2万吨甲醇精馏蒸发

第三章物料衡算3.1精馏塔的物料计算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：Ma=30.02kg/kmol水的摩尔质量：M「18.02kg/kmol进料:0.76/32.04塔顶:x= =0.6404F进料:0.76/32.04塔顶:x= =0.6404F0.76/32.04+0.24/18.020.99/32.04塔底:xd0.99/32.04+0.01/18.020.001/32.04=0.9823Xw_0.001/32.04+0.999/18.02=0.00063.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量进料:M=0.6404X32.04F(1-0.6404)X18.02=27.00kg/kmol塔顶:M=0.9823X32.04D进料:M=0.6404X32.04F(1-0.6404)X18.02=27.00kg/kmol塔顶:M=0.9823X32.04D(1-0.9823)X18.02=31.79kg/kmol塔底:M=0.0006X32.04W(1-0.0006)X18.02=18.03kg/kmol3.1.3物料衡算本次设计甲醇精馏蒸发的年产量为2万吨/年，生产时间以8000小时计D=20000*1000=78.64kmol/h8000x31.79由于F由于F=D+WFxF=DXd+WX)/(x-x)F=D)/(x-x)=0.9823-0.0006/0.6404-0.0006=120.66kmol/hW=F—D=120.66—78.64=42.02kmol/hF=120.66KMol/h甲醇0.6404水0.2596W甲醇0.001水0.999甲醇0.99水0.01图3-1精馏塔物料衡算示意图计算结果列入表3-1表3-1精馏塔物料衡算表组分塔顶塔底进料摩尔流量（kmol/h）78.6442.02120.663.1.4回流比的计算q值的确定MAH+MC(t-1)C(t-1)

q= r ^-i。=1+—^-i2—MAH AHrr根据化工工艺设计手册知：Cp=0.7kcal/kg=2.926kj/kgAHr=35.65kJ/mol=(35.65kJ/mol)x32kg/kmol=1140.8kJ/mol1140.8q=1+是颈64一60)=1.010

1140.8•.・q>1...物料为泡点进料。即X广七画出平衡曲线根据表2-7甲醇-水的气液平衡数的计算数据，画出温度-组成曲线如下图3-2、气液平衡曲线如下图3-3所示图3-2甲醇水的t-x-y图图3-3甲醇水的x-y图

最小回流比和操作回流比的求取0.982-0.855=05910.855-0.640 .由于泡点进料，x广七0.982-0.855=05910.855-0.640 .R=*

miny—x因为R/Rmin在1.1-2.0的范围内取值，取R/Rmin=1.5故得操作回流比：R=0.8865L=RD，R为回流比贝U，L=0.8865xD=0.8865x78.64=69.71kmol/hV=（78.64+69.71）/0.99=9149.84kmol/h3.2全凝器的物料衡算冷凝器的物料衡算示意图，如图3-4。列冷凝器的总物料衡算式V=D+L由于尾气的量较小（一般＜0.5%）在衡算中可先忽略不计总物料衡算V=L+D+1%V（其中1%V为尾气，尾气有独自的水冷凝与盐冷凝系统，但由于量太少，此处不作讨论。）V64°C图3-4全凝器的物料衡算示意图冷凝器总物料衡算式：V=L+D式中L=RDR为回流比，经计算取R=0.8865。则：L=0.8865XD=0.8865X78.64=69.71kmol/hV=78.64+69.71=149.84kmol/h计算结果列入下表组分进冷凝器回流产出摩尔流量(kmol/h)149.8469.7178.64摩尔分数 甲醇0.98230.98230.9823% 水0.01770.01770.0177考虑尾气损失，取进全凝器蒸汽的0.5%,即：V尾气］=0.5%VS=0.005X149.84=0.749kmol/h则出全凝器的甲醇液的摩尔流量为L1=VS-V尾气］=149.84-0.749=149.09kmol/h

