常壓甲對醇－水篩板精餾塔設(shè)計 副本

1、甲醇-水二元篩板精餾塔設(shè)計 工業(yè)大學(xué) 化工原理專業(yè)課程設(shè)計設(shè)計題目 常壓甲醇水篩板精餾塔設(shè)計 學(xué)生姓名 班級、學(xué)號 指導(dǎo)教師姓名 課程設(shè)計時間200 年 月 日-200 年 月 日 課程設(shè)計成績設(shè)計說明書、計算書及設(shè)計圖紙質(zhì)量，70%獨立工作能力、綜合能力及設(shè)計過程表現(xiàn)，20%設(shè)計答辯及回答問題情況，10% 設(shè)計最終成績（五級分制）指導(dǎo)教師簽字 化 工 原 理 課 程 設(shè) 計 任 務(wù) 書專業(yè)： 班級： 姓名： 設(shè)計日期： 年 月 日至 年 月 日設(shè)計題目：常 壓 甲醇水 篩 板 精 餾 塔 的 設(shè) 計 設(shè)計條件：體系：甲醇水體系 已知：進料量f= 220 kmol/h進料濃度zf= 0.2 （

2、摩爾分?jǐn)?shù)，下同）進料狀態(tài)：q 1 操作條件：塔頂壓強為4 kpa(表壓)，單板壓降不大于0.7kpa。塔頂冷凝水采用深井水，溫度t12；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱，采用3kgf/cm2水蒸汽 全塔效率et = 52%分離要求： xd= 0.995 ；xw= 0.002 ；回流比r/rmin =1.6 。指導(dǎo)教師: 年 月 日一前言51.精餾與塔設(shè)備簡介52.體系介紹53.篩板塔的特點64.設(shè)計要求:6二、設(shè)計說明書7三設(shè)計計算書81.設(shè)計參數(shù)的確定81.1進料熱狀態(tài)81.2加熱方式81.3回流比（r）的選擇81.4 塔頂冷凝水的選擇82.流程簡介及流程圖82.1流程簡介83.理論塔板數(shù)的計算與

3、實際板數(shù)的確定93.1理論板數(shù)計算93.1.1物料衡算93.1.2 q線方程93.1.3平衡線方程103.1.4 rmin和r的確定103.1.5精餾段操作線方程的確定103.1.6精餾段和提餾段氣液流量的確定103.1.7提餾段操作線方程的確定103.1.8逐板計算103.1.9圖解法求解理論板數(shù)如下圖:123.2實際板層數(shù)的確定124精餾塔工藝條件計算124.1操作壓強的選擇124.2操作溫度的計算134.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算134.3.1 密度及流量134.3.2液相表面張力的確定：144.3.3 液體平均粘度計算154.4塔徑的確定154.4.1精餾段154.4

4、.2提餾段174.5塔有效高度174.6整體塔高175.塔板主要工藝參數(shù)確定185.1溢流裝置185.1.1堰長lw185.1.2出口堰高hw185.1.3弓形降液管寬度wd和面積af185.1.4降液管底隙高度h0195.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列195.2.1塔板的分塊195.2.2邊緣區(qū)寬度確定195.2.3開孔區(qū)面積aa計算195.2.4篩孔計算及其排列206.篩板的力學(xué)檢驗206.1塔板壓降206.1.1干板阻力hc計算206.1.2氣體通過液層的阻力hl計算216.1.3液體表面張力的阻力計算h計算216.1.4氣體通過每層塔板的液柱高hp216.2 篩板塔液面落差可忽略216.3

5、液沫夾帶216.4漏液226.5液泛227.塔板負荷性能圖227.1漏液線227.2液沫夾帶線237.3液相負荷下限線247.4液相負荷上限線247.5液泛線247.6操作彈性258. 輔助設(shè)備及零件設(shè)計268.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）268.1.1方案：垂直管268.1.2方案：水平管298.2各種管尺寸的確定308.2.1進料管308.2.2釜殘液出料管308.2.3回流液管318.2.4再沸器蒸汽進口管318.2.5 塔頂蒸汽進冷凝器出口管318.2.6冷凝水管328.3冷凝水泵329.設(shè)計結(jié)果匯總3310. 參考文獻及設(shè)計手冊35四設(shè)計感想35一前言1.精餾與塔設(shè)備簡介蒸餾是分離液

