甲醇-水精餾塔

1、合 肥 學(xué) 院Hefei University化工原理課程設(shè)計題 目: 甲醇水連續(xù)精餾塔的設(shè)計 系 別: 生物與環(huán)境工程系 專 業(yè): 14生工（2）班 學(xué) 號: 140201201 姓 名: 指導(dǎo)教師: 于宙老師 2016年 12 月 18 日 目錄一、前言- 5 -1.1精餾塔對塔設(shè)備的要求- 5 -1.2常用板式塔類型及本設(shè)計的選型- 5 -二、設(shè)計任務(wù)書要求及流程的確定和說明- 7 -2.1設(shè)計名稱- 7 -2.2設(shè)計條件- 7 -2.3設(shè)計任務(wù)- 7 -2.4設(shè)計思路- 8 -2.5設(shè)計流程- 9 -三、精餾塔的工藝計算- 9 -3.1精餾塔的物料衡算- 9 -3.2求最小回流比- 1

2、1 -3.3理論板數(shù)NT的計算以及實際板數(shù)的確定- 13 -3.4全塔效率- 15 -3.5實際塔板數(shù)- 15 -四、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算- 15 -4.1操作壓強- 15 -4.2操作溫度- 16 -4.3平均分子量- 16 -4.4 平均密度- 17 -4.5 液體表面張力- 19 -4.6 液體粘度- 20 -4.7精餾塔的氣液相負荷- 20 -五、主要工藝尺寸計算- 21 -5.1塔徑- 21 -5.2溢流裝置的確定- 23 -5.3塔板布置- 26 -5.4浮閥數(shù)目及排列- 27 -5.5精餾塔有效高度的計算- 29 -六、流體力學(xué)校核- 30 -6.1氣相通過浮塔板的壓力

3、降- 30 -6.2液泛的驗算- 32 -6.3霧沫夾帶的驗算- 33 -6.4漏液驗算- 34 -七、塔板負荷性能圖- 35 -7.1以精餾段為例- 35 -7.2以提餾段為例- 38 -7.3負荷性能圖及操作彈性- 41 -八、塔附件設(shè)計- 43 -8.1接管- 43 -8.2人孔- 45 -8.3視鏡- 45 -8.4支座- 45 -8.5塔盤- 45 -8.6除沫器- 45 -8.7法蘭的選取- 46 -九、主要輔助設(shè)備的計算及選型- 46 -9.1原料液加熱器- 46 -9.2釜液再沸器- 47 -9.3餾出蒸汽冷凝器- 48 -9.4產(chǎn)品冷卻器- 49 -十 塔體附件工藝尺寸的確定

4、- 50 -10.1筒體工藝尺寸的確定- 50 -10.2封頭的設(shè)計- 50 -10.3裙座- 51 -十一 設(shè)計結(jié)果- 51 -物料衡算結(jié)果表10- 51 -精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果- 52 -浮閥塔板工藝設(shè)計結(jié)果- 52 -十二、結(jié)束語- 53 -參考文獻- 54 -十三、附錄- 55 -致 謝- 58 -一、前言 塔器作為汽-液和液-液進行傳質(zhì)與傳熱的重要設(shè)備，廣泛應(yīng)用于煉油、石油化工、精細化工、化肥、農(nóng)藥、醫(yī)藥、環(huán)保等行業(yè)的物系分離，涉及蒸(精)餾、吸收、解吸、汽提、萃取等化工單元操作。塔器可分為板式塔和填料塔。1.1精餾塔對塔設(shè)備的要求精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱

5、為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下： （1）生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。 （2）效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 （3）流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 （4）有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 （5）結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 （6）能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。1.2常用板式塔

6、類型及本設(shè)計的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。其中浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點。所以在此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等。 浮閥塔的優(yōu)點是： 1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%4

