甲醇-水精餾塔

合肥學(xué)院HefeiUniversity化工原理課程設(shè)計(jì)題目：甲醇一水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)系 別： 生物與環(huán)境工程系專 業(yè)：14生工（2）班學(xué)號： 姓名： 指導(dǎo)教師： 于宙老師 2016年12月18日目錄一、前言 錯(cuò)誤!未定義書簽。TOC\o"1-5"\h\z1.1精餡塔對塔設(shè)備的要求 -5 -1.2常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)的選型 -6 -二、 設(shè)計(jì)任務(wù)書要求及流程的確定和說明 -8 -2.1設(shè)計(jì)名稱 -8 ----16-16---設(shè)計(jì)思路 -10 -2.5設(shè)計(jì)流程 -10 -三、精餾塔的工藝計(jì)算 -10 -3.1精餾塔的物料衡算 -10 -3.2求最小回流比R皿詛 -11 -3.3理論板數(shù)NT的計(jì)算以及實(shí)際板數(shù)的確定 -14 -3.4全塔效率 -14 -3.5實(shí)際塔板數(shù)N -15-四、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算 -15-4.1操作壓強(qiáng)Pm 4.2操作溫度fm 4.3平均分子量Mm 4.4平均密度Pm 液體表面張力^m 4.6液體粘度"Lm TOC\o"1-5"\h\z五、主要工藝尺寸計(jì)算 -20 -塔徑 -20 -5.2溢流裝置的確定 -22 -5.3塔板布置 -24 -5.4浮閥數(shù)目及排列 -24 -5.5精餾塔有效高度的計(jì)算 -27 -六、 流體力學(xué)校核 -28-6.1氣相通過浮塔板的壓力降 -28 -6.2液泛的驗(yàn)算 -30 -6.3霧沫夾帶七的驗(yàn)算 -31 -6.4漏液驗(yàn)算 -33 -七、 塔板負(fù)荷性能圖 -33 -7.1以精餾段為例 -33 -7.2以提餾段為例 -36 -八、塔附件設(shè)計(jì) -40-接管 -40 -人孔 -42 -視鏡 -42 -支座 -42 -塔盤 -43 -8.6除沫器 -43 -8.7法蘭的選取 -43 -九、 主要輔助設(shè)備的計(jì)算及選型 -43 -9.1原料液加熱器 -43 -9.2釜液再沸器 -44 -9.3餾出蒸汽冷凝器 -45 -9.4產(chǎn)品冷卻器 -46 -+塔體附件工藝尺寸的確定 -47 -10.1筒體工藝尺寸的確定 -47 -10.3裙座 -48 -十一設(shè)計(jì)結(jié)果 -48 -物料衡算結(jié)果表10 - 48 -精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果 -49 -浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果 -50 -十二、結(jié)束語 -51 -參考文獻(xiàn) -52 -十三、附錄 -54 -致謝 錯(cuò)誤!未定義書簽。一、前言塔器作為汽-液和液-液進(jìn)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(xì)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精餡塔對塔設(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(dòng)。（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(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)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(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。（5） 結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)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常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)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(diǎn)。所以在此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)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(diǎn)是：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%?40%，與篩板塔接近。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(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。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(shí)間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)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(jià)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(yàn)越來越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。本次課程設(shè)計(jì)主要設(shè)計(jì)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(jì)書介紹的是浮閥塔的設(shè)計(jì)，其中包括設(shè)計(jì)方案的確定、塔主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算。二、設(shè)計(jì)任務(wù)書要求及流程的確定和說明2.1設(shè)計(jì)名稱甲醇-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)2.2設(shè)計(jì)條件（1） 操作條件1） 塔頂壓力4KPa（表壓）2） 進(jìn)料熱狀態(tài)：飽和液體進(jìn)料（q=1）3） 回流比R=2R.min4） 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M0.7KPa（2） 塔板類型浮閥塔（F1型）（3） 每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。（4） 廠址廠址：安徽省合肥市2.3設(shè)計(jì)任務(wù)完成精餡塔的工藝設(shè)計(jì)，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型，繪制精餡塔裝配圖，編寫設(shè)計(jì)說明書。設(shè)計(jì)內(nèi)容包括:1、 精餾裝置流程設(shè)計(jì)與論證2、 浮閥塔內(nèi)精餾過程的工藝計(jì)算3、 浮閥塔主要工藝尺寸的確定4、 塔盤設(shè)計(jì)5、 流體力學(xué)條件校核、作負(fù)荷性能圖6、 主要輔助設(shè)備的選型四、設(shè)計(jì)說明書內(nèi)容1、 目錄2、 概述（精餾基本原理）3、 工藝計(jì)算4、 結(jié)構(gòu)計(jì)算5、 附屬裝置評價(jià)6、 參考文獻(xiàn)7、對設(shè)計(jì)自我評價(jià)2.4設(shè)計(jì)思路首先，甲醇和水的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)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(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)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(gè)過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)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(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成甲醇和水的分離。2.5設(shè)計(jì)流程甲醇一水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)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、精館塔的工藝計(jì)算3.1精餡塔的物料衡算（1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率已知：進(jìn)料液中甲醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為25%，產(chǎn)品要求塔頂餾出液中水的質(zhì)量分?jǐn)?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密度沸點(diǎn)比熱容黏度熱導(dǎo)率表面水HO218.029981004.1831.0050.59972.8甲醇CHOH332.04791.864.72.500.590.21222.6由化工物性參數(shù)手冊有機(jī)卷P584查得:甲醇的摩爾質(zhì)量：MA=32.04kg/kmol水的摩爾質(zhì)量：MB=18.02kg/kmol所以，進(jìn)料組成：0.25/32.04x= =0.158F0.75/18.02+0.25/32..04餾出液組成：x- 0.95/32.04 =0914D0.05/18.02+0.95/32.04 *釜液組成：0.05/32.04x= =0.00288W0.95/18.02+0.05/32.04進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量M=0.158x32.04+(1-0.158)x18.02=20.235kg/kmol所以，F(xiàn)=18000X1000=123.55kmol/h24x300x20.2353.2求最小回流比R.min3.2.1相對揮發(fā)度a的計(jì)算1）根據(jù)全塔的物料衡算計(jì)算結(jié)果\=0.898、xf=0.158、%w=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(jìn)料版的溫度：2）查《化工原理》教材P335頁液體飽和蒸汽Po壓安托因常數(shù)可知，在泡點(diǎn)進(jìn)料溫