6、體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過程中最重要的單元操作之一，蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。例如，設(shè)計所選取的甲醇-水體系，加熱甲醇（沸點64.5）和水（沸點100.0）的混合物時,由于甲醇的沸點較水為低,即甲醇揮發(fā)度較水高,故甲醇較水易從液相中汽化出來。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇組成高于原料的產(chǎn)品，依此進行多次汽化及冷凝過程，即可將甲醇和水分離。這多次進行部分汽化成部分冷凝以后，最終可以在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。在工業(yè)中，廣泛應(yīng)用精餾方法分離液體混合物，

7、從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應(yīng)用更為廣泛。 蒸餾按操作可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所含組分?jǐn)?shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。工業(yè)中的蒸餾多為多組分精餾，本設(shè)計著重討論常壓下的雙組分精餾，即苯-甲苯體系。在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。塔設(shè)備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。

8、前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。篩板塔在十九世紀(jì)初已應(yīng)用與工業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學(xué)研究很少，被認為操作不易掌握，沒有被廣泛采用。五十年代來，由于工業(yè)生產(chǎn)實踐，對篩板塔作了較充分的研究并且經(jīng)過了大量的工業(yè)生產(chǎn)實踐，形成了較完善的設(shè)計方法。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本設(shè)計討論的就是篩板塔。2. 體系介紹甲醇水體系汽液平衡數(shù)據(jù) (101.325kpa)：x0.00.020.040.060.080.100.150.2

9、0y0.00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579t/100.096.493.591.289.387.784.481.7x0.30.40.50.60.70.80.90.951.0y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9580.9791.0t/7875.373.171.269.367.5666564.5由，算得各個組分下相對甲醇對水的相對揮發(fā)度：t/96.493.591.289.387.784.481.77.582 7.169 6.843 6.610 6.464 6.066 5.501 t/7875.373.171.269.367.56665

10、4.632 4.035 3.525 3.143 2.868 2.691 2.534 2.454 相差較大，故用作圖法求理論板數(shù)。3.篩板塔的特點篩板塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)持點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板(孔徑為38mm)和大孔徑篩板(孔徑為1025mm)兩類。工業(yè)應(yīng)用小以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合(如分離粘度大、易結(jié)焦的物系)。 篩板的優(yōu)點足結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。其缺點是篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。 應(yīng)予指出，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈

11、性減小，傳質(zhì)效率下降故過去工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎。近年來，由于設(shè)計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計和采用先進控制手段的前提下，設(shè)計中可大膽選用。4.設(shè)計要求:設(shè)計條件：體系：甲醇-水體系 已知：進料量f=220 kmol/h進料濃度zf= 0.2（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）進料狀態(tài)：q 1 操作條件：塔頂壓強為4 kpa(表壓)，單板壓降不大于0.7kpa。塔頂冷凝水采用深井水，溫度t12；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱 全塔效率et = 52%分離要求： xd= 0.995 ；xw= 0.002 ；回流比r/rmin =1.6 。二、設(shè)計說明書（1）

12、 設(shè)計單元操作方案簡介 蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應(yīng)性強等優(yōu)點，但適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。故分離苯-甲苯混合物體系應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。蒸餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻劑中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器-全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便準(zhǔn)確控制回流比。（2） 篩板塔設(shè)計須知（1）篩板塔設(shè)計是在有關(guān)工藝計算已完成的基礎(chǔ)上進行的。對于氣、液恒摩爾流的塔段，只

13、需任選其中一塊塔板進行設(shè)計，并可將該設(shè)計結(jié)果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常選上面第一塊塔板進行設(shè)計；全塔最下面一段塔段，通常選最下面一塊塔板進行設(shè)計。這樣計算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)。 （2）若不同塔段的塔板結(jié)構(gòu)差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔段塔板的篩孔數(shù)、空心距與篩孔直徑之比t/d0可能有差異。對篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進塔壁處液體“短路”，可在近塔壁處設(shè)置擋板。只有當(dāng)不同塔段的塔徑相差較大時才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。（3） 篩板塔的設(shè)計程序（1）選定塔板液流形式、板間距 ht、溢流堰長與塔徑之比lw/d、降液管形式及泛點百分率。（2）塔徑計算。（3）塔板版面布置

