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1、 本科毕业设计学 院 化学化工学院 专 业 化学工程与工艺 年 级 2009级 姓 名 设计题目 甲醇回收成套装置之板式连续精馏工艺设计 指导教师 职称 2013年5月10日目 录摘 要1Abstract1前言11 设计方案的确定22 主要工艺设计计算32.1 精馏塔的物料衡算32.2 塔板数的确定42.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算82.4 精馏塔工艺尺寸设计122.5 浮阀的流体力学验算202.6 塔板负荷性能图223 辅助设备选型与计算263.1 接头管设计263.2 法兰273.3 热量衡算283.4 冷凝器的选择303.5 再沸器的选择303.6 泵的选型313.7 贮罐的
2、计算324 设计结果概要325 效益分析335.1 经济效益分析335.2 环境效益分析345.3 社会效益分析34结束语34参考文献35附件1 甲醇回收成套装置之板式连续精馏工艺设计任务书37附件2 带控制点的生产工艺流程图38附件3 设备流程平面布置图39附件4 浮阀塔装配图（另附）甲醇回收成套装置之板式连续精馏工艺设计 摘 要：本文设计了河南信阳市某制药厂酸性废水中回收甲醇的浮阀精馏塔处理工艺，主要包括塔的工艺计算、塔主要工艺尺寸设计、浮阀精馏塔处理工艺辅助设备选型等。通过本工艺处理可以达到设计任务所要求的分离要求和生产能力。关键词：甲醇；浮阀塔；连续精馏；工艺；设计Abstract：T
3、his paper designs a pharmaceutical plant in Henan Xinyang in acidic wastewater recycling float valve of methanol distillation process, main process mainly include the process calculation, tower of the tower design, float valve distillation process auxiliary equipment selection, etc. Through this pro
4、cess can meet the requirements of design task required separation and production capacity.Keywords：Methanol; float valve tower; continuous distillation; process; design前言甲醇俗称木醇、木精，英文名为methanol，分子式CH3OH。是一种无色、透明、易燃、有毒、易挥发的液体，略带酒精味；分子量32.04，相对密度0.7914()，蒸气相对密度1.11(空气=1)，熔点-97.8，沸点64.7，闪点（开杯）16，自燃点473，
5、折射率（20）1.3287，表面张力（25）45.05mN/m，蒸气压（20）12.265kPa，粘度（20）0.5945mPas。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮类和大多数其他有机溶剂混溶。蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限6.036.5（体积比）。化学性质较活泼，能发生氧化、酯化、羰基化等化学反应。甲醇是重要有机化工原料和优质燃料，广泛应用于精细化工，塑料，医药，林产品加工等领域。甲醇主要用于生产甲醛，消耗量要占到甲醇总产量的一半，甲醛则是生产各种合成树脂必不可少的原料。用甲醇作甲基化试剂可生产丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲醇羰基化可生产醋酸、醋酐、甲酸甲酯等重
6、要有机合成中间体，它们是制造各种染料、药品、农药、炸药、香料、喷漆的原料，目前用甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到重视。甲醇也是一种重要的有机溶剂，其溶解性能优于乙醇，可用于调制油漆。作为一种良好的萃取剂，甲醇在分析化学中可用于一些物质的分离。甲醇还是一种很有前景的清洁能源，甲醇燃料以其安全、廉价、燃烧充分，利用率高、环保等众多优点，替代汽油已经成为车用燃料的发展方向之一；另外燃料级甲醇用于供热和发电，也可达到环保要求。甲醇还可经生物发酵生成甲醇蛋白，富含维生素和蛋白质，具有营养价值高而成本低的优点，用作饲料添加剂，有着广阔的应用前景1。河南信阳市某制药厂的酸性废水中，含有大量甲醇，由于甲醇