度下，即t=75.48oC時(shí)，其安托因常數(shù)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B 1574.99lgP°=A-——=7.19736 =2.32，即Po=208.93kpa甲醇lgP°=A-即Po=208.93kpa甲醇lgP°=A---Be=7.07406-1657.46 1” =1.74，83.97+227.02即p°=54.95kpa水由上式可得a=P甲醇=紋=3.80

p° 94.95由上式可得水3.2.2求最小回流比Rmin表2常壓下甲醇-水的氣液平衡表液相甲醇摩爾分?jǐn)?shù)(x)氣相甲醇摩爾分?jǐn)?shù)(y)T/°C001000.020.13496.40.040.23493.50.060.30491.20.080.36589.30.10.41887.70.150.51784.40.20.57981.70.30.665780.40.72975.3

0.50.77973.10.60.82571.20.70.8769.30.80.91567.50.90.958660.950.979651164.5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："罕。?頃，在x-y圖中x-y圖對角線上自點(diǎn)F作出q線，該線與相平衡線y=―竺一=3.80x (a)的交點(diǎn)1+(a-1)x 1+2.80x坐標(biāo)為P(0.158,0.529)，此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。最小回流比計(jì)算式:操作回流比取最小回流比的2倍，則R=2R.=1.993.3理論板數(shù)NT的計(jì)算以及實(shí)際板數(shù)的確定1） 塔的汽、液相負(fù)荷2） 求操作線方程精餾段操作線方程： J=-^x+二=0.666x+0.300n+1R+1 R+1提餾段操作線方程為：J=旦x-土=2.923x-0.0554n RR R3） 逐板計(jì)算法求理論板層數(shù)由y=W得x=土第一塊板時(shí)y=XD=0.89810X<X以下為提餾段J=2.923X-0.05546F N+1 N0X<X .??理論上達(dá)到設(shè)計(jì)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(jìn)料板，提餾段理論板數(shù)為8。3.4全塔效率求得塔平均溫度由進(jìn)料組成：根據(jù)三3.1（1）的結(jié)果t=66.03oC、t=95.12oC，求得塔平均溫度為:66.03+為:66.03+95.12

2=80.595°C查文獻(xiàn)得甲醇粘度計(jì)算公式：lg四=A-A,A=555.30B=260.64TB則該溫度下甲醇粘度為：lg四=55303-5%3°n四=0.0662mPa-s80.595260.64根據(jù)化工數(shù)據(jù)手冊無機(jī)卷P21水在不同溫度下的特性參數(shù)表，查得在80°C和81°C時(shí)的粘度為r=0.3565，r=0.3521，(80.575-80)x(0.3521-0.3565)81-80由內(nèi)差法求得：u水= +0.356581-80P=七xr甲醇+(1-七)r水=0.158x0.2662+G-0.158)x0.3540=0.3401m兒-.sEt=0.49(XR)一°?245=0.49x(3.80x0.3401>0.245俐46.0%3.5實(shí)際塔板數(shù)N精餾段：N精=嘉總11（層） 提餾段：N提=金總18（層）故實(shí)際塔板數(shù)：N=11+18=29（層）四、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算4.1操作壓強(qiáng)?塔頂操作壓力：PD=4+101.3=105.3kPa每層板的壓降為0.7kPa，則進(jìn)料板的壓力為：Pf=11x0.7+105.3=113/。塔底壓力為： 匕=P+18x0.7=125.6kPa則精餾段平均操作壓力為：P =Pd+Pf=105.3+113=109.15kP。m（精） 2 2