3.3再沸器的物料衡算再沸器的物料衡算示意图，如图3-5。图3-5再沸器物料衡算示意图所需的低压蒸汽用量可由热量衡算求得。3.4其他设备的物料衡算3.4.1缓冲罐的物料衡算考虑尾气损失，取进全凝器蒸汽的0.5%,即：V尾气2=0.5%L1=0.005X149.09=0.745kmol/h则出缓冲罐甲醇液的摩尔流量为L2=L1-V尾气2=149.09-0.745=148.35kmol/h.•・实际的甲醇产品的摩尔流量为D=-^=148.35=78.64kmol/hsR+10.8865+1化为体积流量为V实际产量=DM=况64X31.79=3.18m3/V实际产量P 758.7D实际的回流摩尔流量为Rs=0.8865Ds=0.8865x78.64=69.7\kmol/h缓冲罐体积估算取缓冲时间为24h，即该缓冲罐可以维持24小时的产品供应。V缓冲罐=（0.8865+1）3.\8X24=\43.98m33.4.2甲醇大贮坛的体积估算取贮藏时间为24h,即该缓冲罐可以维持24小时的产品供应。甲醇大贮坛的体积为V甲享大贮坛=24X3.18=76.32m3残液贮坛的体积估算实际塔釜WS=42.02kmol/h化为体积流量WMV=―s——w42.02x\8.02— —(1797m3PWxJ. 〃ZJ950取贮藏时间为24h,则V残液贮坛=2"0.797=\9.\细3粗甲醇大贮坛的体积估算实际进料的体积流量为—丁-120.66x27=3.96m3fp 823F取贮藏时间为24h,则粗甲醇大贮坛的体积为V粗甲醇大贮坛=24X3.96=95.04m3第四章热量计算4.1精馏塔的热量衡算计算基准：以小时产量（单位为kmol/h）为基准。温度基准为0°C（热力学温度273.15K，计算中涉及的温度为温差）。精馏塔的能量衡算示意图如图4-1：Q149.84kmol/h「64°C120.66kmol/h-Ql60°C69.71kmol/hQ 40°CF, QbQ=0.1QW242.13kmol/hb110°C4-1精馏塔的能量衡算示意图：热平衡式：QF+QL+Qb=Qv+Qw+Qn式中：Qf，Ql，Qb，Qv，Qw均为显热,需要热容数据。计算中先按常压下求取，然后再进行压力校正。进料带入的热量Qf根据进料甲醇水溶液，tF=60C,PF=1atm查《化学化工物性数据手册》（有机卷）得，CpF=3.5kJ/kg・K进料甲醇水溶液的质量流量为Gf=FMf=120.66X27=13257.82kg/h△tF=60-0=60KAHF=CpFAt=3.5X60=210kJ/kgQf=GfHf=3257.82X210=684142.2kJ/h塔底产品带出的热量QW根据塔釜残液，AtW=110-0=110K,P=1atm查《化学化工物性数据手册》（无机卷）得，CPW=4.2kJ/kg-K塔釜残液的质量流量为Gw=WMw=42.02X18.03=757