7、是一种极重要的有机化工原料，也是一种燃料，是C1化学的基础产品，在国民经济中占有十分重要的地位。故应对该厂所排放的甲醇酸性废水中的甲醇予以回收。由于浮阀精馏塔操作弹性大，效率较高，故本工艺拟设计一浮阀精馏塔，以分离出设计任务书所要求的甲醇酸性废水中的甲醇，从而达到该厂所要求的分离要求和生产能力。1 设计方案的确定本设计任务书为甲醇回收成套装置之板式连续精馏工艺设计。由于稀酸是含甲醇污水产生腐蚀的主要原因，故上述含有甲醇26%左右的废水应先进行预处理，再去回收甲醇。甲醇酸性废水采用管道中和法，连续加液碱中和，控制污水pH值1214，中和后含稀甲醇污水沉降46小时，使夹带的少量污水渣子沉降下来不进
8、塔2,3。经中和、沉降后，可粗略认为废水中甲醇含量为26%左右，其余为水。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，因为其具有生产能力大，产品质量稳定等优点。由于该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比4,5的2倍。由于浮阀精馏塔操作弹性大，效率较高，故本工艺采用浮阀精馏塔，以分离出设计任务书所要求的甲醇酸性废水中的甲醇，从而达到该厂所要求的分离要求和生产能力6,7。处理流程见图1。先对甲醇酸性废水进行预处理，再去回收甲醇。甲醇酸性废水采用管道中和法，连续加液碱中和，控制污水pH值1214，中和后，含稀甲醇污水沉降46小时，使夹带的少量污水渣子沉降下来不进塔。经中和、沉降后
9、，得到甲醇、水与氯化钠的混合液，而氯化钠的沸点比水的还要高，会和水一起从塔釜蒸出，不会对甲醇的分离产生影响，故可看做是惰性组分。故此系统可近似看做是甲醇与水的二元组分，混合液经进料泵送入双滤料过滤器，经进料预热器加热至泡点后，送入精细过滤器，过滤后送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分送入精馏塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐，塔釜采用间接蒸汽再沸器加热，塔底产品冷却后，送入贮罐。加液碱中和进料加热器精细过滤器循环水回循环水来产品甲醇蒸汽来蒸汽回脱甲醇废水塔底水泵精馏塔回流泵重沸器进料泵缓蚀阻垢剂双滤料过滤器塔顶冷凝器酸性废水来沉降室图1 甲醇污水处理工艺流程图2 主要工艺设
10、计计算2.1 精馏塔的物料衡算（1）原料液、塔顶及塔底产品含甲醇的质量分数（2）原料液、塔顶及塔底产品含甲醇的摩尔分数（3）原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量表1 甲醇和水的物理性质8项目分子式分子量沸点()临界温度()甲醇CH3OH32.0464.7516.25水H2O18.02100648.15（4）物料衡算原料处理量 每小时处理原料摩尔量： 总物料衡算 (1) 易挥发组分物料衡算 (2) 联立(1)，(2)可得：根据甲醇-水气液平衡组成与温度的关系数据表3，用内插法求进料温度： 进料温度即泡点温度83.59。2.2 塔板数的确定2.2.1 理论板层数NT的求取（1）全塔温度的求取根据甲
11、醇-水气液平衡组成与温度的关系数据表，用内插法求全塔温度： 塔顶温度 进料温度 塔釜温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 （2）汽相组成的求取根据甲醇-水气液平衡组成与温度的关系数据表，用内插法求汽相组成： 塔顶处汽相组成： 进料口处汽相组成： 塔釜处汽相组成： （3）相对挥发度的求解对于两组分溶液，当操作压强不高时，气相遵循道尔顿分压定律9，相对挥发度的表达式为： 塔顶处相对挥发度： 进料处相对挥发度： 塔釜处相对挥发度：精馏段平均相对挥发度： 提馏段平均相对挥发度： 平均相对挥发度：由于两段的相对挥发度差距有点大，所以只能使用平均相对挥发度： （4）操作线方程的求解平衡线方程：q线方程：
12、最小回流比及操作回流比R：R=2Rmin=3.326精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 提馏段操作线过点，连接该点和精馏段操作线与线的交点即为提馏段操作线。（5）理论塔板数表2 不同温度下甲醇-水的平衡曲线上的点操作线方程与相平衡方程对理论板数的计算即在平衡线上的点xyxy精馏段提馏段0.95900.98240.089310.38770.91290.96390.03150.19010.83240.92870.010260.67870.69330.86640.0032970.022280.46340.75980.0010990.0071550.20860.58280.0000560.0024
13、53图2 精馏塔理论塔板数绘图及其局部放大图表3 不同温度下甲醇-水的气液相点精馏塔板数的相关坐标点xyxyxy0.98240.98240.46340.75980.022280.010260.95900.98240.58280.46340.0032970.022280.96390.95900.20860.58280.0071550.0032970.91290.96390.38770.20860.0010990.0071550.92870.91290.089310.38770.0024530.0010990.83240.92870.19010.089310.0000560.0024530.866