提餾段平均操作壓力為：P =Pf+Pw=113+125.6=119.3kPam提） 2 119.34.2操作溫度。之前已經(jīng)求得，得到塔頂：七=66.030C,進(jìn)料板溫度tF=83.970C，塔底：W=95.120C,提餾段的平均溫度:則精餾段的平均溫度：t=1t^F=電03+83.97=75.000C，提餾段的平均溫度:m，精2 2tm，tm，提83.97+95.122=89.550C。4.3平均分子量Mm（1）塔頂：XD（1）塔頂：XD=y1=0.898由相平衡方程y=商九'可得出T0.699（2）進(jìn)料板：x（2）進(jìn)料板：x「=0.158,由相平衡方程y=—竺一，可得出y=0.4161+（a-1）x f（3）塔底:xw-。.。288,由相平衡方程y（3）塔底:xw-。.。288,由相平衡方程y=a ，1+（a一1）x可得出y=0.101W則精餾段平均分子:MVm（精）30.61+23.852=27.23kg/kmol提餾段平均分子:MVm（提）提餾段平均分子:MVm（提）23.85+19.44=21.645kg/kmol4.4平均密度Pm4.4.1氣相密度pmV4.4.2液相密度4.4.2液相密度PLm已知由三計(jì)算得:tD=66.03Ct「83.97Ctw=95.15C表3甲醇和水的液相密度性質(zhì)溫度（°C）406080100120甲醇,kg/m3783.5761.1737.4712.0684.7溫度（C）6570808595 100水,kg/m3980.59977.81971.83968.65961.92 958.38（1）塔頂平均密度的計(jì)算根據(jù)化工物性數(shù)據(jù)手冊有機(jī)卷P567和無機(jī)卷P12甲醇和水的液相密度性質(zhì)，由內(nèi)插法得:已知塔頂：七如94已知塔頂：七如94aB=0.06（a為質(zhì)量分率）由1a由1a+aLmD LALB0.94 0.06 + 753.95979.83得p =764.53Kg/m3；LmD（2）進(jìn)料板平均密度的計(jì)算同上，由內(nèi)插法可得進(jìn)料板溫度下對應(yīng)的甲醇和水的液相密度：tD-80p-737.4 =——LA nP=732.36Kg/m3100-80712.0-737.4la &tD-80 o-971.83 =——LB np=969.14Kg/m385-80968.65-971.83la

已知加料板液相組成：氣―0.25a=0.75由上=-a^+您=_°2L+-075 得p =896.66Kg/m3；PLFP認(rèn)Plb732.36969.14即 6塔釜平均密度的計(jì)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：P=718.20Kg/m3LAP=961.67Kg/m3LB已知塔釜液相組成aA=0.05aB=0.95由=土+&=0.05+0.95得p =945.64Kg/m3；PlwPAPlb 718.20961.67 Lmw 6（4）故精餾段平均液相密度:PLm（4）故精餾段平均液相密度:PLm(精)764.53+896.662=830.595Kg/m3提餾段平均液相密度：P=896.66+”對4=931.15Kg/m3Lm（提） 24.5液體表面張力°m根據(jù)化工物性參數(shù)手冊有機(jī)卷P588，無機(jī)卷P24查得甲醇和水的液體表面張力，其部分?jǐn)?shù)據(jù)如下表：表4甲醇和水的液體表面張力溫度406080100120甲醇，mN/m19.6717.3315.0412.8010.63

溫度60708090100水，mN/m66.0764.3662.6960.7958.91b=Uxioi 由內(nèi)插法得:mi=1ba頂=16.64,b頂=65.13,ba進(jìn)=1440,bB進(jìn)=61.85,b^廣=12.59,bB廣=59.772159+5435則精餾段平均表面張力：bm（精廣一2—=37.97/m提餾段平均表面張力:bm提餾段平均表面張力:bm（提）54.35+58.412=56.38mN/m4.6液體粘度HLm根據(jù)化工物性參數(shù)手冊有機(jī)卷P584以及無機(jī)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)表由溫度（°C）406080100120內(nèi)插甲醇（mP.s）0.4390.3440.2770.2280.196法溫度（C）666783849596得:水（mP.s）42.9342.3334.3633.9529.9429.62H頂=0.324,H頂=0.435,H、=0.262,H、=0.341,H=0.240,H=0.300

