年，每天 24小时 12、塔板类型：筛板塔13、当地大气压为101.325 KPa四、设计内容（一）、工艺设计1 、选择工艺流程和工艺条件（要求画出工艺流程） 加料方式； 加料状态； 塔顶蒸汽冷凝方式； 塔釜加

5、热方式； 塔顶塔底的出料状态； 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。2 、精馏工艺计算 物料衡算确定各物料流量和组成； 经济核算确定适宜的回流比； 精馏塔实际塔板数。（二）、精馏塔设备设计1234、选择塔型和板型。采用板式塔，板型为筛板塔，、塔和塔板主要工艺结构的设计计算、塔内流体力学性能的设计计算；、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性 能图、有关具体机械结构和塔体附件的选定。接管规格、筒体与封头、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 的顶部空间、塔的底部空间。接管规格：（1）进料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4） 塔顶蒸汽出料管（5）塔釜进气管（6）法兰、总塔高的计算：包括上、下封

6、头、裙座高度、塔主体的 高度、塔的顶部空间、塔的底部空间（三八 附属设备的设计与选型1 、换热器选型。对原料预热器、塔底再沸器、塔顶产品冷却器等进行选型。2 、塔顶冷凝器设计选型。根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶进行选型设计。（四八 设计结果汇总（五八工艺流程图及精馏塔工艺条件图 对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论（六）、第二部分精馏塔的设计、精馏塔的物料衡算（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率二甲醚的摩尔质量MA=46 kg/kmol甲醇的摩尔质量MB=32kg/kmol、。：0.07/46Xf0.07/46 + 0.93/32 0.050Xd0.995/460.995/

7、46 + 0.005/32 0.993xW0.01/460.01/46 + 0.99/32 0.007（二八 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量f=0.05 X 46+ (1 0.05) X 32=32.700 kg /kmold=0.993 X 46+ (1 0.993) X 32=45.902 kg/kmol v=0.007 X 46+ (1 0.007) X 32=32.098 kg/kmol（三）、物料衡算对于甲醚-甲醇双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率 D及残液流率W3进料流量 W= 50000勺0=393.366kmol/h32.098X330X2

8、4f = D +W_ D + 393.366 = Ffxf = DXd +WXw r L0.993D + 393.366X 0.007 = 0.050F联立解得 D=17.937 kmol/h , F=411.303 kmol/h二、塔板数的确定（一）、理论板层数NT的求取1、二甲醚、甲醇的温度-组成甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。根据Igp0=A旦（a B、C为Antoine方程常数由手册已查得 t +C如表1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压pA、P；。表1安托尼常数物质ABC甲醚6.09534880.813-33.007甲醇7.230291595.691-32.245再

9、根据泡点方程 FpBo和露点方程得到各组t-x（y）Pa -PbPa - PbP 数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲 线（如图2）。表2a (0C)axy066.3740.54560.98751050.6990.3820.96915.4743.8830.3140.95320.9440.0590.2650.93326.4133.8380.2150.90231.8829.9360.1770.86537.3526.6130.1440.81842.8223.7790.1160.75753.7619.2000.06870.58664.7015.740.02990.3262、确

10、定操作的回流比R而一般情况下R=（1.12）Rm ,3、求操作线方程L=R X D=1.044X 17.9372=18.726 kmol/h精馏段操作线方程为：yn+ =醫 +琵叫+0.503提馏段操作线方程为ym厂埠FWXm -烽=10.774Xm -。皿4、求理论板层数对于某些进料热状态，当泡点进料时，X厂Xf，则有_1 Xd a(1_XD)XRlrU 一二,所以 a =2.021,由于 y = 1+a-1)xy广 xd M.二 X1M.773 y2 =0.886= X2 =0.204由于是饱和液体进料,有 q=1、xf=xf=0.050 ,根据公式UXpyq=1+0_1)Xp =0.60

11、6。故有:R min = 0.993 - 0.606 =0.696yp Xp 0.6060.050y3 二。.6167 二 X3 二。.052 Xfy4 =0.488= xO.032y5 =0.2728 =X5 =0.0127y =0.0648 =X6 =O.0020 C Xw（二八实际塔板数NP的求取全塔效率：_A f、-O.245Et=0.49( aa l)a =13.872a l=0.2936 mN.s/m精馏段:提留段:t=0.3492NPi=NTi/0.3492 = 8.59 9,取 Ni=9 块;22=2/0.6=5.73 6;取 NP2=6 块;总塔板数：NP=NPi+M2=15