.62kg/hHw=CpwAtw=4.2X110=462kJ/kgQw=GwHw=757.62X462=350020.71kJ/h塔顶蒸汽带出的热量QV由已知，AtV=64-0=64K,P=1atm查《化学化工物性数据手册》（有机卷）得，Cpv=3.8kJ/kg-K塔顶蒸汽的质量流量为Gv=VMv=31.79X149.84=4763.41kg/hHv=CPVAtV=3.8X64=243.2kJ/kgQv=GvHv=4763.41.57X243.2=1158462.19kJ/h回流带入的热量ql根据回流液，AtL=40-0=40K，P=1atm查《化学化工物性数据手册》（有机卷）得，Cpl=2.8kJ/kg-K回流液的质量流量为GL=LML=69.71X31.79=2216.08kg/hHL=CPLAtL=2.8X40=112kJ/kgQl=GlHl=2216.08X112=248201.06kJ/h塔釜再沸器带入的热量Qb设备向外界散发的热损失Qn热损失Qn可由传热速率方程计算，一般估算可取Qn=0.1Qb根据总能量衡算式：QF+QL+Qb=QV+QW+Qn贝0 ， Qb=n ( Qv+Qw-Ql-Qf )T・i(1158462.19+350020.71-248201.06-684142.2)=640155.16kJ/h4.2再沸器的热量衡算再沸器的热量衡算示意图如图4-2：Qb――蒸汽383K ）—热水一 Q损失1图4-2再沸器的热量衡算示意图再沸器总量衡算式：Qb=Q汽化-Q损失i式中Qb 再沸器的热负荷，单位kJ/h；Q汽化一一高温水蒸汽的汽化潜热，单位kJ/h；Q损失］——再沸器的热损失，取Q汽化的10%，单位kJ/h。再沸器的热负荷Qb由全塔热量衡算已求出：Qb=640155.16kJ/h蒸汽用量G1查《化学化工物性数据手册》（无机卷），得T=383.15K，P=0.7MPa下水的潜热r水=2175kJ/kg由Qb=Q汽化-Q损=G蒸汽r水-Q损nQb=G蒸汽r水则，加热蒸汽的用量为蒸汽1.1X640155.16蒸汽1.1X640155.162175=323.76kg/h4.3冷凝器的热量衡算Q进水冷凝器的热量衡算示意图如图4-3Q进水Q出水337K305K/Q尾气qv337K305K/Q尾气qv出298KQ损失2313K图4-3冷凝器的热量衡算示意图冷凝器总热量衡算式：Qv-Qv出-Q甲醇蒸汽=Q出水-Q进水-Q损失2式中Qv，Qv出，Q出水——均为显热，需要热容数据，计算中先按常压下求取，然后再进行压力校正；Q进水——Q进水=Qd+Ql；Q损失2 热损失，取总换热量的10%。4.3.1进冷凝器蒸汽的热量Qv在精馏塔的热量衡算中已算出：Qv=1158462.19kJ/h4.3.2出冷凝器产品的热量。八v出出冷凝器产品的质量流量为Gv出=149.84X31.79=4763.41kg/h