14、40.83240.03150.1901第7块为进料板0.69330.86640.67870.0315理论板总数12块0.75980.69330.010260.6787 即：总理论板数为12块（含蒸馏釜），精馏段理论板数为6块，第7块为进料板。2.2.2 实际塔板数N的求取 由奥康内尔10经验公式可知： 塔顶和塔底的平均温度为： 查表9可知：甲醇的L1=0.6 mPas；水的L2=1.005 mPas 此时的相对粘度11可以近似为进料口温度下的进料粘度： 实际塔板数：NT=12-1=11，精馏段6块，提馏段5块。 精馏段：N=6/ET=6/0.324=19（层） 提馏段：=5/ET=5/0.32
15、4=16（层）2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1 操作压强的计算 塔顶压力=101.33kPa，每层塔板压降P=0.7kPa（一般情况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa12），则： 进料板压力：PF=101.33+190.7=114.63kPa 塔釜压力：=114.63+160.7=125.83 kPa 精馏段平均操作压力： 提馏段平均操作压力：2.3.2 平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量的计算：由查平衡曲线得： 进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得： 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：=0.000056 =0.002453 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩
16、尔质量：2.3.3 平均密度计算（1）气相平均密度 由PVnRT推出：精馏段平均气相密度： 提馏段平均气相密度：（2）液相密度表4 不同温度下甲醇-水的密度列表温度/64.67683.5999.99甲醇液体密度(kg/m)749.48730.07712.02水密度(kg/m)981.22969.99958.78 塔顶处液相组成：， 进料板处液相组成：=0.165，=0.835 塔釜处液相组成：=0.000056，=0.999944 精馏段平均液相密度： 提馏段平均液相密度：2.3.4 液体平均表面张力的计算表5 不同温度下甲醇-水的表面张力温度/64.67683.5999.99甲醇18.216
17、.314.6水65.2561.6558.8 液相平均表面张力依下式计算（1）塔顶液相平均表面张力的计算 （2）进料板液相平均表面张力的计算（3）塔釜液相平均表面张力的计算（4）精馏段液相平均表面张力（5）提馏段液相平均表面张力2.3.5 液体平均黏度的计算 液相平均黏度依下式计算：表6 不同温度下甲醇-水的黏度温度/64.67683.5999.99 甲醇液体黏度（mPas）0.340.2770.228水黏度（mPas）0.43870.34160.2838（1） 塔顶液相平均黏度的计算 由=64.676查手册13得：；（2）进料板液相平均黏度的计算 由=83.59查手册得：；（3）塔釜液相平均黏
18、度的计算 由=99.99查手册得：； （4）精馏段液相平均黏度（5）提馏段液相平均黏度2.3.6 精馏塔气液负荷计算（1）精馏段 （2）提馏段 2.4 精馏塔工艺尺寸设计2.4.1 塔径的计算估取板间距为，由于一般常压塔取12，故取板上清液层高度，则 式中的C8由 计算 (3) （1）精馏段HT=0.45-0.07=0.38mm 由史密斯关联图14得=0.083依公式（3） 取安全系数为0.712，则： 故： 按化工机械标准15，塔径圆整为0.8m。（2）提馏段 查史密斯关联图得 依公式（3） 取安全系数为0.7，则： 故： 按化工机械标准，塔径圆整为0.7m。 故板间距取0.45m合适。为了
19、使得整体美观及加工工艺简单，在提馏段和精馏段的塔径相差不大的情况下，选择相同的尺寸，故塔径取D=0.8m。（3）空塔气速精馏段的横截面积： 则精馏段空塔气速为：提馏段的横截面积： 则提馏段空塔气速为：2.4.2 精馏塔高度的计算（1）精馏塔的有效高度精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 根据化工设备机械要求，塔的D1000mm时，人孔设1个。在进料板下方开一人孔，其高度为0.45m，设人孔处的板间距HT人等于800mm。 故精馏塔的有效高度为 Z0=8.1+6.75+0.8=15.65m （2）精馏塔总高度筒体壁厚： 所选材质为16MnR，采用单面焊对接接头，局部无损检测=0.8。 查表15得1