故精餡段平均液相粘度.顧（故精餡段平均液相粘度.顧（精）°.335+°.329=0.332恤?s提餡段平均液相粘度RLm（提）°.329+°.298=0.3135*。?s4.7精餾塔的氣液相負(fù)荷1.精餡段:2.提餡段:五、主要工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑參考有關(guān)資料，初選板間距Ht=0.40m，取板上液層高度七二0.06m，則可得:氣-七二0.40-0.06=0.34m精餡段塔徑的計(jì)算:L—SVS)L—SVS)1/20.00029(830.595\= x0.4031.03)1/2=0.020查史密斯關(guān)聯(lián)圖如下:史密斯關(guān)聯(lián)圖求得其橫坐標(biāo)為0.020，則可得求得其橫坐標(biāo)為0.020，則可得C20=0.067，校核至物系表面張力為37.97mN/m時(shí)的C，即:C=C\0.2=0.067C=C\0.2=0.067x(37.97M2I20)=0.074umaxu=CmaxP-P5 1921.15-0.86umaxu=CmaxP-P5 1921.15-0.86J—=0.08x』PV0.86=2.61m/s=0.Q74xI830,595"1—=2.1m/s\ 1.03可取安全系數(shù)0.70,則u=0.70w=0.70x2.1=1.61m/smax故 D二件匕=0.59m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整成0.8m。提餡段塔徑的計(jì)算：Lfp丫/20.000933<925.15)1/2nnoVIpJ0.384 "0.86Js'V7查圖可得C2O=0.070校核至物系表面張力為57.6mN/ni時(shí)的C,即(aA0.2 (5638V2=0.08C=C— =0.07x改蘭=0.08201^20) "20J可取安全系數(shù)為0.7(安全系數(shù)0.6—0.8),則u=0.70w=0.70><2,61=1.8m/smax故D'=i^C=0.53m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整成0.8m。\'nuJT塔截面積A=-O2=3.14+4x0.82=0.5024^24精餡段空塔氣速為：u=1.61m/s

提餾段空塔氣速為：u=1.80m/s5.2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(jì)體系采用單溢流、弓形降液管。（1） 溢流堰長婦因單溢流取lW=（0.6-0.8）D，故取堰長婦為0.65D，即）=0.65x0.8=0.52m（2） 出口堰高h(yuǎn)w:hw=、-h^由l/D=0.52/0.8=0.65；查《化工原理物性手冊》圖計(jì)算可知：E取1w因n3600x0.00029=2.07m3/(mh)<3m3/(mh)l0.52w精餾段：hOW2.84精餾段：hOW2.84/L\ E-s1000"l)世x1x[3600x0.00029]21000 " 0.52 )=0.0046m因溢流堰高h(yuǎn)w一般取0.05-hgMhwM0.10-h^，故h^=0.06-0.0046=0.0554m；提餾段：h^W空提餾段：h^W空EfL｝；1000"lw)土x1xf3600x0.00093『1000 " 0.52 )=0.0098m同理取h=0.06-0.0098=0.0502m；w⑶降液管的寬度七與降液管的面積七