14、設(shè)計及降液管設(shè)計。（4）塔板操作情況的校核計算作負荷性能圖及確定確定操作點。三設(shè)計計算書1.設(shè)計參數(shù)的確定1.1進料熱狀態(tài)泡點進料時，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設(shè)備制造上比較方便。冷液進塔雖可減少理論板數(shù)，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑增大，有不利之處。所以根據(jù)設(shè)計要求，泡點進料，q1。1.2加熱方式精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于甲醇-水體系中，甲醇是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，水為重組分由塔底排出。所以

15、本設(shè)計應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度130）間接水蒸汽加熱。1.3回流比（r）的選擇實際操作的r必須大于rmin，但并無上限限制。選定操作r時應(yīng)考慮，隨r選值的增大，塔板數(shù)減少，設(shè)備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量l，v，l，v增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費用增大。若r值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設(shè)備投資也隨之有所增大。其設(shè)備投資操作費用與回流比之間的關(guān)系如下圖所示?？傎M用最低點對應(yīng)的r值稱為最佳回流比。設(shè)計時應(yīng)根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟核算確定最佳r值，常用的適宜r值范圍為：r（1.22）rmin。本設(shè)計考慮以上原則，選用：r1.6rmin。1.4

16、 塔頂冷凝水的選擇 采用深井水，溫度t122.流程簡介及流程圖 2.1流程簡介含甲醇0.2（摩爾分?jǐn)?shù)）的甲醇-水混合液經(jīng)過預(yù)熱器，預(yù)熱到泡點進料。進入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品（含甲醇0.995），一部分回流再進入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，部分進入塔中，部分液體作為產(chǎn)品排出塔體（含甲醇0.002）。2.2簡略流程圖如下：3.理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定3.1理論板數(shù)計算3.1.1物料衡算已知進料量f220kmol/h，進料組成xf0.2，進料q1設(shè)計要求：xd0.995，xw=0.002 衡算方程 ： 3.1.2 q線方程xf0.2 q1q線方程為：x0.2讀圖可知

17、平衡線和q線交點為xe=0.2，ye=0.2723.1.3rmin和r的確定r=1.6rmin=1.6*1.0976=1.75623.1.4精餾段操作線方程的確定精餾段操作線方程： 3.1.5精餾段和提餾段氣液流量的確定已知 d43.87kmol/h r1.7562精餾段：lrd77.04kmol/h v（r1）d120.91 kmol/h提餾段：llqf77.04+220=297.04kmol/h vv（1q）fv120.91kmol/h3.1.6提餾段操作線方程的確定提餾段操作線方程：3.1.7圖解法求解理論板數(shù)如下圖:讀圖可知：精餾段理論板數(shù)11塊，提留段理論板數(shù)=5+（0.003343

18、-0.002)/(0.003343-0.0008358)=5.54塊3.2實際板層數(shù)的確定n精=11/0.5222塊n提=5.54/0.5211(包括再沸器)npn精+n提22+11=33塊4精餾塔工藝條件計算4.1操作壓強的選擇 應(yīng)該根據(jù)處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性原則。對熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對揮發(fā)度增大，利于分離，但壓力減小，導(dǎo)致塔徑增加，要使用抽空設(shè)備。對于物性無特殊要求的采用常壓操作。塔頂壓力p頂=101.3+4=105.3kpa 單板壓降p=0.7kpa進料板壓力pf=105.3+0.7*22=120.7kpa塔底壓力pw=105.3+0.7*33

19、=128.4 kpa精餾段平均壓力pm=(105.3+120.7)/2=113.0 kpa提留段平均壓力pm =(120.7+128.4)/2=124.6kpa4.2操作溫度的計算泡點進料：xf0.2 通過“t-x-y”圖查得：進料板溫度tf=81.7塔頂溫度：td=64.55塔底溫度：tw=99.64精餾段平均溫度tm=(81.7+64.55)/2=73.13提鎦段平均溫度tm=(99.64+81.7)/2=90.674.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算4.3.1 密度及流量設(shè)甲醇為a，水為b甲醇分子量為：32.04kg/kmol (ma)水的分子量為：18.01 kg/kmol

20、 (mb)、精餾段精餾段平均溫度73.13查t-x-y圖得 xa0.4986，ya0.7783查表得：=742.87，液相平均分子量：ml=xama+(1-xa) mb=25.00 kg/kmol氣相平均分子量：mv= yama+(1-ya) mb=28.93kg/kmol液相密度： 氣相密度：（氣相視為理想氣體）液相流量： 氣相流量： 、提餾段提餾段平均溫度：90.67查t-x-y圖得 xa0.06558，ya0.3210=724.26，=964.84液相平均分子量：ml=xama+(1-xa) mb=18.93kg/kmol氣相平均分子量：mv= yama+(1-ya) mb= 22.51