12、块。三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）、操作压力计算塔顶操作压力:FD= O.O5 MPa进料板压力:XfPa+P1-Xf) = 178.359 kPa塔底操作压力:际 XvPa+PO-Xv) = 119.2 kPa精馏段平均压力：Pm1=( 50+ 178.359) /2 = 114.179 kPa提馏段平均压力：Pm2=( 195.3 + 178.359) /2 = 186.83 kPa（二）、操作温度计算查甲醇精馏岗位操作规程温度-组成图可得相应温度如下:塔顶温度:Td = 65 C进料温度:Tf =6O C塔底温度精馏段平均温度：Tm1=( 60+ 65) /2 =62.5

13、 C提馏段平均温度：Tm2=( 60+ 80) /2 = 70 C（三）、平均摩尔质量计算1 、精馏段平均摩尔质量计算62.5 C时 x=0.0377 y=0.3783M vm =0.0377 X46+(1-0.0377)x32 =32.528 kg/kmolM Lm =0.3783x46 +(1 -0.3783)x32 =37.2962kg/kmol2 、提馏段平均摩尔质量70 C时 x=0.04 y=0.3389M Vm2 =0.04x46 + (1 -0.04)x32 =32.56 kg/kmolM Lm2 = 0.3389X 46 + (1 - 0.3389) x 32 = 36.75

14、 kg/kmol （四）平均密度计算1 、气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即RTm1“4：75“2.528.331kg/m38.314x(62.5 +273.15)%2=P=低.83.562.132 kg/m3RTm28.314(70 +273.15 )2 、液相平均密度计算查得液相甲醚、甲醇在下的 62.5 C密度，故甲醚、甲醇纯组分在本设计所涉及的温度范围内的密度可用下式求得:甲醚XaM Ap a=591.8 kg/m 3 ,甲醇 p B=761.1kg/m3a=0.467MaXa +M bXb而液相平均密度用討齐詈计算（式中a表示质量分数）。精馏段液相平均密度p l=671.45

15、6 kg/m 3p a=570.4 kg/m 3 , p B=749.25kg/m3XaMaa=M aXa + MbXb =0.4724同理查得液相甲醚、甲醇在下的 70C密度馏段液相平均密度p l2=661.376 kg/m 3（五）液体平均表面张力计算查得液相甲醚、甲醇在下的 62.5 C的表面张力，故甲醚、甲醇纯组分在本设计所涉及的温度范围内的密度可用下式求得：甲醚=6.972 mN/m,甲醇 t b=17.33 mN/m ,而液相平均表面张力用aXa +bBXB所以精馏段液相平均表面张力CT Lm1=7. 133mN/m同理查得液相甲醚、甲醇在下的70C的表面张力，甲醚T a=5.76

16、mN/m,甲醇（T b=16.19 mN/m提馏段液相平均表面张力CT Lm2=5.91 mN/m四、精馏塔的气、液相负荷计算（一）、精馏段气、液相负荷计算汽相摩尔流率:V=(R+1)X D=(5.716+1) X 22.698=152.440kmol/h汽相体积流量:Vs1=M3600 P Vm1=空如空空= 1.288 m3/s3600 X 3.147汽相体积流量:Vh1= 3600Vs1 =4636.8 m3/h液相回流摩尔流率:L=FX D=5.716X 22.698=129.742 kmol/h液相体积流量:Ls1=LM Lm1 = 129.742 X 97.062 = 0.005

17、m3/s3600 pLm13600x773.286液相体积流量:Lh1= 3600x154 =18 m3/h（二八提馏段气、液相负荷计算汽相摩尔流率:V=V -(1-q F =V =152.440 kmol/h汽相体积流量Vs2V M Vm23600 pVm2=空空俚竺= 1.227 m3/s3600x3.521汽相体积流量 Vh2 =3600Vs2 =4417.2 m3/h液相回流摩尔流率：L 丄 L +qF =129.742 +1x74.622 =204.364 kmol/h液相体积流量：“念= 204.36403.516 = 0.008m3/s3600x763.529液相体积流量：Lh2