由l/D=0.65查《化工原理》圖“弓形降液管的寬度與面積”，W圖3弓形降液管的寬度與面積得：WJD得：WJD=0.120Wd=0.12D=0.12Wd=0.12D=0.12x0.8=0.096m，液體在降液管中停留時(shí)間以及降液管面積的檢驗(yàn):精餾段:0.034x0.40 =46.90s（>5s，符合要求）0.00029提餾段:…AHL0.000933s'0.034x0.40 —好人曲 =14.58（＞5s，符合要求）0,2Q.T巾一皿0.050.040,2Q.T巾一皿0.050.040.030.50.3O1（K40.50?昨 7O.S IOUZZ>(4)降液管底隙高度ho因h=h—(0.006?0.012)，不宜小于0.02?0.025,故取液體通過降液管底隙ow則取h=0.06降液管底隙高度為：w精餾段：h二h「0.006=0.0554—0.006=0.0498提餾段：h=h—0.006=0.0502—0.006=0.0442降液管底細(xì)隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保證降液管底部的液封。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，Ws=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。Wc=0.06一一一~ 一j 兀一x開孔區(qū)面積A=2x】R2-x2+--—R2sin-ir故經(jīng)計(jì)算得： A=2xjR2—x2+-R2sin-iRR5.4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(jì)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=0.5251m3/s已知，由于閥孔直徑d0=0.039m，因而塔板上浮閥數(shù)目n就取決于閥孔的氣速u0°〃_口，浮閥在剛?cè)_時(shí)操作，取閥孔動(dòng)能因子 F。=10V精餾段:一，， F10孑1速u=.0二. =9.85。'：PV'1.03V,m浮閥數(shù)0.403提餾段:孔速u=OV 5" 人N=—s—= =34.23總34（個(gè)）兀 3.14/4x0.0392x9.85—d2U10= =10.78m/sv0.86閥數(shù)n=匕= 0384 =30.1-30（個(gè)）土d2U 3.14/4X0.0392X10.784O塔板按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為300?900mm時(shí)，一般采用整塊式；塔徑超過800?900mm時(shí)，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800?2400mm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/mm800-1200mm1400-1600mm 1800-2000mm 2200-2400mm塔板分塊數(shù)本設(shè)計(jì)采用單溢型塔板，塔徑D=8000mm>=800mm，故采用整塊式。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(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)際30個(gè)0.403按n=30，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)0.403精餾段：u= s——= —'J =9.85m/s0jd0N3.14/4x0.0392x30F=9.85x日應(yīng)=9.71 仍在9?12范圍內(nèi)。0.384精0.384提餾段：u= s——= s*' =10.72m/s0 §d0N3.14/4x0.0392x30F^=10.72x、.a86=10.56仍在9?12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(jì)要求。每層塔板上的開孔面積：精餾段：氣=0.0713x0.162=0.0116m2提餾段：氣=0.0713x0.205=0.0116m25.5精餡塔有效高度的計(jì)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(shí)還可節(jié)省破沫裝置。塔頂空間高度HD一般取1.0?1.5m,塔徑大時(shí)可適當(dāng)增大。本設(shè)計(jì)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(fù)荷，從而增加全塔的造價(jià)。板間距與塔徑的關(guān)系，應(yīng)通過流體力學(xué)驗(yàn)算，權(quán)衡經(jīng)濟(jì)效益，反復(fù)調(diào)整，作出最佳選擇。根據(jù)《化工原理設(shè)計(jì)》表4-1板間距與塔徑的關(guān)系，塔徑為800?1600mm時(shí)，板間距為300?450mm，此設(shè)計(jì)選用板間距為400mm。3）開有人孔的板間距HT'人孔直徑一般為450?500mm，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8?10塊板設(shè)置一個(gè)人孔。由前面計(jì)算得到，實(shí)際塔板數(shù)為29，中間共設(shè)3個(gè)人孔。進(jìn)料板空間高度HF進(jìn)料段空間高度HF取決于進(jìn)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(jìn)料直沖塔板，常在進(jìn)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。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10?15min的儲量，以保證塔底料液不致排完。此處取1.6m左右。塔體總高度H塔體總有效高度：H=H+(N-2-S)H+SH'+H+H=1.0+(29-2-3)X0.4+3X0.45+1.0+1.5=14.45mD TTFB六、流體力學(xué)校核6.1氣相通過浮塔板的壓力降由h=h+h+h知pcfb6.1.1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(yàn)公式求取hc。閥全開前（u<u)h=19.9c PL（1）閥全開后（u>u)h=5.34也。2c 2PLg（2）令h=5.34Pl"。2=2PLg19.9u，得PL精餾段：u=182^^-—=1^25^03=10.33m/s，因?yàn)閡°<u,故V .h=19.9U^=19.9x9,85°'175=0.036m液柱830.595L提餾段： u=[8窯保4=1鏘”J=11.41m/s，因?yàn)閡<u，故oc1.825'P 弋'0.86 °oVh=19.9^0175=19.9xW.780」75=0.033m液柱921.15L6.1.2液層阻力x0取充氣系數(shù)數(shù)￡0=0.5，則精餾段：h「Eh廣0.5x0.06=0.03秫液柱提餾段：h「Eh廣0.5x0.06=0.03m液柱6.1.3液體表面張力所造成阻力hQ

據(jù)國內(nèi)普查結(jié)果得知，常壓和加壓塔中每層浮閥塔板壓降為260?530Pa，而通過每塊減壓塔塔板的壓降約為200Pa,%很小，計(jì)算時(shí)可以忽略不計(jì)。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：h二0.036+0.03=0.066m提餾段：h二0.033+0.03=0.063m1）精餾段每層塔板壓降板壓降為：AP=hpg=0.066x830.595x9.81=535.8P（＜0.7KP，符合設(shè)計(jì)要求）。pPL a a2）提餾段每層塔板壓降板壓降為:AP=hpg=0.063x921.15乂9.81=596.4P（<0.7KP，符合設(shè)計(jì)要求）。pPL a a6.2液泛的驗(yàn)算其中為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度符合%<^（HT+h）,其中H=h+h+h。dpLd精餾段：由前計(jì)算知h二0.066m,取4=0.5,板間距今為0.40m,h二0.0554m,4（%+h）二0.5x（0.40+0.0554）=0.2277m又?塔板上不設(shè)進(jìn)口堰，則hd=0.153f=hd=0.153f=0.153xk0.000410.462x0.0478A2=0.000053m板上液層高度h=0.06m,得：

LHd=0.066+0.06+0.000053=0.126m由此可見：%<^(HT+h「，符合要求，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。提餾段：由前計(jì)算知hp=0.063m,取4=0.5，板間距今為0.40m,h=0.0502m,4(%+h)=0.5x(0.40+0.0502)=0.2251m又。塔板上不設(shè)進(jìn)口堰，則]aim/LY [0.000933)2nh=0.153—l=0.153x =0.00025md[lh°) "0.52x0.0442)板上液層高度h=0.06m,得:LHd=0.063+0.06+0.00025=0.1238m由此可見：Hd<4(Ht+h「，符合要求，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。6.3霧沫夾帶七的驗(yàn)算精餾段：e=5.7x10-6精餾段：e=5.7x10-6ub(\

u a H—hXT"3.25.7x10-6 x37.97x10-3(0.403/(0.5024-0.034)\3.2I0.40-0.03 )=0.0022kg液/kg氣由上式可知％<0.1kg液/kg氣。浮閥塔也可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊。提餾段：e=5?7x10-6ubr\u a