7、0%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔

8、的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。本次課程設(shè)計主要設(shè)計的是板式塔中的F1型浮閥塔。（如下圖一所示） 圖1 浮閥（F1型）本設(shè)計書介紹的是浮閥塔的設(shè)計，其中包括設(shè)計方案的確定、塔主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算。二、設(shè)計任務(wù)書要求及流程的確定和說明2.1設(shè)計名稱 甲醇-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計 2.2設(shè)計條件（1）操作條件 1) 塔頂壓力4KPa（表壓）2) 進料熱狀態(tài)：飽和液體進料（q=1） 3) 回流比R=2Rmin4) 采用間接蒸汽加熱塔底加熱，蒸汽壓力：0.5MPa( 表壓 )5) 單板壓降0.7KPa（

9、2）塔板類型浮閥塔（F1型）（3） 每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行。（4） 廠址廠址：安徽省合肥市2.3設(shè)計任務(wù) 完成精餾塔的工藝設(shè)計，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選型，繪制精餾塔裝配圖，編寫設(shè)計說明書。 設(shè)計內(nèi)容包括： 1、 精餾裝置流程設(shè)計與論證 2、 浮閥塔內(nèi)精餾過程的工藝計算 3、 浮閥塔主要工藝尺寸的確定 4、 塔盤設(shè)計 5、 流體力學(xué)條件校核、作負荷性能圖 6、 主要輔助設(shè)備的選型 4、 設(shè)計說明書內(nèi)容 1、 目錄 2、 概述（精餾基本原理） 3、 工藝計算 4、 結(jié)構(gòu)計算 5、 附屬裝置評價 6、 參考文獻 7、對設(shè)計自我評價2.4設(shè)計思路 首先，甲醇和水的原料混合物進入原料

10、罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進入甲醇的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進料口不斷

11、有新鮮原料的加入。最終，完成甲醇和水的分離。2.5設(shè)計流程 甲醇水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進料狀況為汽液混合物q=1 送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲罐,塔釜采用直接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品冷卻后,送入貯罐。三、精餾塔的工藝計算3.1精餾塔的物料衡算（1） 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率已知：進料液中甲醇的質(zhì)量分數(shù)為25%，產(chǎn)品要求塔頂餾出液中水的質(zhì)量分數(shù)不得高于5%。表1 水和甲醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對分子質(zhì)量kg/kmol密度20沸 點101.33kPa比熱容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s熱導(dǎo)率(20)/(m.)表面張

12、力(20)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.59972.8甲醇CH3OH32.04791.864.7 2.500.590.21222.6由化工物性參數(shù)手冊有機卷P584查得：甲醇的摩爾質(zhì)量： 水的摩爾質(zhì)量：所以,進料組成： 餾出液組成： 釜液組成： 進料平均摩爾質(zhì)量 所以, 3.2求最小回流比 3.2.1相對揮發(fā)度的計算1）根據(jù)全塔的物料衡算計算結(jié)果=0.898、=0.158、=0.0288和常壓下甲醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)（表2），用內(nèi)插法求塔頂、塔釜及進料版的溫度： 2）查化工原理教材P335頁液體飽和蒸汽P0壓安托因常數(shù)可知，在泡點進料溫度下，即t=時，其安托因常數(shù)

13、為：甲醇 A=7.19736,B=1574.99,C=238.86 水 A=7.07406,B=1657.46,C=227.02則由安托因方程有 ，即kpa，即kpa 由上式可得 3.2.2求最小回流比表2 常壓下甲醇-水的氣液平衡表液相甲醇摩爾分數(shù)(x)氣相甲醇摩爾分數(shù)(y)T/001000.020.13496.40.040.23493.50.060.30491.20.080.36589.30.10.41887.70.150.51784.40.20.57981.70.30.665780.40.72975.30.50.77973.10.60.82571.20.70.8769.30.80.915

14、67.50.90.958660.950.979651164.5根據(jù)（表2）常壓下甲醇-水的氣液平衡數(shù)據(jù)作x-y圖；在x-y圖直角坐標(biāo)系中做出平衡曲線和對角線，根據(jù)其q線方程為：，在x-y圖中圖1 x-y圖對角線上自點F作出q線，該線與相平衡線 （a）的交點坐標(biāo)為P（0.158 ,0.529），此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標(biāo)。 最小回流比計算式： 操作回流比取最小回流比的2倍，則=2=1.993.3理論板數(shù)NT的計算以及實際板數(shù)的確定 1）塔的汽、液相負荷 2）求操作線方程 精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程為: 3)逐板計算法求理論板層數(shù) 由 得 第一塊板時 以下為提餾段 理論上達