出冷凝器产品的温度为△&出=40-0=40K出冷凝器产品带走的热量Qv出二Gv出CpQtv出=4763.41X2.8X40=533502.32kJ/h4.3.3尾气带走的热量Q尾气1已知出冷凝器的尾气量为进冷凝器蒸汽量的0.5%,则Q尾气「0.5%Qv=0.005X1158462.19=5792.31kJ/h4.3.4塔顶冷凝器的冷却负荷Qa=1.1(Qv-Qv出-Q尾气)二1.1(1158462。19-533502.32-5792.31)=681084.32kJ/h4.4预热器的热量衡算预热器的热量衡算示意图如图4-4：Q粗甲醇333.15KQ粗甲醇333.15K Qf343.65KQ损失3图4-4预热器的热量衡算示意图预热器的热量衡算式为：QF-Q粗甲醇=Q汽化-Q损失3式中Qf，Q粗甲醇 为显热，单位kJ/h；Q汽化一一加热蒸汽的汽化潜热，单位kJ/h；Q损失3 热损失，取总换热量的10%,单位kJ/h；。4.4.1进预热器粗甲醇的热量进预热器粗甲醇的质量流量为G粗甲醇=Gf=3257.82kg/h由已知粗甲醇条件，At粗甲醇=25-0=25K查《化学化工物性手册》（有机卷），得，Cpc=3.1kJkg进预热器粗甲醇的热量为Q粗甲醇二G粗甲醇CPC&粗甲醇=3257.82X3.1X25=252381.05kJ/h4.4.2出预热器粗甲醇的热量QF在精馏塔的热量衡算中已算出：Q=684142.2kJ/hF4.4.3预热器的热负荷Qc=1.1（Q「Q粗甲醇）=1.1（684142.2-252481.05）=474827.67kJ/h第五章精馏塔设备工艺计算5.1精馏塔设计主要依据和条件5.1.1塔顶条件下的流量及物性参数Xd=0.9823 Xd’=0.99 D=78.64kmol/h气相平均相对分子量MD=M甲XD+M水(1-x「=32.04X0.9823+18.03x(1-0.9823)=31.79kg/kmol液相平均相对分子量MD=MVD=31.79kg/kmolP甲P甲=765.4kg/m3P=980.96kg/m3水气相密度PVD=』xTxP=立x273.15x1=1.150kg/m322.4TP22.4273.15+641(4)液相密度在64°C下查表2-4由内插法可以计算得到11ccc 八〜=758.03kg/m30.99 0.01 1***5**8 + 756.4980.96塔顶出料的质量流量D'=DxMD=78.64x31.79=2499.89kg/h5.1.2塔釜条件下的流量及物性参数XW=0.0006 XW’=0.001 W=42.02kmol/h液相的平均相对分子量由于甲醇的浓度很小，所以液相也可以视为纯水即:M=M=M=18.03kg/kmol（2）气相密度皿=、xTxPVD皿=、xTxPVD22.4TP0=0.688kg/m3x x22.4273.15+110 1液相密度在110°C下查表2-4由内插法可以计算得到p硕=p水=950.89kg/m3液相粘度在110C下查表2-6由内插法可以计算得到日=日=0.2569mPa.s液相表面张力在110C下查表2-5由内插法可以计算得到=8水=59.87dyn/cm塔釜出料的质量流量W，=WxM硕=42.02x18.03=757.62kg/h5.1.3进料条件下的流量及物性参数Xf=0.6404 Xf’=0.76 F=120.66kmol/h由表2.7中的数据通过内插法计算可得到气相中甲醇的含量为Yf=0.8432(1)气相的平均相对分子量