H-hXTf>3.25.7x10-提餾段：e=5?7x10-6ubr\u a

H-hXTf>3.25.7x10-6 x56.38x10-30.384/(0.5024—0.034)\0.40-0.03由上式可知e^<0.1kg液/kg氣。浮閥塔也可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊。泛點(diǎn)率二+1.36吐KCAx100%l廣D-2W=0.8-2x0.096=0.608mA廣At-2A廣0.5024-2x0.034=0.4344m式中七——板上液體流經(jīng)長度，m；A 板上液流面積，m2；Cf——泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，取0.08；K——特性系數(shù)，取1.0。0.403x1.033.2=0.00128kg液/kg氣泛點(diǎn)率(精)830.595-1.03+1.36x0.00029x0.6081.0x0.08x0.4344=41.55%泛點(diǎn)率<80%,符合要求。1.0X0.08X0.43440.384x；——086——+1.36x0.000933x0.608泛點(diǎn)率（提）=邱21」5一0.86=36.00%1.0X0.08X0.4344泛點(diǎn)率＜80%,符合要求。6.4漏液驗(yàn)算取F0=5作為控制漏液量的操作下限取F0=5作為控制漏液量的操作下限七、塔板負(fù)荷性能圖7.1以精餾段為例沫夾帶線以〈二0.1kg液/kg氣為限，求V-L關(guān)系如下由e=57冬（_±_）3.2vbl%-七h(yuǎn)=0.0554h=世h=世X1X

ow1000I0.52）2/3=1.03L2/3shf=2.5x（0.0554+1.03L2/3）=2.58L2/3+0.1385整理得V=0.94-9.24L2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果見表7表7Lsm3!s 0.0002 0.001 0.002 0.003 0.004Vsm3/s 0.8908 0.8476 0.793 0.7495 0.7077.1.2液泛線令七=中(%+h)由H=h+h+h;h=h+h+h;h=&h;h=h+hdpLdpc1b1 LLwow聯(lián)立得^Ht+(甲—8—1)h=(P+1)h+h+hd+hb由此確定液泛線方程。①(H+h)=5.34-^^L+0.153(-￡^)2+(1+s)[h+^^?E(3600Ls)2/3]

twp?2g Lh ow1000'l7JL w0 w由于物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而且u°=疽一° —d2N40取E=1,e=0.5,O=0.5由 hL=h+h 貝0hW=hL—hOW=0.06—1.03Ls2/3綜上所計(jì)算整理得V2=0.538-891.9L2-1.98L2/3S S S

相應(yīng)的V和L值如下表8ss表8L，m3/s0.00020.0010.0020.0030.004V,m3/s0.5310.5170.5030.4890.4747.1.3液相負(fù)荷上限線求出上限液體流量L值（常數(shù)）以降液管內(nèi)停留時(shí)間t=5，則LS,maxHLS,maxHtXA￡t0.40x0.0345=0.0027m3/s7.1.4漏液線精餾段：V=—d2Nusmin4 00min7.1.5液相負(fù)荷下限線若操作的液相負(fù)荷低于此線時(shí)，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h^=0.006m，根據(jù)勺「計(jì)算式求L的下限值284L 一 E[-smi^]2/3=0.006，取E=11000lw