15、到設(shè)計要求 總理論塔板數(shù)為5（不包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為8，第6塊板為進料板，提餾段理論板數(shù)為8。3.4全塔效率由進料組成 ：根據(jù)三3.1（1）的結(jié)果、，求得塔平均溫度為： 查文獻得甲醇粘度計算公式： ,A=555.30 B=260.64則該溫度下甲醇粘度為:根據(jù)化工數(shù)據(jù)手冊無機卷P21水在不同溫度下的特性參數(shù)表，查得在80和81時的粘度為，由內(nèi)差法求得：水 則 3.5實際塔板數(shù)精餾段：（層） 提餾段：（層）故實際塔板數(shù)：（層）四、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算4.1操作壓強塔頂操作壓力： 每層板的壓降為0.7kPa，則進料板的壓力為： 塔底壓力為： 則精餾段平均操作壓力為：提餾段平均操

16、作壓力為： 4.2操作溫度之前已經(jīng)求得，得到塔頂：，進料板溫度，塔底：，則精餾段的平均溫度：，提餾段的平均溫度：。4.3平均分子量 （1）塔頂：，由相平衡方程，可得出 （2）進料板：，由相平衡方程，可得出 （3）塔底：由相平衡方程，可得出 則精餾段平均分子： 提餾段平均分子： 4.4 平均密度4.4.1氣相密度 4.4.2液相密度已知由三-3.2.1-（1）計算得：tD=66.03 tF=83.97 tW=95.15表3 甲醇和水的液相密度性質(zhì)溫度()406080100120甲醇,kg/783.5761.1737.4712.0684.7溫度()6570808595100水,kg/980.599

17、77.81971.83968.65961.92958.38（1）塔頂平均密度的計算根據(jù)化工物性數(shù)據(jù)手冊有機卷P567和無機卷P12甲醇和水的液相密度性質(zhì)，由內(nèi)插法得： 已知塔頂： （為質(zhì)量分率）由 得；（2）進料板平均密度的計算 同上，由內(nèi)插法可得進料板溫度下對應(yīng)的甲醇和水的液相密度： 已知加料板液相組成：由 得；（3）塔釜平均密度的計算 同上，由內(nèi)插法可得塔釜溫度下對應(yīng)的甲醇和水的液相密度： 已知塔釜液相組成由 得；（4）故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：4.5 液體表面張力根據(jù)化工物性參數(shù)手冊有機卷P588，無機卷P24查得甲醇和水的液體表面張力,其部分數(shù)據(jù)如下表：表4 甲醇和水的

18、液體表面張力溫度406080100120甲醇，mN/m19.6717.3315.0412.8010.63溫度60708090100水，mN/m66.0764.3662.6960.7958.91 由內(nèi)插法得：,，,， 則精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：4.6 液體粘度 根據(jù)化工物性參數(shù)手冊有機卷P584以及無機卷P21查得甲醇和水的粘度性質(zhì)表，其部分表如下：表5 甲醇和水的粘度性質(zhì)表溫度()406080100120甲醇（mP.s）0.4390.3440.2770.2280.196溫度()666783849596水（mP.s）42.9342.3334.3633.9529.9429.62由內(nèi)

19、插法得:,，,， , 故精餾段平均液相粘度 提餾段平均液相粘度4.7精餾塔的氣液相負荷1.精餾段： 2.提餾段： 五、主要工藝尺寸計算 5.1塔徑參考有關(guān)資料，初選板間距=0.40m，取板上液層高度=0.06m，則可得： -=0.40-0.06=0.34m精餾段塔徑的計算： = 查史密斯關(guān)聯(lián)圖如下：圖2 史密斯關(guān)聯(lián)圖求得其橫坐標(biāo)為0.020，則可得 =0.067，校核至物系表面張力為37.97mN/m時的C，即： C=0.067 =C=0.074 m/s可取安全系數(shù)0.70，則 u=0.70=0.702.1=1.61 m/s故 D=0.59m 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整成0.8m。 提餾段塔徑的計算：=查