Mvf=M甲七+M水(1-七)=32.04X0.8432+18.03x(1-0.8432)=29.85kg/kmol(2)液相的平均相对分子量MF=M甲七+M水(1-xQ=32.04x0..6404+18.03x(1-0.6404)=26.99kg/kmol气相密度oF=虬xTxP=空x 刀3」5 x1=1.059kg/m3VF22.4TP22.4273.15+70.51液相密度在70.5°C下查表2-4由内插法可以计算得到P=P=748.66kg/m3甲P=977.25kg/m3水1oT1oT= LFx' (1-x')P「P:(5)液相粘度8甲=16.15dyn/cm水=64.88dyn/cm1 八…，，— —=793.27kg/m30.76 0.24 5 +——748.66977.25在70.5C下查表2-6由内插法可以计算得到日甲=0.3088mPas r水=0.409mPa匕=r甲Xf+R水(1-Xf)=0.3088x0.6404+0.4098x(1-0.6404)=0.3452mPa.s(6)液相表面张力在70.5C下查表2-5由内插法可以计算得到8=6x+8(1-x)=16.15x0.6404+64.88x(1-0.6404)=33.67dyn/cmLF甲F水F进料的质量流量20000x20000x1000-~8000=2500kg/h5.1.4精馏段的流量及物性参数(1)气相的平均相对分子量矿=匕+MvfV精 231.79+29.852=30.82kg/kmol(2)液相的平均相对分子量Mld；Mlf=31.79+26.99=29.39kg/kmol(3(3)气相密度(4(4)液相密度Pv精Pvd；Pvf=L150+L059=1.105kg/Pv精PLD；%=758.03+793.27=775.65kg/m3(5(5)液相粘度P+PLD2P+PLD2LF5.1.5提馏段的流量及物性参数(1)气相的平均相对分子量O.3326+O.3452=0.3389mPa.s(6)液相表面张力8=&d+1f=17.33+33.67=25.50伽/cm精2(7)气相流量摩尔流量V=(R+1)D=(0.8865+1)x78.64=148.35kmo/h精质量流量 V精=V精xMv精=148.35x31.79=4716.05kg/h液相流量摩尔流量 L精=RxD=0.8865x78.64=69.71kmo/h质量流量,“精，m精乙=独71，2顷=1882.17厩/h29.85+18.03=23.94kg/kmol(2(2)液相的平均相对分子量(3)M+M^(3)M+M^LF226.99+18.03=22.51kg/kmol液相密度Pld；Plf=793.27+950.89=872.08kg/m3(4(4)气相密度PL提PL提PVF+PVW21.059+0.688=0.874kg/m3(5)液相粘度七提=四lw+口lf=0.2569+0.(5)液相粘度七提=四lw+口lf=0.2569+0.3452=0.301ms2(6)液相表面张力8=」w+'f=33'67+59・87=46.77dyn/cm提2(7)气相流量摩尔流量,=VLq-1)F因为泡点进料所以q=】V提=V精=148.35kmol/h质量流量 V，=VxM =148.35x23.94=3551.50kg/h(8)液相流量摩尔流量乙提"提+qF=69.71+120.66=190.37kmo/h质量流量乙提=乙提xM提=190.37x22.51=4285.23kg/h5.2理论塔板数的计算5.2.1精馏塔的气一液相负荷的计算L=RD=0.8865x78.64=68.71kmol/hV=(R+1)D/0.99=(0.8865+1)78.64/0.99=149.85kmol/hL=L+F=69.71+120.66=190.37kmol/hV'=V=149.85kmol/h5.2.2求操作线方程精馏段:=0.4699x=0.4699x+0.5195 X+—D= X+ R+1R+10.8865+1 0.8865+1提馏段:LtLtWx-xx'- 0.0006=1.2704x'-0.000168149.85 149.85图解法求理论板数采用图解法求理论板的确定，如图5-1所示，求解结果为总理论板层数Nt=16进料板位置Nf=11精馏段板层数10提馏段板层数6甲醇与水气液平衡图蠢氽顶剧g&frfr要r液相中甲醇的摩尔分数一甲醇与水气液平衡图图5-1甲醇与水气液相平衡图5.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.3.1塔径的计算5.3.1.1填料的选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相接触传质和传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质，本次设计选用规整填料，金属板波纹250Y型填料250Y型填料具有以下特点：1，比表面积与通用型散装填料相比可以提高近一倍，填料压降降低通量和传质效率均有大幅度的提高。2，与各种通用板式塔相比，不仅传质面积大幅提高，而且全塔压降及效率均有大幅度提高。3,250Y型填料具有整齐规范的结构，具有良好的抗堵性能，可以在较多场合使用，扩大填料塔使用的范围5.3.1.2精馏段空塔气速及塔径的计算由Bain-Hougen关联式lg[[―^.三..日0.2]=A-K(4)0.25.(―^)g&3pL Vp其中七——空塔气速，m/sg 重力加速度，m/s2a/e3——干填料因子，m-1a——比表面积，250Y型取250m2/m3e——空隙率，250Y型取0.97m3/m3A——常数，取0.291K——常数，取1.75由前面的计算可以知道：V精=4716.05kg/hL精=1882.17kg/hpv精=1.105kg/m3pL精=775.65kg/m3r七精=0.3389mPa.s