(0.006x1000)、2.84x1.02/L=S,max2/3x^(0.006x1000)、2.84x1.02/L=S,max3600經(jīng)過以上流體力學(xué)性能的校核可以將精餾段塔板負(fù)荷性能圖劃出。（見后面）7.2以提餡段為例7.2.1霧沫夾帶線貝J有：V=0.93-27.6L相應(yīng)的V和L值如下表9Ls,m3/s0.00020.0010.0020.0030.004V，m3/s0.9240.9020.8750.8470.8207.2.2液泛線令",=中(Ht+h)由H=h+h+h;h=h+h+h;h=ph;h=h+hdpLdpc1b1 LLwow聯(lián)立得叫+(甲-P-1)h=(P+1)h+h+氣+h^忽略h，將h與L,h與L,h與V的關(guān)系式代入上式，并整理得b owSdScS式中 a'=1.91x105 PvpLxN2將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故V2=0.758-1462.8L2-5.2L仃在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出匕值，計(jì)算結(jié)果列于下表8：相應(yīng)的V和L值如下表10表10Ls,m3/s0.00010.0010.0030.0050.007V，m3/s0.7470.7050.6700.6400.6047.2.3液相負(fù)荷上限線以0=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由L =土%得s，max T據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線.7.2.4漏液線提餾段:V.=：d02Nu0.7.2.5液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度h=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得ow取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。7.3負(fù)荷性能圖及操作彈性由圖知（1） 從塔板負(fù)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(diǎn)P，處在適宜操作區(qū)的位置，說明塔板設(shè)計(jì)合理。（2） 因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)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(fù)荷性能圖中查得氣相負(fù)荷上限Vsmax，氣相負(fù)荷下限Vsmin，所以可得精餾段操作Vsmax=0.531m3/s,Vsmin=0.157m3/s操作彈性二Vsmax/Vsmin=3.38提餾段操作Vsmax=0.683m3/s,Vsmin=0.193m3/s操作彈性二Vsmax/Vsmin=3.54塔板的這兩操作彈性在合理的范圍（3?5）之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的?，F(xiàn)將塔板設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總?cè)绫?1表11項(xiàng)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H/mT0.40.4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l/m0.650.65板上液層高度h/mL0.060.06降液管底隙高度h/m00.04980.0442浮閥數(shù)N/個(gè)3030等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)9.8510.78臨界閥孔氣速uj(m/s)10.3311.41孔心距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(shí)46.914.58間/s降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.060.06泛點(diǎn)率/(%)41.5536.00液相負(fù)荷上VSmax/(m3/s)0.5310.683霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷卜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(jì)8.1接管進(jìn)料管(V)=^^=123'52乂20'24=0.0007745m/s 取u=1.6m/sSFP3600x896.66 FF,\4V~d二，一s=0.02483m=24.83mmF以uLF經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GB8163-87)：^32x2.5⑷塔頂蒸汽出口管dvq=VM〃=5490x30.61=0.4532履/svPVx3600 1.03x3600兀x18取u=18m/s 貝則d=J4x0.4532兀x18經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GB8163-87)：^200x5⑷回流液管dRq=LMlf=狐54x20.24=0.0002687m3/sRplx3600764.53x3600取UR=2m/s則d=0.01308m=13.08mmR經(jīng)圓整選取焊接鋼管(GB3091-93)挪14x0.5⑷釜液排出管徑dWM =WM =105」6x似42=0.0005690m3/sq= wwpWx3600945.64x3600兀x0.6取七二0.漩八 則1二.；4x0.0005690=0.03476=兀x0.6經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GB8163-87)挪38x0.5⑷飽和蒸汽管徑ds0加熱蒸汽壓力為0.5岫查P水=35.47"3⑷V=性水=105」6x18=0.01482m3/ss0 p35.47x3600水U0=25m/s d0=0.02748m=27.48mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GB8163-87)挪32x0.58.2人孔查《化工容器》表10-1人孔標(biāo)準(zhǔn)系列本設(shè)計(jì)塔設(shè)備為常壓容器，人孔取DN450mm.8.3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(jì)》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(bǔ)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(jì)》選取吊住標(biāo)準(zhǔn)，本設(shè)計(jì)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(jī)械設(shè)備》本設(shè)計(jì)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DNN800mm，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(jì)》在塔內(nèi)操作氣速較大時(shí)，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(shí)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(jì)選用絲網(wǎng)除沫器。8.8法蘭的選取進(jìn)料管選用：HG20593法蘭PL40—0.25RF釜液管選用：HG20593法蘭PL40—0.25RF回流液管選用：HG20593法蘭PL80—0.6RF塔頂上升蒸汽管：HG20593法蘭PL400—0.6RF九、主要輔助設(shè)備的計(jì)算及選型9.1原料液加熱器采用列管換熱器對原料液進(jìn)行預(yù)熱，使其從60°C升到泡點(diǎn)溫度66.03°C，使用120°C飽和蒸汽作為加熱劑，出口為120C飽和水。取定性溫度t=60+66.03=63.02oc2查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》水的定壓比熱CPH》=4.192kJ/kg-°CPH20甲醇的定壓比熱CPCHOH=3.132kJ/kg-C混合物的比熱：=0.158x3.132+(1-0.158)x4.192=4.025kJ/kg-C求得：查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》對于加熱器傳熱系數(shù)在1000—3400kcal/m2.h.C之間，取K=1200kcal/m2.h.C=1.395w/m2.kAt2=T-11=120-60=60CC采用小=25x2.5管徑的列管換熱器，設(shè)備型號BEMDN4001^1.21^1I0.1 25查《化工原理》上冊附8飽和水蒸汽，120C時(shí)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(jìn)行加熱，使其從104C的液體汽化為104C的蒸汽，使用104C的飽和蒸汽為加熱劑，出口為140C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2248.08kJ/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975kJ/kg,已知釜液質(zhì)量分率X=0.0288。W查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》對于再沸器傳熱系數(shù)為4800kcal/m2.h.°C。取K=4800kcal/m2.h.C=5.580w/m2.k采用4=25x2.5管徑的列管換熱器，設(shè)備型號BEMDN40^1.^14.^21I0.56 25塔釜進(jìn)氣管d=(98x0.022=0.198m，選用4219x6查《化工原理》上冊附表8得140C時(shí)：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(jìn)行換熱冷凝，使其從66.03C的蒸汽冷凝為66.03C的液體，使用10C的水作為冷凝劑，出口溫度為50C。查《化工原理》上附表8，用內(nèi)插法得，水的汽化熱為2343.4kJ/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W=0.972。D%=T1-12=66.03-50=16.03C攵2=T-11=66.03-10=56.03CA At-At 56.03-16.03At= —i= —=32.0Cm At 56.03In―2 In At16.031查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》對于冷凝器傳熱系數(shù)在500—1500kcal/m2.h.°C。取K=800kcal/m2.h.C=0.930w/m2.k采用4=19x2.5管徑的列管換熱器，設(shè)備型號BEMDN5001696.8151I0.1 19查《化工原理》上附錄5可得：50C時(shí)，Cpg=4.174kJ/kg-kPH2°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(jìn)行冷卻，使冷卻后的產(chǎn)品從66.03C降為20C，采用10C的水作為冷卻劑，出口溫度為30C。定性溫度為:66.03+66.03+202=43.02C查《化工原理》上附錄5可得30C時(shí)查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》甲醇的定壓比熱膈刮=2722kJ/kg-C混合物的比熱:氣=T1-12=66.03-30=36.03°CAt=T—t=20—10=10C△t=3=10一察3=20.3Cm、A | 10ln―2 In At36.031查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》對于冷卻器傳熱系數(shù)為1200—2440kcal/m2.h.C。取K=1200kcal/m2.h.C=1.395w/m2.k采用e=25x2.5管徑的列管換熱器，設(shè)備型號BEMDN159姬3.7A\I0.1 25十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(jì)中精餾塔的塔徑為0.8m，由于一般直徑超過400mm時(shí)，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(jì)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，所以本設(shè)計(jì)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(jì)中采用的封頭厚度為4mm，由公稱直徑為800mm，查得曲面高度hi=200mm，直邊高度h=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(shí)為3?5m，無再沸器是為2m左右，所以本設(shè)計(jì)選擇裙座高度為2m。由于裙座內(nèi)徑=800mm，故裙座壁厚取12mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑D=(800+2X12)—0.3X1000=524mmbi基礎(chǔ)環(huán)外徑D=(800+2X12)+0.3X1000=1124mmb0經(jīng)圓整后取D『=600mm Db0=1100mm十一設(shè)計(jì)結(jié)果物料衡算結(jié)果表10表10序號項(xiàng)目符號單位數(shù)值備注1塔頂摩爾分?jǐn)?shù)0.89830.61氣相2塔頂平均摩爾質(zhì)量27.82液相3塔頂流量18.364進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)0.158