20、圖可得 =0.070校核至物系表面張力為57.6mN/m時的C，即 C=0.07 =C=0.08 m/s 可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.60.8），則 u=0.70=0.702.61=1.8m/s故 D=0.53m 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整成0.8m。 塔截面積A= 精餾段空塔氣速為： 提餾段空塔氣速為：5.2溢流裝置的確定單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。綜合考慮各方面因素，本設(shè)計體系采用單溢流、弓形降液管。（1）溢流堰長因單溢流?。?.6-0.8）D，故取堰長為0

21、.65D，即（2）出口堰高：由；查化工原理物性手冊圖計算可知：取1因=2.07m3/（m h）3 m3/（m h） 精餾段： 因溢流堰高hw一般取0.05- hw0.10-，故； 提餾段： 同理取；（3）降液管的寬度與降液管的面積 由查化工原理圖“弓形降液管的寬度與面積”，圖3 弓形降液管的寬度與面積 得： ， 液體在降液管中停留時間以及降液管面積的檢驗：精餾段：s （5s，符合要求）提餾段： （5s，符合要求）（4）降液管底隙高度因=，不宜小于0.020.025，故取液體通過降液管底隙則取降液管底隙高度為：精餾段：= 提餾段：= 降液管底細隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保證降液管底部

22、的液封。5.3塔板布置 溢流區(qū)：降液管及受液盤所占的區(qū)域 破沫區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域，=0.07m 無效邊緣區(qū)：靠近塔壁的部分需要留出一圈邊緣區(qū)域，以供支撐塔板的邊梁之用。 開孔區(qū)面積 故經(jīng)計算得： 5.4浮閥數(shù)目及排列 5.4.1浮閥的排列 塔板有整塊式和分塊式兩種。直徑在800mm以內(nèi)的小塔采用整塊式塔板；直徑在900mm以上通常都采用分塊式塔板，以便通過人孔裝卸塔板；本設(shè)計采用F1型浮閥，由于塔徑為0.8m，故塔板采用整塊式。浮閥排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m。 5.4.2閥數(shù)確定 氣相體積流量VS=0.5251已知，由于閥孔直徑d0=0.039m，因

23、而塔板上浮閥數(shù)目n就取決于閥孔的氣速u0。，浮閥在剛?cè)_時操作， 取閥孔動能因子 =10精餾段： 孔速 = 浮閥數(shù) N=提餾段：孔速=閥數(shù)N=30.1（個) 塔板按結(jié)構(gòu)特點，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為300900mm時，一般采用整塊式；塔徑超過800900mm時，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過人孔送入塔內(nèi)。對塔徑為8002400mm的單流型塔板，分塊數(shù)如表6表6 塔徑與塔板分塊數(shù)的選擇關(guān)系塔徑/mm800-1200mm1400-1600mm1800-2000mm2200-2400mm塔板分塊數(shù)3456本設(shè)計采用單溢型塔板，塔徑D=8000mm=800mm，故采用

24、整塊式。 采用正三角形叉排。浮閥塔閥孔直徑取 d=39mm,閥孔按正三角形排列，如下圖: 閥孔的排列： 第一排閥孔中心距t為75mm，各排閥孔中心線間的距離t可取65mm,80mm,100mm. 經(jīng)過精確繪圖，得知，當(dāng)t=75mm時，閥孔數(shù)N實際=30個按n=30，重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) 精餾段： 仍在912范圍內(nèi)。 提餾段： 仍在912范圍內(nèi)。（3）開孔率精餾段： 提餾段： 開孔率在5%15%范圍內(nèi)，故符合設(shè)計要求。每層塔板上的開孔面積： 精餾段： 提餾段： 5.5精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 1）塔頂空間高度HD塔頂空間高度的作用是安裝塔板和人孔的需要，也使

25、氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時還可節(jié)省破沫裝置。塔頂空間高度HD一般取1.01.5m,塔徑大時可適當(dāng)增大。本設(shè)計取1.0m。2）塔板間距HT其大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距越大，可允許氣液速度較高，塔徑可小些；反之，所需的塔徑就要增大。一般來說，取較大的板間距對提高操作彈性有利，但塔高的增加，會增加金屬消耗量，增加塔基，支座的負荷，從而增加全塔的造價。板間距與塔徑的關(guān)系，應(yīng)通過流體力學(xué)驗算，權(quán)衡經(jīng)濟效益，反復(fù)調(diào)整，作出最佳選擇。 根據(jù)化工原理設(shè)計表4-1 板間距與塔徑的關(guān)系，塔徑為8001600mm時，板間距為300450mm，此設(shè)計選用板間距為400mm。3