20、6MnR在200下的许用应力为170MPa，Pc=1.0MPa。又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的=4mm，故取=4mm。 =+=4+1=5mm 由=5mm查得=0.25mm，+=5.25mm，经圆整取=6mm。 复验，故最后取=0.25mm，该塔体可用6mm厚的16MnR钢板制作。封头： 选取标准椭圆形封头，即K=1.0。所选材质为16MnR，采用单面焊对接接头，局部无损检测=0.8。 又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的=4mm，故取=4mm。 =+=4+1=5mm 由=5mm查得=0.25mm，+=5.25mm，经圆整取=6mm。 复验，故最后取C1=0.25mm，该塔体可用6mm厚的16
21、MnR钢板制作。由公称直径800mm，查得曲面高度hl=150mm，直边高度ho=25mm，故选用封头。校核水压试验强度： 式中：PT=1.25PC=1.251=1.25MPa，=-C=6-1.25=4.75mm，=345MPa 则=0.90.8345=248.4MPa 可见，故水压试验强度足够。裙座： 塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为800mm，取裙座壁厚16mm，则基础环内径： 基础环外径： 圆整：。考虑到腐蚀余量，基础环厚度取18mm。考虑到再沸器，裙座高取2m，地角螺栓直径取。除沫器： 空塔
22、气速较大，塔顶带液严重以及在工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，需设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。 这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。 设计气速选取：其中：系数 除沫器直径：塔的总体高度：塔顶部空间高度：塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。塔底部空间高度：塔底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，即HB=1.6m。塔的总体高度：2.4.3 塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算浮阀式精馏塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和
23、受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘12。各项计算如下：溢流堰长取堰长为0.66D，即 溢流堰高度计算如下： 依式 近似取E=1，则 取板上清液高度 弓形降液管宽度和截面积 由，查弓形降液管的宽度与面积图12知： 故 液体在降液管中的停留时间，即 降液管底隙高度h0 取则 选用凹形受液盘，深度。（2）塔板布置因为D800mm，故塔板采用分块板。查塔板分块表12得，塔板分为3块。边缘区宽度确定 在塔板的受液盘与鼓泡区之间设一安定区，以保证进塔板的液体平稳均匀分布，同时也可防止气体串入降液管，安定区的宽度取
24、值通常为50100mm，估取。 在鼓泡区与溢流堰之间设一安定区，其目的是为液体提供一个脱气的区域，以避免夹带大量气泡的液体进入降液管，通常其宽度为70100mm，估取。边缘区是塔板靠近塔壁的边缘留出的边宽，以供支持塔板和塔板紧固件夹紧。对直径在2.5m以下的塔，一般边宽取50mm，对直径在2.5m以上的塔，一般边宽可取60mm或更大些2。估取。开孔区面积计算开孔区面积 其中： 因为 所以浮阀的数目及其排列选定重型浮阀，其阀孔直径。阀孔气速可根据阀孔动能因子确定，其定义式为根据工业设备数据，对重型浮阀，当板上浮阀刚全开时，在812之间，在此范围内选择8、8.5、9、9.5、10、10.5、11、
25、11.5、12各值时，其相应的数据如表7。做出图象，如图3所示。因此选则浮阀数，圆整为N=81个单溢流塔板 表7 Fo-N关系表81.0557.7890.0390.84290.5388.51.0558.2750.0390.84285.22191.0558.7620.0390.84280.4849.51.0559.2490.0390.84276.246101.0559.7360.0390.84272.43210.51.05510.2230.0390.84268.982111.05510.7090.0390.84265.85111.51.05511.1960.0390.84262.987121.0
