《甲醇-水精馏塔化工原理课程设计(36页).doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《甲醇-水精馏塔化工原理课程设计(36页).doc（36页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、-甲醇-水精馏塔化工原理课程设计-第 31 页南京工业大学化工原理课程设计设计题目 常压甲醇水筛板精馏塔设计 学生姓名 陈献富 班级、学号 化工070313 指导教师姓名 刘晓勤、王晓东 课程设计时间2010年6月14日-2010年6月25日 课程设计成绩百分制权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制） 指导教师签字 化学化工学院课程名称 化工原理课程设计 设计题目 常压甲醇水筛板精馏塔设计 学生姓名 周佳佳 专业 化学工程与工艺 班级学号 1001090605 设计日期 2010 年 6 月 14
2、日至 2009 年 6 月 25日设计条件及任务：设计体系：甲醇水体系设计条件：进料量：F= 200 kmol/h进料浓度：ZF= （摩尔量分数）进料状态：q= 操作条件：塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热，采用3kgf/cm2(表压)水蒸汽全塔效率：ET = 52%分离要求：XD（质量分数）；XW（质量分数）；回流比：R/Rmin =1.6 指导教师 刘晓勤、王晓东 2010年6月11日 目录绪论11.精馏简介12.塔设备简介13.体系介绍14.设计要求1第一节 概述1精馏操求作对塔设备的要求1板式塔类型1筛板
3、塔1浮阀塔1泡罩塔1设计单元操作方案简介1精馏塔的设计简介11.4.1 筛板塔设计须知11.4.2 筛板塔的设计程序1第二节 设计方案的初步确定1操作条件的确定1操作压力1进料状态1加热方式1冷却剂与出口温度1回流比1热能的利用1确定设计方案的原则1操作流程简图1第三节 板式精馏塔的工艺参数计算13.1 物料衡算与操作线方程13.2 理论塔板数的计算与实际板数的确定1理论板数的计算1实际板数的确定1操作压强的计算1操作温度的计算1塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算1密度及流量1液相表面张力的确定：1液体平均粘度计算1第四节 板式塔主要尺寸的设计计算1塔的有效高度和板间距的初选1塔有效高
4、度14.2 塔径1第五节 板式塔的结构15.1 塔的总体结构15.2 总塔高度1塔顶空间HD1塔底空间1整体塔高1人孔数15.3 塔板结构1溢流装置1弓形降液管宽度Wd和面积Af1降液管底隙高度1塔板布置及筛孔数目与排列15.4.筛板的力学检验1塔板压降1液面落差1液沫夹带1漏液1液泛15.5.塔板负荷性能图1漏液线1液沫夹带线1液相负荷下限线1液相负荷上限线1液泛线1操作弹性1第六节 设计结果汇总1第七节 精馏装置的附属设备17.1 管壳式换热器的设计与选型1塔顶冷凝器（列管式换热器）1进料预热器17.2 再沸器17.3 管件1塔釜残液出料管1塔顶回流液管1塔釜再沸器蒸汽进口管1塔顶蒸汽进冷
5、凝器进口管1塔顶冷凝水管1冷凝水泵的选择1除沫器1裙座1附表11、常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系12、理论塔板数计算（MATLAB程序）：13、进料、塔顶及塔釜温度组成的插值计算（MATLAB程序）14、史密斯关联图1参考文献及设计手册1设计感想1感谢1绪论1.精馏简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是一种属于传质分离的单元操作。广泛应用于炼油、化工、轻工等领域。蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其挥发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。以本设计所选取的甲醇-水体系为例，加热甲醇（沸点64.5）和水（沸点100.0）的混合物时,由于甲醇的沸点较
6、低（即挥发度较高）,所以甲醇易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。经过多次部分汽化部分冷凝，最终在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业精馏设备中，使部分汽化的液相与部分冷凝的气相直接接触，以进行气液相际传质，结果是气相中的难挥发组分部分转入液相，液相中的易挥发组分部分转入气相，也即同时实现了液相的部分汽化和气相的部分冷凝。蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏
7、、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。本设计着重讨论常压下甲醇-水双组分体系精馏。2.塔设备简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量踏板，气体以鼓泡活喷射形式穿过板上液层进行质、热传递，气液相组成成阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内有定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（也有并流向下者）与液相接触进行质、热传递，气相组成沿
8、塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料消耗少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和
9、传热目的的气液传质设备之一。3.体系介绍本设计的体系为甲醇-水体系。下，甲醇水体系汽液平衡数据如下：温度t()液相组成x气相组成y温度t()液相组成x气相组成y100007596739471916989688866184651182651178注：x、y分别为气液两相中甲醇的摩尔分数4.设计要求设计条件：体系：甲醇-水体系 已知：进料量F=200 kmol/h进料浓度ZF= 0.35（摩尔分数）进料状态：q 1.08 操作条件：塔顶压强为4 kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热全塔效率ET = 52%分离要求： XD（质量分数