21、kg/kmol液相密度：氣相密度：（氣相視為理想氣體）液相流量： 氣相流量： 4.3.2液相表面張力的確定：查圖知：塔頂液相表面張力=64.55, =17.73 ,=65.35=0.995*17.73+(1-0.995)*65.35=17.97進料板液相表面張力tf=81.7, =16.35, =62.25=0.2*16.35+0.8*62.25=53.07塔底液相表面張力tw=90.67，=15.4，=60.58=0.002*15.4+0.998*60.58=60.45精餾段平均液相表面張力提餾段平均液相表面張力全塔平均液相表面張力4.3.3 液體平均粘度計算塔頂液體粘度:=64.55,=0

22、.340,=0.441同理,進料板液體=0.331塔底液體=0.313精餾段平均液相粘度(+)/2=0.336提餾段平均液相粘度(+)/2=0.322全塔平均液相粘度(+)/2=0.3274.4塔徑的確定4.4.1精餾段欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速 u安全系數(shù)umax 功能參數(shù)：取塔板間距=0.45m，板上液層高度，那么分離空間：- h1=0.45-0.07=0.38m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于m/su=0.7=0.7*2.25=1.57圓整得 d=1.0m塔截面積：實際空塔氣速：4.4.2提餾段功能參數(shù)：取塔板間距=0.45m，板上液層高度，那么分離空間：- h1=0.45-0.07=0.38m

23、從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于u=0.7=0.7*1.67=1.25 圓整?。?d=0.8m塔截面積：空塔氣速：4.5塔有效高度精餾段有效高度 提餾段有效高度從塔頂開始每隔7塊板開一個人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米所以應(yīng)多加高(0.7-0.45)33/7=1mz=+1.0=9.9+4.95+1.0=15.58m4.6整體塔高(1)塔頂空間hd取hd=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共為1.32m(2)塔底空間塔底儲液高度依停留4min而定m取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開一直徑為0.6米的人孔 1+0.803=1.803m(3)整體塔高 5.塔板主要工藝參數(shù)

24、確定5.1溢流裝置選用單溢流弓形管降液管，不設(shè)進口堰,采用凹形受液盤。5.1.1堰長lw取堰長lw0.66d5.1.2出口堰高hwhwhlhow 其中 近似取e1，得how=0.006657m ，how= 0.01443m hw取0.05m hw取0.05m實際5.1.3弓形降液管寬度wd和面積af查圖知 精餾段： 驗算液體在降液管內(nèi)停留時間提鎦段： 停留時間5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度，取則精餾段：=提鎦段：=故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度取0.06m5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列5.2.1塔板的分塊d800mm，故塔板采用分層，查表塔板分為3塊。5.2.2

25、邊緣區(qū)寬度確定取m5.2.3開孔區(qū)面積計算精餾段：x=0.5-（0.13+0.07）=0.3m，r=0.5-0.05=0.45m，=0.497提鎦段：x=0.4-(0.13+0.07)=0.2m, r=0.4-0.05=0.35m ，=0.26385.2.4篩孔計算及其排列物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為開孔率為=0.907精餾段：篩孔數(shù)目n為個 氣體通過閥孔的氣速:提餾段 篩孔數(shù)目n為個6.篩板的力學(xué)檢驗 6.1塔板壓降6.1.1干板阻力計算由/=1.67查圖得=0.772故精餾段= 0.051（v/l）（uo/co）2=0.051(1.136

26、/812.81)(17.03/0.772)=0.0347m液柱提餾段= 0.051（v/l）（uo/co）2=0.051(2.46/930.53)(11.53/0.772)=0.0300m液柱6.1.2氣體通過液層的阻力hl計算精餾段:ua=vs/(at-2af)=0.855/(0.785-20.05652)=1.272m/s =ua=1.356查表得=0.610hl=(h+h)=0.6100.057=0.03477m（液柱）提餾段ua=vs/(at-2af)=0.3073/(0.5024-20.03617)=0.715m/s =ua=1.12 查表得=0.635hl=(h+h)=0.6350