26、5511.6830.0390.84260.361图3 Fo-N关系图等腰三角形排列时，一个阀孔的鼓泡面积约为，故。故实际取值。根据上述已确定的孔距，按等腰三角形叉排方式作图，得到在鼓泡区内可以布置的浮阀总数为65。校核Fo在812范围内，此浮阀数能满足要求。校核塔板开孔率一般对常压塔，故能满足要求。2.5 浮阀的流体力学验算2.5.1 塔板压降的校核塔板压降等于干板压降和液层压降之和，即阀全开前 阀全开后 其中，阀孔临界气速求得所以，阀全开前 式中：为充气系数，反映板上液层充气程度，无量纲，此处。气体进、出一块塔板的压强降故气体进、出一块塔板的压强降。2.5.2 液沫夹带的校核泛点率在塔板结构
27、一定的情况下，两相流量最大，液沫夹带量最大，因此液沫夹带校核应取气、液流量最大的塔釜上侧塔板。故取提馏段数据进行校核： 查表10得物性系数 由泛点负荷系数图16，查得 对大塔，泛点率，因此满足泛点率要求，不会发生过量液沫夹带。2.5.3 溢流液泛的校核泡沫液层的高度 式中：为泡沫液层相对密度，甲醇-水物系属于一般物系，取。 与降液管中泡沫液层高度相当的清液层高度 式中：对于浮阀塔，液面落差相对较小，且此塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响10。液体经过降液管的阻力损失： 可见，不会发生液泛。2.6 塔板负荷性能图2.6.1 精馏段(1)漏液线 漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线
28、将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。对F1型重阀取阀孔动能因子时的气体负荷为操作的下限值。(2)过量液沫夹带线（气相负荷上限线） 由表查得物性系数 由泛点负荷系数图，查得 式中：对于大塔，现取。代入数据得 (3)液相负荷下限线 对于平顶直堰，取平堰上液层高度作为液相负荷下限的标准。代入数据得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。(4)液相负荷上限线 液体在降液管中最短停留时间以3s计算，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。(5)液泛线 已知堰高 式中：为泡沫液层相对密度，甲醇-水物系属于一般物系，取。 将上述各项代入式中，得整理得查图4，可知： 故
29、精馏段操作弹性为图4 精馏段负荷性能图2.6.2 提馏段(1)漏液线 漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。对F1型重阀取阀孔动能因子时的气体负荷为操作的下限值。(2)过量液沫夹带线（气相负荷上限线）由表查得物性系数。 由泛点负荷系数图，查得式中：对于大塔，现取。代入数据得(3)液相负荷下限线 对于平顶直堰，取平堰上液层高度作为液相负荷下限的标准。代入数据得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。(4)液相负荷上限线 液体在降液管中最短停留时间以3s计算，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。(5)液泛线 已知
30、堰高 式中：为泡沫液层相对密度，甲醇-水物系属于一般物系，取。 将上述各项代入式中，得整理得图5 提馏段负荷性能图查图5，可知： 故提馏段操作弹性为 3 辅助设备选型与计算3.1 接头管设计（）由上述公式知，接管尺寸由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表15得：（1）塔顶蒸气出口管径，取u=13m/s（低压气体在管道中常用流速范围为815m/s17） 根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。选取规格的热轧无缝钢管。（2）回流管管径，取u=1.0m/s 根据工艺标准，将其圆整到D=0.04m。选取规格的热轧无缝钢管。（3）塔底进气管管径，取u=13m/s 根据工艺标准，将其圆整
31、到D=0.30m。选取规格的热轧无缝钢管。（4）加料管管径 取u=1.0m/s 根据工艺标准，将其圆整到D=0.04m。选取规格的热轧无缝钢管。（5）料液排出管管径取u=0.6m/s 根据工艺标准，将其圆整到D=0.04m。选取规格的热轧无缝钢管。表8 管型选取表管型进料管回流管塔底出料管塔顶蒸汽出料管塔底蒸汽进气管规格3.2 法兰所有法兰均采用标准管平焊法兰。由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰采用：HG 20592 法兰 PL 25(B)-2.0 RF Q235-A；回流管接管法兰采用：HG 20592 法兰 PL 25(B)-2.0 RF Q235-A；塔底出料管法兰采用：HG