10、）；XW（质量分数）； R/Rmin =1.6 。第一节 概述精馏操求作对塔设备的要求工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料消耗少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔类型塔设备大致可以分为两类，一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、舌形、S形、多降液管塔板等；另一类是无降液管塔板，如传流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业上应用较多的是有降液管的浮阀、筛板和泡罩塔板等。筛板塔筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔
11、径的大小，分为小孔径筛板(孔径为38mm)和大孔径筛板(孔径为1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。但其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。值得说明的是，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降
12、。然而近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。综合考虑利弊，对于甲醇-水体系，本设计选用筛板塔。浮阀塔浮阀广泛应用于精馏、吸收和解析等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动懂得浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可以根据气流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的主要优点是生产能力大，操作弹性大，分离效率高，塔板结构较泡罩塔简单。泡罩塔泡罩塔是最早使用的板式塔，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。泡罩的种类很多，国内用较多的是圆形泡罩。泡罩的主要优点是操作弹性较大，液气比范围大，适用于多种介质，操作稳定可靠；
13、但其结构复杂、造价高、安装维修不方便，气相压降较大。现虽已为新型塔板取代，但鉴于其某些优点，仍有使用。设计单元操作方案简介 蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。本设
14、计中采用全凝器。1.4精馏塔的设计简介 筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。 （2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。 筛板塔的设
15、计程序 确定设计方案； 平衡级计算和理论塔板的确定； 塔板的选择； 实际板数的确定； 塔体流体力学计算； 管路及附属设备的计算与选型； 撰写设计说明书和绘图。第二节 设计方案的初步确定操作条件的确定2.1.1操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则： 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸汽蒸汽时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方
16、案进行比较后，确定适宜的操作方式。 考虑利用较高温度的蒸汽冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综合考虑以上因素本设计采用常压精馏。2.1.2进料状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不
17、利之处。所以根据设计要求，选择泡点进料，q1。2.1.3加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130）间接水蒸汽加热。2.1.4冷却剂与出口温度本设计中采用的冷却剂为深井水，深井水水温较江河水水温稳定（如：南京地区深井水水温常年维持在12），易于操作条件的控制。冷却水出口温度过高，则冷却效果不佳；反之，如果温度过低，冷却水用量较大，增加了成本。综合考虑这两方面因素，本设计的冷却水出口温度选为：302.1.5回流比
18、选择回流比主要从经济观点出发，力求设备费用和操作费用最低。实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如右图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R（1.22）Rmin。本设计综合min。2.1.6热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶
19、冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸汽温度提高，提高了温度的蒸汽再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸汽冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸汽可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。本设计中的热能利用主要有两方面：一、塔顶冷却水的热量，通过水介质导出，可用周边生活区的供暖；二、塔釜残液温度较高，可用于进料的预热。确定设计方案的原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高
20、产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加
21、，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。操作流程简图第三节 板式精馏塔的工艺参数计算3.1 物料衡算与操作线方程物料衡算已知进料量F200kmol/h，进料组成XF0.35（摩尔分率），进料q1.08设计要求：XD（质量分率）（质量分率）将物料的质量分率转化为摩尔分率：质量分率摩尔分率XDXw衡算方程 ： 3.1.2 q线方程因为XF0.35 q1q线方程为：x0.35读图可知平衡线和q线交点为:xe325，ye=0.