26、）開有人孔的板間距HT人孔直徑一般為450500mm，取450mm。人孔數(shù)目S是根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。對于無須經(jīng)常清洗的清潔物料，可每隔810塊板設(shè)置一個人孔。由前面計算得到，實際塔板數(shù)為29，中間共設(shè)3個人孔。4）進料板空間高度HF進料段空間高度HF取決于進料口的結(jié)構(gòu)形式和物料狀態(tài)，一般HF要比HT大一些。為了防止進料直沖塔板，常在進料口處考慮安裝防沖設(shè)施，如防沖板，入口堰，緩沖管，應(yīng)保證這些設(shè)施的安裝。取1.0m。5）塔底空間高度HB塔底空間高度HB具有中間儲槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有1015min的儲量，以保證塔底料液不致排完。此處取1.6m左右。6）塔體總高度H

27、 塔體總有效高度： H=HD+（N-2-S）HT+SHT+HF+HB=1.0+（29-2-3）0.4+30.45+1.0+1.5=14.45m六、流體力學(xué)校核6.1氣相通過浮塔板的壓力降由 知 6.1.1 干板阻力 氣體通過浮閥塔板的干板阻力，在浮閥全部開啟前后有著不同的規(guī)律。對F1型重閥來說可以用一下經(jīng)驗公式求取hc。 閥全開前 （1） 閥全開后 （2） 令=，得 精餾段： ，因為，故 =液柱 提餾段： ，因為，故 =液柱 6.1.2液層阻力 取充氣系數(shù)數(shù) =0.5,則 精餾段： =0.50.06=0.03 提餾段： =0.50.06=0.03 6.1.3液體表面張力所造成阻力 據(jù)國內(nèi)普查結(jié)

28、果得知，常壓和加壓塔中每層浮閥塔板壓降為260530Pa，而通過每塊減壓塔塔板的壓降約為200Pa，很小，計算時可以忽略不計。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為： 精餾段： =0.036+0.03=0.066m 提餾段： =0.033+0.03=0.063m1）精餾段每層塔板壓降板壓降為： =0.066830.5959.81=535.8(0.7K,符合設(shè)計要求)。2）提餾段每層塔板壓降板壓降為： =0.063921.159.81=596.4(0.7K,符合設(shè)計要求)。6.2液泛的驗算為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度符合 ，其中 。精餾段：由前計算知 =0.066m,

29、 取=0.5,板間距今為0.40m,=0.0554m, =0.5(0.40+0.0554)=0.2277m 又塔板上不設(shè)進口堰，則 =0.153=0.000053m板上液層高度 =0.06m,得： =0.066+0.06+0.000053=0.126m 由此可見：，符合要求，在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 提餾段：由前計算知 =0.063m, 取=0.5,板間距今為0.40m,=0.0502m, =0.5(0.40+0.0502)=0.2251m 又塔板上不設(shè)進口堰，則 =0.153=0.00025m 板上液層高度 =0.06m,得： =0.063+0.06+0.00025=0.1238m 由

30、此可見：，符合要求，在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。6.3霧沫夾帶的驗算 精餾段： = kg液/kg氣由上式可知 0.1kg液/kg氣。浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學(xué)工程手冊。 提餾段： = kg液/kg氣由上式可知 0.1kg液/kg氣。浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學(xué)工程手冊。 泛點率=100% =D-2=0.8-20.096 =0.608m =-2=0.5024-20.034=0.4344 m式中板上液體流經(jīng)長度，m； 板上液流面積，； 泛點負荷系數(shù)，取0.08； K特性系數(shù)，取1.0。泛點率（精）= 泛點率80%,符合要求。泛點率（提）= 泛點率80%,符合要求。6.4漏液驗算取F05