18、 =3600Ls2 =28.8 m3/h五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算（一）、塔径的计算1 、精馏段塔径的计算取板间距HT=0.450m,取板上清液层高度 hL = 0.06m。1液气动能参数:PF=V1忒K461詩Lh1 ( Lm1查Smith通用关联图得C20 =0.0850.2 0.2负荷因子：d 陽=0.08叫讐=0.083 m/s最大允空塔气速: =0.08311 = 1.298 m/s取适宜空塔气速：卩1=0.7卩f1=0.909 m/s估算塔径：D1=J Vs10.785叮晟r1312”，按标准塔径圆整后取塔径D= 1.4 m。塔截面积为 At1=0.785D2=0.785 X 1

19、.4 2=1.539 m22 、提馏段塔径的计算取板间距HT=0.450m,取板上清液层高度 hL = 0.06m。广、1/2Lh2 ( pLm2液气动能参数:PF2、2E丿28.8 J 763.5294417.2 V 3.521 丿、1/2= 0.096_rr查Smith通用关联图得C20 =0.080rr6 mm故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度取hW=50mm2 、提馏段溢流装置计算因塔径D= 1.4 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下:、堰长 Iw2: 取 Iw2 = IW1 = 0-84 m由 L h2 28-8、溢流堰高度hw20.982-30

20、-292 ； V6，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E2=1，对于平直堰，堰上液层高度how2由 Francis经验公式计算:hOW2 2.841000 E2广/3/零/33 != 0.0028428.8 -J W2j = 0.030 m= 30mm l0.84 丿h oW应大于6mm本设计满足要求，板上清液层高度hL = 60mm,故 hw2 = hL - how2 = 60- 30 = 30 mm、弓形降液管宽度 W和截面积A乙苯-甲苯的精馏工艺设计因 Iw2 = Iw1，塔径 D 相同故 W=W=0.154 m , A2二人=0.139 m2液体在降液管中停留时间:牛二唱泸819SA

21、5s故降液管设计合理。、降液管底隙高度ho2因ho=hw-(0.0060.012) 而ho不宜小于0.020.025 m 以免引起堵塞。则取ho=22mmhW2 - hO2 = 30mm - 22nm = 8mm 6 mm故降液管底隙咼度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取hW=50mm（二）、塔板布置1、精馏段塔板布置 、塔板的分块因D800mm故塔板采用分块式。塔板分为 4块。塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456表7塔板分块数与塔径的关系 、破沫区（安定区）宽度、无效边缘区确定取破沫区宽度：Wsi = Ws1=0.065 m ;取无效边

22、缘区：W=0.035 、开孔区面积计算开孔区面积A按Aa2. X-r arcs in-计算订丿180252012年内蒙古工业大学制药工程专业化工原理课程设计其中 Xi=D/2-(Wdi + W )= 0.7-(0.154+0.065)=0.481 m乙苯-甲苯的精馏工艺设计1 = D/2- W =0.7-0.035=0.665 m则 Aa1 4 V481 J。6652-0.481 十晋 O.665役 a聞鵰j=1.15材 、筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 S =3mm碳钢板，取筛孔直径d0i = 5 mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距 ti为：11= 3d0i = 3 X

23、5 = 15mm筛孔数目 nJ.1551 J.155*1;157 = 5940t120.0152832012年内蒙古工业大学制药工程专业化工原理课程设计筛板塔实际打孔n实=1X 4=5288个实际开孔1=_胃水5280.78520005 = 0.096 =9.6%A a1Aa11.157=0.103m 2（开孔率一般在515%之间，满足要求）每层塔板开孔面积：Ao1 =pAa1 = 0.096X1.077气体通过筛孔的气速：uo1 -V/A =1.288/0.103 = 12.500ms2、提馏段塔板布置 、塔板的分块因D2800mm故塔板采用分块式。塔板分为 4块。 、破沫区（安定区）宽度、

24、无效边缘区确定取破沫区宽度：ws2=wS2=ws1=0.065 m取无效边缘区：W2=W=0.035 m 、开孔区面积计算开孔区面积 A2=A1=1.077 m2 、筛孔计算及其排列同样选用S = 3 mm碳钢板，筛孔直径d 02=cl0i = 5 mm,按正三角形排列，孔中心距t为t 2=t 1 = 3d0i = 3 X 5 = 15mm筛孔数目：n2=ni=5529个 筛板塔实际打孔n实=1322X 4=5288个兀 2nd。5288x0.785x00052门c实际开孔74=U.U3 = 0.096 = 9.6%Aa21.077（满足要求）每层塔板开孔面积:2Ao2 =62Aa2 =0.0