22、699Rmin和R的确定min=1.3393精馏段操作线方程精馏段操作线方程：精馏段和提馏段气液流量Dkmol/h R1.3393精馏段：LRDkmol/h V（R1）D1kmol/h提馏段：LLqF+200=294.39kmol/h VV（1q）FV1kmol/h提馏段操作线方程提馏段操作线方程：3.2 理论塔板数的计算与实际板数的确定理论板数的计算由于塔釜残液的浓度较低，而塔顶产品的浓度较高，故不适宜用作图法求解理论板数。本设计采用逐板计算的方法求解。（1）精馏段理论板数由上而下逐板计算，自x0i首次越过xf=0.2325时为止。x0=0.9911,y1x1=,y1x1=,y2=x2=,y
23、2=x2=,y3=x3=,y3=x3=,y4=x4=,y4=x4=,y5=精馏段操作线方程平衡关系x5=,y5=x5=,y6=x6=,y6=x6=,y7=x7=,y7=x7=,y8=x8=,y8=x8=,y9=x9=,y9=x9=,y10=x10=,y10=x10=,y11=x11=,y11=因x11xf,故第11块为加料板，精馏段共有10块理论版。（1）提馏段理论板数由上而下逐板计算，自x11i首次越过xw=0.0011时为止。x11=,y12=x12=,y12=x12=,y13=提馏段操作线方程平衡关系x13=,y13=x13=,y14=x14=,y14=x14=,y15=x15=,y15
24、=x15=,y16=x16=,y16=因x16xw ，所以理论板数不足16块。塔釜相当于一块理论板。提馏段理论板数=15-11+（x15-xw）/(x15-x16)-1=3.68 块（不含塔釜）总理论板数=1=14.68 块（不含塔釜）（理论板数计算由MATLAB完成，详细程序见附表）实际板数的确定平均相对挥发度=5.5 平均黏度为L=0.33mPas由奥肯奈尔（Oconnell）关联图的ETN精=11/0.49=23块N提=3.68=8块NPN精+N提23+8=31块实际塔板数为31块操作压强的计算本设计采用常压精馏根据设计要求，相关计算如下：塔顶压力P顶=101.3+4=105.3kPa
25、单板压降P=进料板压力pF塔底压力pw31=127.0kPa精馏段平均压力pmkPa提馏段平均压力pm =(120.7+127.0)/2=123.9kPa操作温度的计算通过“t-x-y”数据进行插值计算得：泡点进料：xF0.35 进料板温度tF=76.58塔顶温度：tD1塔底温度：tW=99.78精馏段平均温度tm=(1)/2=70.55提馏段平均温度tm=(99.78+76.58)/2=88.18（以上温度的插值计算由MATLAB完成，详细程序见附表。）常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系温度t()液相组成x气相组成y温度t()液相组成x气相组成y1000075967394719169896
26、88866184651182651178塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算.1密度及流量设甲醇为a，水为b甲醇分子量为：kg/kmol 水的分子量为：18.01 kg/kmol （1）精馏段精馏段平均温度70.55由t-x-y数据插值计算得：xa0.6348，ya0.8407查表得：kg/m3，kg/m3液相平均分子量：Ml=xaMa+(1-xa) Mb=26.92 kg/kmol气相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb=29.81kg/kmol液相密度： （液相视为正规溶液）气相密度：（气相视为理想气体）液相流量：气相流量：（2）提馏段提馏段平均温度：88.18由t-x-
27、y数据插值计算得：xa，ya查表得：=727.01，=96液相平均分子量：Ml=xaMa+(1-xa) Mb=19.32kg/kmol气相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb= 23.65kg/kmol液相密度： （液相视为正规溶液）气相密度：（气相视为理想气体）液相流量： 气相流量： （以上温度的插值计算由MATLAB完成，详细程序见附表。）.2液相表面张力的确定：塔顶液相表面张力1,查得：=1, =17.25 进料板液相表面张力tF=, =15.43, =64.42塔底液相表面张力tw=99.78，=12.82，=60.04精馏段平均液相表面张力提馏段平均液相表面张力.3液体平