32、 20592 法兰 PL 25(B)-2.0 RF Q235-A；塔顶蒸气出料管法兰采用：HG 20592 法兰 PL 133(B)-2.0 RF Q235-A；塔底蒸气进气管法兰采用：HG 20592 法兰 PL 133(B)-2.0 RF Q235-A。3.3 热量衡算3.3.1 加热介质的选择选用0.6MPa饱和水蒸气，温度158。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸汽冷凝放热值大，而水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜太高。3.3.2 冷凝剂的选择选冷却水，温度25，温升10（一般取冷却水进出口温差为510，如用较大温差会使结垢严重3）。原因：冷
33、却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择10。3.3.3 热量衡算 由汽液平衡数据 则=64.676时：由物性表11查得 =99.99时：由物性表查得 =83.59时：由物性表查得 当=64.676时，由物性表查的 塔顶以0为基准，则0上升热量 塔顶馏出液热量：回流液热量： 进料热量： 塔底残液热量QW： 冷凝器消耗的热量QC： 再沸器提供的热量QB（全塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为10%，则塔釜热损失。再沸器实际热负荷： 计算得： 3.4 冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数范围5001200，取K=700。出料液温度：83
34、.59（饱和气）83.59（饱和液），冷却水温度取2535，逆流操作： 传热面积：根据全塔热量衡算得取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04A=6.309m2。表9 换热器列表公称直径/管程数排管数管程流通面积/换热面积A/换热管长度L/3254520.00239.130003.5 再沸器的选择选用158饱和水蒸气加热，传热系数取K=600。料液温度83.5999.99，水蒸汽温度158158，逆流操作： 传热面积：根据全塔热量衡算得： 取安全系数为1.04，则所需传热面积=1.04A=8.249m2。表10 换热器列表公称直径/管程数排管数管程流通面积/换热面积/换热管长度L/325
35、4520.00239.130003.6 泵的选型以进料泵为例，由上面设计可知其流速为： 设泵在地面上，忽略其它因素，料液面至加料孔的高度h=0.45(16-2)+1.6+2=9.9m，主加料管长20m。90标准弯头两个，截止阀两个，则有关管件的局部阻力系数17分别是：90标准弯头： =0.75 截止阀： =6.0则总的局部阻力系数为： =0.75+62=13.5 由上面设计可知：进料液密度为，黏度为则： 取管壁绝对粗糙度则： 在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为：流量 所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的。查泵性能表15，油泵型号为：50Y-60B，如表10。 因所选压头大于管路压头，故应
36、采用阀门调节，阀门调节多消耗的压头为：故多消耗的轴功率为： 表11 泵性能表型号50Y-60B流量/h9.9扬程m38功率Kw机5.5轴2.39转速2950效率35%泵壳许用压力Kgf/cm16/26结构单级3.7 贮罐的计算 以回流罐为例，回流罐通过的物流量：设凝液在回流罐中停留的时间为10min(精馏设备的回流罐的储存量不需要太大，一般有1020min的使用量，就能满足使用要求18)，罐的装载系数为0.7(一般的计量罐的装载系数取6070%18)，则该罐的容积计算如下：故回流罐容积可取V=0.74 设计结果概要将设计浮阀塔的主要结果汇总于下表： 项目符号单位设计（计算）数据精馏段提馏段各段
37、平均压强107.98120.23各段平均温度74.13391.79平均流量气相 0.8420.794液相 0.000750.00138实际塔板数块1916板间距0.450.45塔的有效高度8.16.75塔径0.80.8空塔气速1.6761.580塔板溢流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长0.5280.528堰高0.06160.0573溢流堰宽度0.1080.108管底与受液盘距离0.01420.0261板上清液层高度0.070.07孔径3939孔间距8080孔数个8181开孔面积0.4770.477阀孔气速8.7068.706塔板压降0.70.7液体在降液管中停留时间22.9212.46降液管内清液层高度Hd0.1310.131负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷Vs,maxm3/s0.97711.118气相最小负荷Vs,minm