25、96077 =0.103 m气体通过筛孔的气速:u02 弘/代2 =1.227/0.103 = 11.912m/s七、筛板的流体力学验算（一）、塔板压降1、精馏段的塔板压降 、干板阻力hci计算干板阻力hc1由札1=話暑/ 亚计算&01丿doi/ S = 5/3 = 1.667,由孔流系数图查得孔流系数C01 = 0.770故hci為瑟12.500.0.770 y=0.053m 、气体通过板上液层的压降hl1Vsi气体通过有效流通截面积的气速Ua1，对单流型塔板有: ua1 =二一=咚88 = 0.920 m/sAt1 -Af1 1.539-0.139动能因子：Fa1 =山11 =0.920咒

26、73147 =1.632查充气系数图得充气系数：=0-60 （一般可近似取8 = 0.5 0.6 ）。故 hij = P1 (hwj howj )= P/l = O.eOx O.06 = 0.036 m 、液体表面张力的阻力hb计算液体表面张力所产生的阻力g由2蔬计算_3h厂證話77；28篤.5需005 = 0.002m液柱 、气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按下式计算，即hpt = hc1 + hl1 += 0.053 +0.036 + 0.002 = 0.091m气体通过每层塔板的压降为邙P1 =PLm1ghp/000 =773.286咒9.81 咒0.091/1000 = 0.690k

27、Pa0.7kPa (满足 工艺要求）。2、提馏段的塔板压降 、干板阻力hc2计算Vm2 U02干板阻力hc.由札2咕佥2 32计算d02 /S= 5/ 3= 1.667，查得孑 L流系数 C02 = 0.770故_扬启11.912=0.055 m10.770 丿 、气体通过板上液层的压降hi2Ua2气体通过有效流通截面积的气速Ua2，对单流型塔板有:Ua厂= 1.53；7139= 0.876 m/S动能因子：Fa2 =Ua2応T = 0.876咒 73丽=1.644查图得充气系数：P2=0.60 （般可近似取卩=0.5 0.6 ）。故 h|2 = p2(hw2 + how2 )= Pzhi.

28、= 0 .60 X 0. 06 = 0 .036 m 、液体表面张力的阻力h J十算4x17.405x104bLm2液体表面张力所产生的阻力2由h旷蔬计算g Lm2 =0.002 m 液柱Pl m2 gd 02763.529x9.81x0.005 、气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按下式计算，即hp2 = hc2 + h| 2 += 0.055 +0.036 0 + 0.002 = 0.094m气体通过每层塔板的压降为APp2 = PLm2ghP2/IOOO =763.529x981x0.094/1000 = 0.70 kPa 0.7 kPa（满足工艺要求）。（二）、液面落差对于筛板塔，液面

29、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。（三）、液沫夹带液沫夹带量可用式5.7X10“ r= Ua3.2Lm LHT -2.5hL精馏段液沫夹带量6/15.7x10r ua13.2b Lm1|_H T - 2.5hL5.7X10*0.9203.2X |18.135咒1010.45-2.5X0.06.=0.011kg /kg UoM1稳定系数为 Ki=Uoi/UoM=12.500/5.670=2.2051.5提馏段:UoM+f-O-ggg/S%2实际孔速 Uo2= 11.912 m/s UoM2 稳定系数为 K2=ub2/ Uom2=11.912/5.327=2.2361

30、.5（故在本设计中无明显漏液）。（五）、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hdw （HT+hv）乙苯一甲苯物系属一般物系，取= 0.5，则 (HT+hv)=0.5 X (0.450+0.0397)=0.245 m而l-d=hp+hL+A +hd,板上不设进口堰，本设计采用平直堰 =0,hd可由 rn =0.153Jwho 丿计算，即20.0051 ccccI = 0.005 m 2.98X0.0277 丿精馏段: L 广hdj =0.153l! =0.153xUw1ho1故 Hdi=0.083+0.06+0.005=0.148 m 液柱。提馏段：hd2=0.153(j：ll w2