28、均粘度计算塔顶液体粘度:1,289,97同理,进料板液体450塔底液体=0.2886精馏段平均液相粘度(+74提馏段平均液相粘度(+168第四节 板式塔主要尺寸的设计计算塔的有效高度和板间距的初选塔有效高度精馏段有效高度 提馏段有效高度从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为,开人孔的两块板间距取所以应多加高(0.7-0.45)31/7=1mZ=Z精+Z提+1.0=9.9+3.15+1.0=14.06m4.2 塔径精馏段欲求塔径应先求出空塔气速 u安全系数umax 功能参数：取塔板间距=，板上液层高度h1，那么分离空间：-h169m从史密斯关联图查得：，由于m/s36取 D=1.2m塔截面积：
29、实际空塔气速：提馏段功能参数：取塔板间距=，板上液层高度h1，那么分离空间：m从史密斯关联图查得：，由于u3.19=3圆整取： D 5s 故降液管尺寸可用。提馏段：停留时间5s 故降液管尺寸可用。降液管底隙高度h0=hw-0.006=0.05-0.006=0.044m 0.025m 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度取塔板布置及筛孔数目与排列.1塔板的分块D800mm，故塔板采用分块，查表塔板分为3块。.2边缘区宽度确定取m.3开孔区面积计算 r=D/2-Wc x=D/2-Wd-Ws精馏段：x=0.6-(56)=0.374m，r=0.6-0.05=0.55m，=0.754提馏段：x=
30、0.656+0.07)=0.374m, r=0.6-0.05=0.55m ，=0.754筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径 。筛孔按正三角形排列(如右图所示)，取孔中心距t为开孔率为精馏段：筛孔数目：个气体通过阀孔的气速:提馏段 筛孔数目n为个.筛板的力学检验.1塔板压降5.4.干板阻力计算由/=1.67查图得72因为开孔率15%，所以：精馏段（v/l）（uo/co）2(79/)(172)294m液柱提馏段（v/l）（uo/co）2=0.051(/)(72)=0.0193m液柱.2气体通过液层的阻力hl计算精馏段:ua=Vs/(AT-2Af)=/(8143)=1.21
31、8m/s =ua=1.32查表得=0.61hl=(hw+how)=0.617249m（液柱）提馏段ua=Vs/(AT-2Af)=/(-28143)=1.147m/s =ua=1.13 查表得=0.64hl=(h+h)=0.6411392m（液柱）液体表面张力的阻力计算精馏段=液柱提馏段=液柱气体通过每层塔板的压降P=gh 精馏段29434931676m液柱P精=精ghp677=527Pa提馏段P提=提ghp634=571Pa全塔平均每块塔板上的压降：=（22P精+9P提）/31=540Pa=0.54所以单板压降符合要求。5.液面落差对于D的筛板，液面落差可以忽略不计。.3液沫夹带(kg液/kg
32、气)精馏段:提馏段:本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求. .4漏液筛板塔,漏液点气速带入数据得：精馏段m/s稳定系数K=u0/uo,min=1/8.7=1.75提馏段m/s稳定系数K=u0/u0,min=1稳定系数均在1.52之间，符合要求，无明显液漏。.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd()对于设计中的甲醇-水体系=0.5, Hd=由于板上不设进口堰精馏段m液柱提馏段所以不会发生液泛现象.塔板负荷性能图.1漏液线由= 得：精馏段：=得=提馏段：得=.2液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系：由精馏段：整理得提馏段：整理得.3液相负荷下限线对于平流堰，取堰上
33、液层高度how=作为最小液体负荷标准，由式计算:精馏段 提馏段 液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留的下限，得：精馏段： 提馏段：.5液泛线Hd=()由，得其中带入数据精馏段 提馏段所以精馏段提馏段.6操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。精馏段：根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线图中（1）线为漏液线，（2）线为雾沫夹带线，（3）线为液相下限线，（4）线为液相上限线，（5）为液泛线，A点为操作点，所在线为操作线由图，故精馏段操作弹性为/=提馏段：根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线图中（1）线为漏液线，