31、作為控制漏液量的操作下限， 由 可知， 取F05作為控制漏液量的操作下限， 由 可知， 七、塔板負荷性能圖7.1以精餾段為例 7.1.1液沫夾帶線 以 =0.1kg液/kg氣為限，求關(guān)系如下 由 =0.0554 = 故 整理得 = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果見表7表7Ls s0.00020.0010.0020.0030.004Vs s0.89080.84760.7930.74950.7077.1.2液泛線 令 由 聯(lián)立得 由此確定液泛線方程。 = 由于物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而且 取E=1 , , 由 則 綜上所計算整理得 0.538-891.9-1.98 相應(yīng)的和

32、值如下表8 表8，0.00020.0010.0020.0030.004，0.5310.5170.5030.4890.4747.1.3液相負荷上限線求出上限液體流量值（常數(shù)） 以降液管內(nèi)停留時間=5，則 s7.1.4漏液線精餾段:7.1.5液相負荷下限線若操作的液相負荷低于此線時，表明液體流量過小，板上的液流不能均勻分布，汽液接觸不良，易產(chǎn)生干吹、偏流等現(xiàn)象，導(dǎo)致塔板效率的下降。取堰上液層高度=0.006m，根據(jù)計算式求的下限值 ， 取E=1 =s 經(jīng)過以上流體力學(xué)性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。（見后面）7.2以提餾段為例7.2.1霧沫夾帶線 則有：相應(yīng)的和值如下表9 表9， 0.0

33、0020.0010.0020.0030.004， 0.9240.9020.8750.8470.8207.2.2液泛線令 由 聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 故 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表8： 相應(yīng)的和值如下表10 表10， 0.00010.0010.0030.0050.007， 0.7470.7050.6700.6400.6047.2.3液相負荷上限線以 =5s 作為液體在降液管中停留時間的下限，由 得 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線.7.2.4漏液線 提餾段: 7.2.5液相負荷下限線對于平直堰，

34、取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得取E=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。7.3負荷性能圖及操作彈性由圖知（1）從塔板負荷性能圖可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點P，處在適宜操作區(qū)的位置，說明塔板設(shè)計合理。（2）因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷操作上限由霧沫夾帶控制，操作下限漏夜線由控制。（3）按固定的液氣比，從負荷性能圖中查得氣相負荷上限Vsmax，氣相負荷下限Vsmin，所以可得精餾段操作Vsmax=0.531m3/s, Vsmin=0.157m3/s操作彈性=Vsmax/Vsmin=3.38提餾段操作Vsmax=

35、0.683m3/s, Vsmin=0.193m3/s操作彈性=Vsmax/Vsmin=3.54塔板的這兩操作彈性在合理的范圍（35）之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計是合理的。現(xiàn)將塔板設(shè)計計算結(jié)果匯總?cè)绫?1表11項目內(nèi)容-數(shù)值或說明備注精餾段提餾段塔徑D/m0.80.8板間距HT/m0.40.4塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.611.80堰長lw/m0.650.65板上液層高度hL/m0.060.06降液管底隙高度h0/m0.04980.0442浮閥數(shù)N/個3030等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)9.8510.78臨界閥孔氣速uoc/(m/s)10.3311.41孔

36、心距t/m0.0750.075同一豎排的孔心距單板壓降pa700液體在降液管內(nèi)停留時間/s46.914.58降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.060.06泛點率/(%)41.5536.00液相負荷上VSmax/(m3/s)0.5310.683霧沫夾帶控制氣相負荷下VSmin/(m3/s)0.1570.193漏液控制操作彈性3.383.54后面為提餾段八、塔附件設(shè)計8.1接管（1）進料管 (VS)F=0.0007745m/s 取uF=1.6m/s dF=0.02483m=24.83mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）：4（2）塔頂蒸汽出口管dv qv=取uv=18m/s 則dv=0.17

37、91m=179.1mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）：4（3）回流液管dRqR=取uR=2m/s 則 dR=0.01308m=13.08 mm經(jīng)圓整選取焊接鋼管（GB3091-93）:4（4）釜液排出管徑dwqw=取uw=0.6m/s 則 dw=34.76經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）:4（5）飽和蒸汽管徑ds0 加熱蒸汽壓力為0.5Mpa查=35.47kg/m34Vs0=Us0=25m/s ds0=0.02748m=27.48mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）:8.2人孔查化工容器表10-1人孔標(biāo)準(zhǔn)系列本設(shè)計塔設(shè)備為常壓容器，人孔取DN450mm.8