31、ho2 J2= 0 153xiI =0.021 m10.98X 0.0220 丿0.008故 Hd2=0.088+0.06+0.021=0.169 m 液柱。因Hdi和H2都小于 (Ht+Mw),故在本设计中不会发生液泛现象。八、塔板负荷性能图(一)、精馏段塔板负荷性能图1、液相负荷上限线, HTAf10.45x0.139Ls,max1 = 0.013m3/s2、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度how = 0.006 m E 止 1.031。how1 =0.00284E13600 Ls,min 1l w1J、2/3.2/31I 3600 Ls,min 1 1 c cccc= 0.00284x1

32、.031x1 |=0.0203V 0.98 丿Ls,min1 =4.970灯O m3/s3、雾沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求VS1-Ls1关系如下:,3.2lm1 Ht -hf1 -式中Ua1Vs1Vs1一厲-Af 4 1.539-0.139 0.714Vs1hf1 =2.5hL1 =2.5(hw1 +how1 )=2.50.0397 + 0.00284E 3600Ls1=2.50.0397+ 0.697LS13= 0.100+1.743LS13E =1.031lw1、2/3丿j代入数据得e曙黑10.5一0.100一1.74骑30.714Vs1.3.2v1= 0.1简化得：Vsj

33、 =3.392 -14.779L733-3Ls,m /s X 104.9706.97758.98510.992513.000Vs,m3/s2.9622.8522.7532.6612.575在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出对应的Vs值列于下表:依据表中数据作出雾沫夹带线4、液泛线(Ht +hw1 )=h p1 + hw1 +how1 +hd1炉3z.2/3howl =0.00284 Eif3600Ls2/3=0.00284 X 1.031 X I =0.697LS1勺600Ls1、一 lw1 Jf 它Uo12g VCo1lAm1 丿= 0.051Vs1 Co1 Ao1八pLm1丿/= 0

34、.051 -Vsir 3.147、(0.770x0.109 丿 1773.286丿2=0.029Vs1hl1 = P(hw1 +how1 )= 0.60X(0.0397 +0.6971_2113 )= 0.0238+0.418L213鮎=0.002 mhph + h + hb = O.O29Vs2 中 O.418L213 + 0.0238 + 0.002hdi = 0153Z2Ls1 IJ w1 ho1/= 0.153207如110.98 X 0.0277 丿Ls1I 0.98 丿0.5(0.45+0.0397 )=(O.O29Vs2 +O.418L213 +0.0238)+0.0397+ 0

35、.697L213 +207.625L21Vs1 =6.241 -38.448 L；3 -7159.483 l213-3Ls, m /s X 104.9706.97758.98510.992513.000Vs,m3/s2.2242.1182.0001.8641.704在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出对应的Vs值列于下表:依据表中数据作出液泛线5、漏液线（气相负荷下限线）m =hwi +howi =0.0397 +0.697L?3漏液点气速u 一 4C K0.0056 + 0.13hL -hb)pLm1Vm1U OM1 _ 4.4C0V= 4.4x0.770x j0.OO56 + O.13

36、x (0.0397 +0.6971_/3) - 0.002I：6Vs,min1 = AolUomI，整理得:Vs2mini =3.041l2i/3+0.2943-3Ls,m /s X 104.9706.97758.98510.992513.000Vs,m3/s0.6190.6360.6520.6670.680在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出对应的Vs，min值列于下表:依据表中数据作出漏液线6、操作弹性操作气液比Vs1 / Ls1 = 1.288/0.005 = 257.6操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs1, max 与气相允许最小负荷Vsi,min之比，即:操作弹

37、性=刖=牆=3.88（二八 提馏段塔板负荷性能图、液相负荷上限线Ls,max2业=0.013m3/s、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度how = 0.006m E 止1.081。how2 =O-OO284E23600 Ls,min 2lw2J%2/3= 0.00284x1.081x3600 Ls,min 2、0.98 丿先2/3= 0.029Ls,min2 =7.903x10m%、雾沫夹带线6 厂-I3.2Vs2bLM2H T - h f2式中Ua2=士=0.876Vs2厲Af21.539-0.139hf2 =2.5hL2 =2.5(hw2 +how2 )= 2.5 0.031 + 0.002

38、84E2 -勺6001_52 丫.lw2 丿E2 =1.081=2.50.031+ 0.731LS；J=0.078+1.8281_?23代入数据得ev25.7%10 、,=X17.405X10，0.5-0.078-1.828L223 j0.876Vs23.2= 0.1简化得：Vs2 =2.879 -12.473L223在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出对应的Vs值列于下表:3-3Ls,m3/s107.9039.177310.451& -14.7258 -13Vs,m3/s2.3842.3322.2832.2352.189依据表中数据作出雾沫夹带线4、液泛线(H T + hw2 )= hp