27、.06443=0.0409m（液柱）6.1.3液體表面張力的阻力計算計算精餾段=液柱提餾段=液柱6.1.4氣體通過每層塔板的液柱高可按下計算精餾段=0.0347+0.057+0.00356=0.09526m液柱 提餾段=0.003+0.06443+0.00622=0.07365m液柱6.2 液面落差對于d1.6m的篩板，液面落差可以忽略不計。6.3液沫夾帶(kg液/kg氣)精餾段, 提餾段, 本設(shè)計液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內(nèi),符合要求.6.4漏液篩板塔,漏液點氣速=帶入數(shù)據(jù)得：精餾段m/s,提餾段m/s實際孔速:精餾段,提餾段穩(wěn)定系數(shù):精餾段k=uo/uomim=17.3/8

28、.83=1.96,提餾段k =uo/uomim =11.53/5.82=1.98均大于1.5小于2,所以設(shè)計無明顯液漏符合要求.6.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高hd()對于設(shè)計中的甲醇-水體系=0.5, hd0.5=0.25m由于板上不設(shè)進口堰精餾段m液柱提餾段所以不會發(fā)生淹泛現(xiàn)象7.塔板負荷性能圖7.1漏液線由=得精餾段：=得=提餾段：=得=7.2液沫夾帶線以kg液/kg氣為限求-關(guān)系：由精餾段：， 整理得提餾段：， 整理得7.3液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度how=0.005m作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)，由式計算精餾段 提餾段 7.4液相負荷上限線以=4s作為液體在降液管中

29、停留的下限故精餾段： 提鎦段： 7.5液泛線hd=()由，得其中帶入數(shù)據(jù)精餾段 提餾段所以精餾段提餾段7.6操作彈性由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負荷，可知操作點在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線由圖，故精餾段操作彈性為/=3.56由圖，故提餾段操作彈性為/=4.93精餾段提餾段操作彈性均大于3小于5,符合要求。8. 輔助設(shè)備及零件設(shè)計8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1.1估計換熱面積甲醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)td=64.55冷凝蒸汽量：由于甲醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.995,所以可以忽略水的冷凝熱,r=1100.18kj

30、/kg 冷凝水始溫為12，取冷凝器出口水溫為20，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如下（甲醇在膜溫40.3下，水在平均溫度16下）（kg/m3）cp(kj/k.)kg(s.m)(w/(m.)甲醇-水1.1562.5964510-50.1888水998.84.1862111110-50.5887a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)k估計表”取k=2000w/(m2.) 傳熱面積的估計值為：安全系數(shù)取1.2 換熱面積a=1.2*12.2=14.64m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管數(shù)：個管長：取管心距殼體直徑取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板間距b=200mm由

31、上面計算數(shù)據(jù)，選型如下：公稱直徑d/mm600管子尺寸/mm25公稱壓力 pn/（mpa）1.6管子長l/m1.5管程數(shù)np2管數(shù)n/根113殼程數(shù)ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、殼程的流速及re:（一）管程流通截面積：管內(nèi)水的流速（二）殼程流通截面積： 取=11殼內(nèi)甲醇-水流速 當(dāng)量直徑 8.1.1.2計算流體阻力管程流體阻力設(shè)管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005,查得摩擦系數(shù)=0.022 符合一般要求殼程流體阻力 re=661.2500，故管子排列為正三角形排列，取f=0.5擋板數(shù) 塊 代入得 取污垢校正系數(shù)f=1.0=8376.9pa10kpa故管殼程壓力

32、損失均符合要求8.1.1.3計算傳熱系數(shù)管程對流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管=3.89104殼程對流給熱系數(shù)re=661.2pr0=8=0.36=837.8計算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 rs0.15m/kw rs=0.58 m/kw以管外面積為基準(zhǔn) 則k=2.357kw/(m2.)計算傳熱面積 a=m2所選換熱器實際面積為a=n=13.3m2裕度所選換熱器合適釜式再沸器：計算熱負荷：考慮到5%的熱損失后 選用0.2mpa飽和水蒸氣加熱，因兩側(cè)均為恒溫相變 取傳熱系數(shù)k=1000w/（m2.k）估算傳熱面積取安全系數(shù)0.8，實際傳熱面積a=172.9/0.8=216.12m2原料預(yù)熱器原料加熱：