38、.3視鏡查化工容器表10-3視鏡標(biāo)準(zhǔn)系列 對于塔設(shè)備，視鏡取DN150mm.8.4吊柱查塔設(shè)備設(shè)計安裝在室外，無框架的整體塔設(shè)備，為了安裝及拆卸內(nèi)件，跟換或補充填料，需要在塔頂設(shè)置吊柱，吊柱的方位應(yīng)使吊住中心線與人孔中心線間有適合的夾角，使吊住的垂直線可以轉(zhuǎn)到人孔附近，以便從人孔裝入或取出塔內(nèi)件，查塔設(shè)備設(shè)計選取吊住標(biāo)準(zhǔn)，本設(shè)計吊住為立式材料為20#無縫鋼管，吊住與踏連接的襯板與塔體材料相同，質(zhì)量為500kg.8.5支座查化工機械設(shè)備本設(shè)計選用B型耳式支座重型，裙座與塔底焊接接頭采用對接，焊縫采用全熔透的連續(xù)焊。為防止風(fēng)載荷或地震載荷引起的彎矩造成塔翻倒，配置較多的地腳螺栓及具有足夠大承載面積

39、的基礎(chǔ)環(huán)，裙座高取2m.材料為Q235-B。8.6塔盤查化工原理塔徑DN800mm，采用分塊式塔盤，緊固件采用橢圓墊板及螺柱。8.7除沫器查過程設(shè)備設(shè)計在塔內(nèi)操作氣速較大時，會出現(xiàn)塔頂霧沫夾帶，這不但造成物料的流失，也使塔的效率降低，同時還有可能造成環(huán)境的污染。為了避免這種情況，需在塔頂設(shè)置除沫器裝置，從而減小液體的夾帶損失，確保氣體的純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作，本設(shè)計選用絲網(wǎng)除沫器。8.8法蘭的選取 進料管選用： HG20593 法蘭 PL400.25RF 釜液管選用： HG20593 法蘭 PL400.25RF 回流液管選用： HG20593 法蘭 PL800.6RF 塔頂上升蒸汽管：H

40、G20593 法蘭 PL4000.6RF九、主要輔助設(shè)備的計算及選型9.1原料液加熱器采用列管換熱器對原料液進行預(yù)熱，使其從60升到泡點溫度66.03，使用120飽和蒸汽作為加熱劑，出口為120飽和水。取定性溫度查化工工藝設(shè)計手冊水的定壓比熱甲醇的定壓比熱混合物的比熱： 求得： 查化工工藝設(shè)計手冊對于加熱器傳熱系數(shù)在10003400kcal/m2.h.之間，取K=1200kcal/m2.h.=1.395w/m2.k 采用管徑的列管換熱器，設(shè)備型號 查化工原理上冊附8飽和水蒸汽，120時r水=2205.2kJ/kg 蒸汽用量： 9.2釜液再沸器采用列管換熱器對釜液進行加熱，使其從104的液體汽化

41、為104的蒸汽，使用104的飽和蒸汽為加熱劑，出口為140的飽和水，查化工原理上附表8，用內(nèi)插法得，水的汽化熱為2248.08 kJ/kg，查化工原理上附表15，通過液體汽化潛熱共線圖得，甲醇的汽化熱為975 kJ/kg，已知釜液質(zhì)量分率XW=0.0288。 查化工工藝設(shè)計手冊對于再沸器傳熱系數(shù)為4800kcal/m2.h.。 取K=4800kcal/m2.h.=5.580w/m2.k 采用管徑的列管換熱器，設(shè)備型號 塔釜進氣管，選用查化工原理上冊附表8得140時:r水=2148.7kJ/kg 蒸汽用量： 9.3餾出蒸汽冷凝器采用列管換熱器對塔頂蒸汽進行換熱冷凝，使其從66.03的蒸汽冷凝為6