lg[%x^^°X1.105X0.33890.2]=0.291-1.75x(1882.17)0.25x(1.105)0.1259.80.973 775.65 4716.05 775.65解得uF=3.77m/s取安全系数为0.6故u=0.6uF=0.6x3.77=2.26m/s，"精3600，"精3600pV精= =1.186m3/s3600p 3600x1.1.5V■4^ ，4x1.186s=' =0.817m:兀u\'3.14x2.26圆整后D=1m兀塔截面积A=—D2=0.785m2t4空塔气速u=匕=11■竺=1.510m/sAt0.7855.3.1.3提馏段空塔气速及塔径的计算由前面的计算可以知道：V提=3551.50kg/hL提=4285.25kg/hp哗=0.874kg/m3p顷=872.08kg/m3H =0.301mP^.s七提即lg[虬x^5^x0.874x0.3010.2]=0.291-1.75x(4285.25)0.25x(0.874)0.1259.80.973872.08 3551.50 872.08解得uF=3.72m/s取安全系数为0.6故u=0.6uF=0.6x3.72=2.23m/sVsV提巴提=二=3551.50 =1.129m3/Vs3600p 3600p 3600x0.874VV=0.803m3.14x2.23=0.803m3.14x2.23D=—— 圆整后D=1m

兀 _塔截面积A=—D2=0.785m2t4空塔气速u=匕=1129=1.438m/s人了 0.7855.3.2液体喷淋密度的核算精馏塔液体喷淋密度为U精U精=0.785D21882.17/775.650.785x12=3.09m3/(m2•h)>0.2m3/(m2-h)提馏段液体喷淋密度为4285.23/872.08=6.26m3/(m2•h)>0.2m3/(m2.h)提= 0.785x125.3.3填料层高度计算对250Y金属孔波纹填料，查化工工艺设计手册得，每米填料理论板数为2.5块，取2.5贝UHETP=—=—=0.4mn2.5由Z=NtxHETP，精馏段填料层高度为Z精=10x0.4=4.0m提馏段填料层高度为Z提=6x0.4=2.4m设计取精馏段填料层高度为4.0m，提馏段填料层高度为2.4m。故填料层的总高度为Z精+Z提=6.4m5.3.4填料层压降的计算5.3.4.1精馆段压降的计算动能因子F=u瓦=1.510x\：1.105=1.587m/s.(kg/m3)0.5液体负荷l=3600F^^=3600x1.587x"」05=7.74m3/(m2.h)

pl 775.65用精馏段动能因子F查液体负荷l分别在5和10时每米填料压降l 5 10AP—— 0.166 0.179Z由内插法可以计算出l=7.74m时精馏段的压降为AP=1.73x10-4x4=6.92x10-4MPa5.3.4.提馆段压降的计算动能因子F=^P~V=1.438x10.874=1.344m/s.(kg/m3)0.5液体负荷l=3600F^^=3600x1.344x0.874=5.19m3/(m2.h)pl 872.08用精馏段动能因子F查液体负荷l分别在5和10时每米填料压降l 5 10AP0.166 0.179Z由内插法可以计算出l=5.19m时提馏段的压降为AP=1.665x10-4x2.4=3.996x10-4MPa故全塔的填料层总压降AP总=6.92x10-4+3.996x10-4=10.92x10-4MPa第六章精馏系统附属设备选型计算6.1全凝器设备工艺计算本次设计选用管壳式冷凝器，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式空气冷凝螺旋板式换热器，因为本次设计冷热流体温差不大，所以选用管壳式换热器，被冷凝气体走管间，以便及时排除冷凝液。查《化学化工物性手册》(有机卷)得，甲醇在定性温度t『(64+40)/2=52°C下的物性数据为P=773.5kg/m30P-0.394mpa-scp0=85.90kJ/kmol-K人0=0.205W/m-K查《化学化工物性手册》(无机卷)得，水在定性温度tm=(25+32)/2=28.5C下的物性数据为P=996kg/m3P.=0.827mpa-sCp.=4.17kJ/kmol-K人.=0.617W/m-K甲醇蒸汽-水的系统冷凝操作的传热系数K范围为580〜1100W/(m2・C)，初选K=840W/(m2・C)。(1)热流量

Q0=Q=681084.32灯Q0=Q=681084.32灯/h=189.19kW(2)平均传热温差AtmAt-At1At2

ln1At2(64-40)-(32-25) 17I64-40

ln 32-25=13.80°C1.23(3)传热面积189.19x103KAt=16.32m2840x13.80m(4)管径由于流速对蒸汽冷凝热系数的影响较小，并且为了使冷凝液易于排出，选择甲醇蒸汽在管外冷凝，水流经管内。从腐蚀性、传热面积和价格三方面综合考虑后，选用025X2.5mm无缝钢管，此管的内径d=0.02m。由《化工工艺设计手册》下册760页可以进行设备选型，选型的型号为G400-I-1.6-17.6表6-1冷凝器选型参数表名称参数名称参数公称直径/mm273换热管长度/mm6000公称压力/MPa1.6流通面积/m20.0119管程数/N1列管尺寸①25X2.5管子根数/n38管子排列方法三角形排列中心排管数6管心距/mm32G400-I-1.6-17.6的冷凝器的实际传热面积是17.6m26.2重沸器的设备计算物理参数甲醇水溶液在质量浓度为0.1%的沸点是99.8C总热负荷为 Q=640155.16kJ/h=2675681.37kcal/hb

蒸汽温度为131.8°C平均温差 直=131.8-99.8=32C图6-1图6-1立体吸虹式再沸器关系图 ■-•由图6-1查得单位面积设计热负荷为54000kcal/(m3-h)所需面积厂2675681.37F= =49.55m254000由《化工工艺设计手册》下册763页可以进行设备选型，-1.6-51.1选型的型号为G800-I表6-2再沸器选型参数表名称参数名称参数公称直径/mm800换热管长度/mm1500公称压力/MPa1.6流通面积/m20.1466管程数/N1列管尺寸①25X2.5管子根数/n467管子排列方法正方形排列中心排管数23管心距/mm32