33、采用壓強為270.25kpa的飽和水蒸汽加熱，溫度為130，冷凝溫度至130流體形式，采用逆流加熱 查表cp甲醇=2.48 kj/(kgk) cp水=4.183 kj/(kgk)摩爾分?jǐn)?shù) xf=0.20根據(jù)上式可知：cpc=2.480.2+4.1380.8=3.8064kj/(kgk)設(shè)加熱原料溫度由20到81.7 考慮到5%的熱損失后選擇傳熱系數(shù)k=800 w/(m2k)計算傳熱面積：取安全系數(shù)為0.8 a實際=5.23/0.8=6.6m28.2.2釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度uw=0.785m/s則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：45mm2.5mm實際管內(nèi)流速：8.2.3回

34、流液管回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：57mm3.5mm實際管內(nèi)流速：8.2.4再沸器蒸汽進口管v=120.9118/0.6=1.0設(shè)蒸汽流速為15m/s,經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：325mm12.5mm實際管內(nèi)流速：8.2.5 塔頂蒸汽進冷凝器出口管v=23232.04/1.156=1.78設(shè)蒸汽流速為10m/s,經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：426mm13mm實際管內(nèi)流速：8.2.6冷凝水管深井水溫度為12，水的物性數(shù)據(jù)：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s管徑選取 1594.5mm熱軋無縫

35、鋼管實際流速為8.3冷凝水泵雷諾數(shù)取=0.01，,查圖摩擦系數(shù)=0.0315各管件及閥門阻力系數(shù)如下:名稱水管入口進口閥90彎頭4半開型球閥0.560.7549.5設(shè)管長為5米,=4.44揚程 取20m 流量選擇is100-65-250型離心泵,參數(shù)為流量v=120,揚程,h=74.5m轉(zhuǎn)速泵效率,=73%軸功率na=33.3kw9.設(shè)計結(jié)果匯總篩板塔設(shè)計計算結(jié)果及符號匯總表參數(shù)符號參數(shù)名稱精餾段提餾段t m (c)平均溫度73.1390.67p m (kpa)平均壓力113.0124.6m lm(kg/kmol)液相平均摩爾質(zhì)25.0018.93m vm(g/kmol)氣相平均摩爾質(zhì)量28.

36、9322.51lm (kg/m)液相平均密度812.81930.53vm (kg/m)氣相平均密度1.1362.46m (dyn/cm)液體平均表面張力35.5256.76m (mpas)液體平均粘度0.3360.322vs(m/s)氣相流量0.8550.3073ls (m/s)液相流量0.0006580.00168n實際塔板數(shù)2211z( m)有效段高度9.454.95d(m)塔徑1.00.8h t(m)板間距0.450.45 (m)板厚0.0030.003溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l(wèi) w (m)堰長0.660.528h w (m)堰高0.050.05hl (m)板

37、上液層高度0.0570.06443h ow (m)堰上液層高度0.0066570.01443h o (m)降液管底隙高度0.010.032w d (m)降液管寬度0.130.104w s (m)安定區(qū)寬度0.070.07w c (m)邊緣區(qū)高度0.050.05aa (m)有效傳質(zhì)面積0.4970.2638a t (m)塔橫截面積0.7850.5024a f (m)降液區(qū)面積0.056520.03617a o （m）篩孔面積0.05020.0267d o（m）篩孔直徑0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n篩孔數(shù)目25511355（%）開孔率10.110.1u （m/s）空塔氣

38、速1.090.612安全系數(shù)0.70.7u o（ （m/s）篩孔氣速17.0311.53k穩(wěn)定系數(shù)1.711.63h c （m液柱）干板阻力0.07430.0861h l （m液柱）液體有效阻力hl0.040250.04746h（m液柱）液體表面張力阻力0.0020.00194h p （m液柱）總阻力0.11660.1355p（pa）每層塔板壓降629.1583.8 (s)停留時間11.85.12ev (0.1kg液/kg干氣)液沫夾帶量0.014540.002775液泛合格合格漏液合格合格e液流收縮系數(shù)1.041.05c o孔流系數(shù)0.7720.772液層充氣系數(shù)0.5700.565相對泡沫密度0.50.5f lv兩項流動參數(shù)0.052520.1269c液泛氣相負荷因子0.08070.0708fa氣相動能因子1.5281.4410. 參考文獻及設(shè)計手冊1.管國鋒.趙汝溥.化工原理（第二版），北京:化學(xué)工業(yè)出版社，2003. 2.湯金石等 化工過程及設(shè)備課程設(shè)計