23.852氣相5進(jìn)料液平均摩爾質(zhì)量20.24液相6進(jìn)料流量123.527塔釜摩爾分?jǐn)?shù)0.028819.44氣相8塔釜平均摩爾質(zhì)量18.42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(jì)算結(jié)果表11序號項(xiàng)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27.2324.03

7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(jì)結(jié)果表12序號項(xiàng)目符號單位數(shù)值備注1堰長0.522堰高0.0554 0.0502弓形降液管3界面積0.034精餾段和提4弓形降液管0.096餾段塔徑、堰高、寬度降液管底隙高度降液管底隙進(jìn)行統(tǒng)一圓整，以5高度0.0498 0.0442便加工。6橫排孔心距0.0757排間距0.0658浮閥數(shù)130 30開孔率7.137.13開孔率7.137.13十二、結(jié)束語通過這次課程設(shè)計(jì)，讓我對化工原理這門課有了進(jìn)一步的認(rèn)識。這次課設(shè)是對這門課程的一個(gè)總結(jié)，對化工原理的應(yīng)用。設(shè)計(jì)時(shí)要有一個(gè)明確的思路，要考慮多種因素包括環(huán)境條件和介質(zhì)的性質(zhì)等再選擇合適的設(shè)計(jì)參數(shù)，對塔體的材料和結(jié)構(gòu)確定之后還要進(jìn)行一系列校核計(jì)算。通過這次設(shè)計(jì)對我們獨(dú)自解決問題的能力也有所提高。在整個(gè)過程中，我查閱了相關(guān)書籍及文獻(xiàn)，取其相關(guān)知識要點(diǎn)應(yīng)用到課設(shè)中，而且其中有很多相關(guān)設(shè)備選取標(biāo)準(zhǔn)可以直接選取，這樣設(shè)計(jì)出來的設(shè)備更加符合要求。這次課設(shè)的書寫中對格式的要求也很嚴(yán)格，在老師的指導(dǎo)下我們按照畢業(yè)設(shè)計(jì)的格式要求完成課程設(shè)計(jì)。這就為我們做畢業(yè)設(shè)計(jì)打下了基礎(chǔ)?？偠灾?，本次課程設(shè)計(jì)讓我們獲益匪淺，我們相信在以后的專業(yè)設(shè)計(jì)中能做