G800-I-1.6-51.1的冷凝器的实际传热面积是51.1m26.3预热器的选型成品冷凝器冷水进口温度25°C，出口温度32°C，成品进口温度为60°C，出口温度为70.5Co成品定性温度为35C，此温度的甲醇水物性数据为：p.=824kg/m3p.=0.102mPa-sCp.=3.47kJ/kmol-K人=0.282W/m-K

.热负荷为Qd=Gf.Mdcd七=120.66x27x3.47x(70.5-60)=118698.67kj/h]=32.97kwAtmAtmAt-Atln—At2(130-25)-(130-60)―予壬—=90.6Cln 130-60进料流量AtmAAtmAt-At/At°In—1At2(70.5-60)-(32-25)35心“ =8.63C]70.5-60 0.405ln32-25传热面积为S=KAtm冬103S=KAtm840x8.63由《化工工艺设计手册》下册760页可以进行设备选型，选型的型号为G273-H

-1.6-4.8表6-3预热器选型参数表名称参数名称参数公称直径/mm273换热管长度/mm2000公称压力/MPa1.6流通面积/m20.0050管程数/N2列管尺寸①25X2.5管子根数/n32管子排列方法三角形排列中心排管数7管心距/mm32G273-II-1.6-4.8的冷凝器的实际传热面积是4.8m26.4成品冷凝器的选型成品冷凝器冷水进口温度25°C，出口温度32°C，成品进口温度为40°C,出口温度为30Co成品定性温度为35C，此温度的物性数据为：p=796.4kg/m3ir.=0.541mpi-sCp=2.74kJ/kmol-K人.=0.213W/m-K热负荷为Qc=GMct=78.64x31.79x2.74x(40-30)=68449.06财/h=19.02kw68449.06冷水使用量68449.06=2346.66kg/=2346.66kg/h4.17x(32-25)cAtpiipi传热面积为S=史=19020=2.62m2KAt 840x8.63由《化工工艺设计手册》下册760页可以进行设备选型，选型的型号为G219-I-1.6-2.7名称参数名称参数公称直径/mm219换热管长度/mm1500公称压力/MPa1.6流通面积/m20.0079管程数/N1列管尺寸①25X2.5管子根数/n25管子排列方法三角形排列中心排管数5管心距/mm32表6-4成品冷凝器选型参数表6.5接管管径的计算和选择6.5.1进料管管径的计算和选择本次加料为高位槽进料，WF可以取0.4-0.8m/s，本次WF取0.6m/sd.f\3600hWfpl4x2500, =0.043mV3600x3.14x0.6x793.23圆整后d=50mmF根据《化工工艺设计手册》下册可以进行选型管子尺寸为中50x4mm6.5.2回流管管径的计算和选择本次设计为重力回流，WR可以取0.2-0.5m/s，本次WR取0.4m/s4x1882.17d=' =,， =0.046mR \；3600吧pl V3600x3.14x0.4x775.65圆整后d=50mmR根据《化工工艺设计手册》下册可以进行选型管子尺寸为中50x4mm6.5.3塔顶蒸汽管管径的计算和选择因为操作压力基本在常压下，故蒸汽WV可以取12-20m/s，本次WV取15m/s4Vd.d4Vd.d\3600nWvpv4x4716.05=0.317m3600x3.14x15x1.105圆整后d=325mmV根据《化工工艺设计手册》下册可以进行选型管子尺寸为①325x4mm6.5.4塔釜出料管管径的计算和选择塔釜流出液速度WW可以取0.5-1.0m/s，本次WW取0.6m/s4W, … : 4x4Wd=‘ =, =0.0538mw\3600叫pl \3600x3.14x0.6x872.08圆整后d=60mmW根据《化工工艺设计手册》下册可以进行选型管子尺寸为中60x3mm6.6除沫器的设计为了确保气体的纯度，减少液体的夹带损失，选用除沫器，常用的除沫器装置有折板除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器。本次设计塔径较小，且且气液分离，故采用小型丝网除沫器，装入设计上盖。气速的计算：W=K:Pl_pvK\；P'V带入前面的数据可以知道：1.105WK=°.107\：775.65T105=2.833m,占1.105除沫器直径的计算:

D=:互

兀.WKV=匕=4716.05=1.186m3/s3600xp3600x1.105V精带入数据得到:带入数据得到:八：4x1.186D= =0.730m\，3.14x2.8336.7液体分布器的设计采用莲蓬头喷淋器，选用此装置使截面的填料表面较好的湿润制造和维修方便。1,回流液分布器流速系数甲可取0.82-0.85，推动力液柱高度H可以取0.12-0.15m以上，本设计选择甲=0.83，H=0.16mW=中\；2gH=、、:2x9.8x0.16=1.47m/s小孔输液能力计算:LplLplx36001882.17775.65x3600=6.74x10-4m3/s=5.52x10-4=5.52x10-4m20.83x1..47=43.9牝44个f=43.9牝44个n= = 0.785.d2 0.785x(4x10-3)2喷洒球面中心到表面距离的计算, gr2h=rco魁+ 2W2sin以其中r为喷射圆周的半径a为喷射角a=40r=D-(75-100)=1000—80=420mm=0.42m2 2

所以所以gr2 9.8x0.422h=rcot以+—g =0.42cot40。+ =0.484m=484mm2W2sin2以 2xsin240°x1.472,进料液分布器流速系数甲可取0.82-0.85,推动力液柱高度H可以取0.12-0.15m以上，本设计选择甲=0.83，H=0.16mW=言2gH=*2x9.8x0.16=1.47m/s2500小孔输液能力计算:2500=8.75x10-4m3/sPlx3600793.27x36008.75x10-4=7.17x10-4m20.83x1..477.17x10-4——=57.08俐58个0.785.d2 0.785x(4x10-3)2喷洒球面中心到表面距离的计算gr2h=rco(&+2W2sin以其中r为喷射圆周的半径a为喷射角a=40r=—-(75-100)=1000—80=420mm=0.42m2 2所以gr2 9.8x0.422h=rcot以+—g =0.42cot40°+ =0.484m=484mm2W2sin2以 2xsin240°x1.47又因为莲蓬头直径d可取（0.2〜0.3）D本次设计取:d=0.25—=0.25x1000=250mm6.8液体再分布器的设计由于规整填料本身就具有使液体均匀分布的性能，故本次设计不需另外设计液体再分布器对液体的再次分布。6.9填料支撑板的设计选择本次设计采用分块式气体喷射式支撑板，板网支撑结构简单，重量轻，自由截面大，但强度低，本次设计的填料层高度较低，故此支撑板适用，主要设计参考见表6-5、6-6，参考《塔设备设计》269页表6-5分块式气体喷射式支撑板的设计参数表塔径/mm 板外径/mm 分块数 近似重量/NTOC\o"1-5"\h\z1000 988 3 380表6-6支撑圈尺寸参数表塔径/mm D1/mm D2/mm 厚度/mm 重量/N1000 994 894 8 9886.10塔釜的设计选择料液在釜内停留15min，装料系数取0.5塔釜高（h）_ : =2：1塔径（d）塔釜料液量:L_x15=42^x15=1.228m360 872.0860塔釜体积V=—w=1228=2.456m3w0.5 0.5又因为所以'2^ ：2x2.456 …1d=3'—=v =1.161mI'兀33.14塔釜高度h=2d=2x1.161=2.322m6.11塔的顶部空间高度的计算塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头切线的距离，为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.2〜1.5m本次设计取1.2m。6.12精馏塔高度的计算表6-7精馏塔各部分高度列表 单位：mm名称参数名称参数塔顶空隙1200塔釜法兰高200塔顶接管高150喷头弯曲半径90填料层高度6400喷淋高度484塔釜2322进料口喷头高度200鞍式支座300H=1200+150+6400+2322+300+200+90+484+200=11346mm"11.35m第七章