42、6.03的液體，使用10的水作為冷凝劑，出口溫度為50。查化工原理上附表8，用內(nèi)插法得，水的汽化熱為2343.4 kJ/kg，查化工原理上附表15，通過液體汽化潛熱共線圖得，甲醇的汽化熱為1098kJ/kg，已知釜液質(zhì)量分率WD=0.972。 查化工工藝設(shè)計手冊對于冷凝器傳熱系數(shù)在5001500kcal/m2.h.。 取K=800kcal/m2.h.=0.930w/m2.k 采用管徑的列管換熱器，設(shè)備型號 查化工原理上附錄5可得 ：50時， 冷卻水的用量為： 9.4產(chǎn)品冷卻器 采用列管換熱器對產(chǎn)品進行冷卻，使冷卻后的產(chǎn)品從66.03降為20，采用10的水作為冷卻劑，出口溫度為30。 定性溫度為

43、： 查化工原理上附錄5可得 30時 查化工工藝設(shè)計手冊 甲醇的定壓比熱 混合物的比熱： 查化工工藝設(shè)計手冊對于冷卻器傳熱系數(shù)為12002440kcal/m2.h.。 取K=1200kcal/m2.h.=1.395w/m2.k 采用管徑的列管換熱器，設(shè)備型號十 塔體附件工藝尺寸的確定10.1筒體工藝尺寸的確定 本設(shè)計中精餾塔的塔徑為0.8m，由于一般直徑超過400mm時，常采用鋼板卷作筒體，其公稱直徑是指筒體的內(nèi)徑，查內(nèi)壓圓筒體器壁厚度表可知筒體壁厚度為4mm。10.2封頭的設(shè)計 封頭常見的形式有半球形、橢圓形、圓錐形和平板形， 其中標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭無論是幾何形狀或受力狀態(tài)都比較好，制造難度又不大，

44、所以本設(shè)計采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭。大多數(shù)橢圓形封頭的壁厚與筒體壁厚相等。因此本設(shè)計中采用的封頭厚度為4mm，由公稱直徑為800mm，查得曲面高度h1 = 200mm，直邊高度h0 = 25mm，內(nèi)表面積F = 0.7566m2，容積V = 0.0796m3，質(zhì)量為23.79kg。10.3裙座 塔頂采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，在塔設(shè)備的支撐中廣泛應(yīng)用，為了制作方便，一般采用圓筒型裙座。裙座的座圈高度一般由工藝決定，有再沸器時為35m，無再沸器是為2m左右，所以本設(shè)計選擇裙座高度為2m。由于裙座內(nèi)徑=800mm，故裙座壁厚取12mm。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑 Dbi =8002120.3

45、1000 = 524mm 基礎(chǔ)環(huán)外徑 Db0 =8002120.31000 = 1124mm 經(jīng)圓整后取Dbi = 600mm Db0 = 1100mm十一 設(shè)計結(jié)果物料衡算結(jié)果表10表10序號項目符號單位數(shù)值備注1塔頂摩爾分數(shù)0.8982塔頂平均摩爾質(zhì)量30.6127.82氣相液相3塔頂流量18.364進料摩爾分數(shù)0.1585進料液平均摩爾質(zhì)量23.85220.24氣相液相6進料流量123.527塔釜摩爾分數(shù)0.02888塔釜平均摩爾質(zhì)量19.4418.42氣相液相9塔釜產(chǎn)品流量105.16精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果表11序號項目符號單位精餾段提餾段備注1每層塔板壓降0.72平均壓力109.2119.43平均溫度75.0089.554平均粘度0.3320.31355液相平均摩爾質(zhì)量84.29100.416氣相平均摩爾質(zhì)量27.2324.037液相平均密度830.595921.158氣相平均密度1.030.869平均表面張力37.9756.38 浮閥塔板工藝設(shè)計結(jié)果表12序號項目符號單位數(shù)值備注1堰長0.52精餾段和提餾段塔徑、堰高、降液管底隙高度進行統(tǒng)一圓整，以便加工。2堰高0.05540.05023弓形降液管界面積0.0344弓形降液管寬度0.0965降液管底隙高度0.04980.04426橫排孔心距0.0757排間距0.0658浮閥數(shù)13030