39、2 + hw2 + how2 + hd 2/3= 0.731l223how0.00284E2|3600Ls2V lw2 /丫3 =0.00284注081 咒氓/2hc232g lCo2 丿/= 0.051(%m2兀丿Vs2= 0.051Vs2 ,.Co2Ao2 丿3.521 、Lvm210.770 X 0.109 丿 1763.529 丿= 0.033Vs；V 0.98 丿hl2 =P(hw2 +how2 )= 0.60X(0.031 +0.731 壽3 )= 0.019 + 0.439L223= 0.002 mhp2 =hc2 +2 中 h口2 = 0.033V； +0.439l223 +

40、0.019 + 0.002hd2 =0.153!-LIlw2ho20.15310.98咒0.022 丿2= 329.150 Ls20.5(0.45+0.031 )=(0.033Vs； +0.439L：23 +0.019 片0.031+0.731L223 +329.150142Vs； =5.773 -35.455 L?3 -9974.242 L；Ls,m3/s107.9039.177310.451511.725813Vs,m3/s1.9351.8381.7291.6041.458在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出对应的Vs值列于下表:依据表中数据作出液泛线、漏液线（气相负荷下限线）hL =

41、hw2 +how2 =0.031+O.731L223漏液点气速UOM2 =4-4CoPvm2JO.OO56 + O.13hL -h 92=4.4X 0.770X j0.OO56 + 0.13x(0.031 + 0.731Ls22/3) - 0.002|3.|29Vs,min 2= Ao2Uom2，整理得:Vs2min2 =2.802Ls23 +0.2253-3Ls,m /s 107.9039.177310.451511.725813Vs,m3/s0.5800.5900.5990.6080.616作范围任取几个Ls值，依上式算出对应的Vs，min值列于下表:依据表中数据作出漏液线6、操作弹性操作

42、气液比Vs2/Ls2 =1.227/0.008 =153.375操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs2,max与气相允许最小负荷Vs2,min之比即：操作弹性=2：辭需-7O 九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表项目符号单位计算结果精馏段提馏段平均压强PkPa106.95116.05平均温度TC118.301131.40平均密度气相Pkg/m33.1473.521液相773.286763.529平均流量气相Vm/s1.2881.227液相Lsm/s0.0050.008实际塔板数26块179板间距Hm0.450.45塔段的有效高度Em84塔径Dm1.41.4空塔气速也m/s0.96

43、40.802塔板液流型式单流型单流型溢流装置堰长Iwm0.980.98堰咼hwm0.03970.0310底隙高度hom0.02770.0220板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm55孔间距tmm1515孔数n个55295529开孔面积Aa2 m0.1090.109筛孔气速Uom/s11.81711.257塔板压降 PpkPa0.6600.659液体在降液管中的停留时间0s13.98.688降液管内清液层高度Hdm0.1480.169液（雾）沫夹带量evkg液/kg气0.0070.006漏液点气速UOMm/s5.6705.327负荷上限Ls.maxm/s0.0134.97 X 10-

44、3负荷下限Ls.minm/s0.01337.90 X 10气相最大负荷Vs,maxm/s1.173471.0235气相最小负荷Vs,minm/s0.302460.2771操作弹性:T= kp=.3.883.70/第三部分冷凝器的设计、确定设计方案1、选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度 110.783 C,以饱和温度流出换热管；冷流体进口温度 30C，出口温度70C。估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。2、流动空间及流速的确定为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用巾25X 2.5的碳钢管，管内流速取u=0.5m/ s。

45、二、确定物性数据、定性温度：可取流体进、出口温度的平均值。壳程流体的定性温度为Tm =110.783 七管程水的定性温度为tm =根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。、壳程流体在110.783 C下的有关物性数据如下:定压比热容：3p 1= 778.561 kg/mC P1二 2.02345 kJ/(kg -C )导热系数入 1= 0. 113119 W/(mC )g, 1= a Dn=0.0002393 Pa *s、循环冷却水在50C下的物性数据:3:P =988.1 kg/m定压比热容:Cp=4.174 kJ/(kg -C )导热系数:入=0.648 W/(m -C )a =0.000549