34、（2）线为雾沫夹带线，（3）线为液相下限线，（4）线为液相上限线，（5）为液泛线，A点为操作点，所在线为操作线由图，故提馏段操作弹性为/=4精馏段提馏段操作弹性均大于3小于5,符合要求。第六节 设计结果汇总筛板塔设计计算结果及符号汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段T m ()平均温度P m (kpa)平均压力M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量lm (kg/m3)液相平均密度vm (kg/ m3)气相平均密度m (mN/m)液体平均表面张力m (mPas)液体平均粘度74168Vs(m3/s)气相流量Ls (m3/s)液相流量889172N实际塔板数
35、229Z( m)有效段高度D(m)塔径1.2H T(m)板间距 (m)板厚溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l W (m)堰长0.7920.792h W (m)堰高hl (m)板上液层高度20572h OW (m)堰上液层高度72072h O (m)降液管底隙高度4444W d (m)降液管宽度5656W s (m)安定区宽度W c (m)边缘区高度Aa (m2)有效传质面积0.7540.754A T (m2)塔横截面积A f (m2)降液区面积81438143A O(m2)筛孔面积762762d O(m)筛孔直径T(m)孔中心距N筛孔数目38703870(%)开孔率u(m/
36、s)空塔气速20.982安全系数u O(m/s)筛孔气速K稳定系数51.51H c(m液柱)干板阻力294193H l(m液柱)液体有效阻力Hl349392H(m液柱)液体表面张力阻力331476H p(m液柱)总阻力0.06760.0634P(Pa)每层塔板压降527571 (s)停留时间ev (kg液/kg干气)液沫夹带量943液泛合格合格漏液合格合格E液流收缩系数C O孔流系数液层充气系数0.610.64相对泡沫密度第七节 精馏装置的附属设备7.1 管壳式换热器的设计与选型7.1.1塔顶冷凝器（列管式换热器）甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式，换热器水平放置。7估计换热面积甲醇-
37、水冷凝蒸汽的数据tD=1冷凝蒸汽量：11,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.92KJ/kg 冷凝水始温为12，取冷凝器出口水温为38，在平均温度物性数据如下（kg/m3）Cp(KJ/k.)Pas(w/(m.)水99910-50.6078a. 设备的热参数：b水的流量：c平均温度差：根据“传热系数K估计表”取K=1000W/(m2.) 传热面积的估计值为：=m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=/s采用四管程换热器管数：个管长：取管心距壳体直径取800mm折流板：采用弓形折流板取折流板间距B=200mm由上面计算数据，选型如下：公称直径D/mm800管子尺寸/mm25公称压力 PN/（MPa
38、）管子长l/m3管程数Np4管数n/根188壳程数Ns1管心距t/mm管子排列正三角排列核算管程、壳程的流速及Re:（一）管程流通截面积：管内水的流速（二）壳程流通截面积： 取=15壳内流体流速 500，故挡板数 块 代入得 取污垢校正系数F 符合一般要求。故管壳程压力损失均符合要求7计算传热系数管程对流给热系数Re10000 =0.023= W/(m2)壳程对流有相变，给热系数较大，在计算热阻时，壳程对流热阻可不计。计算传热系数取污垢热阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面积为基准 则K=W/(m2.)计算传热面积 A=m2所选换热器实际面积为A=n=m2裕度所选换热器合
39、适7进料预热器查表Cp甲醇=2.48 kJ/(kgK) Cp水=4.183 kJ/(kgK)摩尔分数 xF=0.35根据上式可知：Cpc=2.480.35+4.1380.65=3.56kJ/(kgK)设加热原料温度由20到 考虑到5%的热损失后在热量利用中，本设计方案提出用塔釜残液预热进料。xw=0.0011,tw=99.78近似为纯水来计算：Gw=W设温度由99.78降到80：因而，尽依靠塔釜残液不足以提供进料预热所需的热量。设使用塔釜残液先将进料y由20预热至t1t1Qw/(GCpc3.56)+20=考虑到热损失，故可利用塔釜残液将进料由20先预热至30，然后采用压强为Pa的饱和水蒸汽加热，温度为，冷凝温度至1，采用逆流加热。查得:1