《甲醇精餾塔 化工原理課程設(shè)計(jì)》由會(huì)員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《甲醇精餾塔 化工原理課程設(shè)計(jì)（40頁珍藏版）》請(qǐng)?jiān)谘b配圖網(wǎng)上搜索。

1、 目錄 一、前言 3 1.精餾與塔設(shè)備簡介 3 2.體系介紹 3 3.篩板塔的特點(diǎn) 4 4.設(shè)計(jì)要求: 4 二、設(shè)計(jì)說明書 5 1.設(shè)計(jì)單元操作方案簡介 5 2.篩板塔設(shè)計(jì)須知 5 3.篩板塔的設(shè)計(jì)程序 6 三、設(shè)計(jì)計(jì)算書 6 1.設(shè)計(jì)參數(shù)的確定 6 1.1進(jìn)料熱狀態(tài) 6 1.2加熱方式 6 1.3回流比的選擇 7 1.4塔頂冷凝水的選擇 7 2.流程簡介及流程圖 7 3.理論塔板數(shù)的計(jì)算與實(shí)際板數(shù)的確定 8 3.1理論板數(shù)計(jì)算 8 3.2操作溫度的計(jì)算 10 3.3熱量衡算 11 3.4全塔效率的計(jì)算 11 3.5實(shí)際板層數(shù)的確定 12 4.塔

2、的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 12 5.塔板主要工藝參數(shù)確定 17 5.1溢流裝置 17 5.2溢流堰長 17 5.3出口堰高 18 5.4降液管的寬度與降液管的面積： 18 5.5降液管底隙高度ho： 19 5.6塔板布置及篩孔數(shù)目與排列 19 6.篩板的力學(xué)檢驗(yàn) 20 6.1塔板壓降 20 6.2篩板塔液面落差 22 6.3液沫夾帶 22 6.4漏液 22 6.5液泛 23 7.塔板負(fù)荷性能圖 23 7.1霧沫夾帶線 23 7.2 液泛線 24 7.3 液相負(fù)荷上限線 25 7.4液相負(fù)荷下限線 25 7.5漏液線（氣相負(fù)荷下限線） 25 7.6操作彈性

3、 26 8. 輔助設(shè)備及零件設(shè)計(jì) 27 8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器） 27 8.2釜式再沸器： 31 8.3原料預(yù)熱器 32 8.4管路設(shè)計(jì) 32 8.5冷凝水泵 34 四、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 35 1.工藝計(jì)算 35 2.輔助設(shè)備 37 五、 設(shè)計(jì)感想 37 六、 參考文獻(xiàn) 38 七、 致謝 38 一．前言 1.精餾與塔設(shè)備簡介 蒸餾是分離液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（

4、或沸點(diǎn)不同）來實(shí)現(xiàn)分離目的。例如，設(shè)計(jì)所選取的甲醇與水體系，加熱甲醇（沸點(diǎn)64.65℃）和水（沸點(diǎn)100℃）的混合物時(shí)，由于甲醇的沸點(diǎn)比水低，則甲醇的揮發(fā)度比水高，所以甲醇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(jìn)行多次汽化及冷凝過程，即可將甲醇和水分離。這多次進(jìn)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。 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

5、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(jì)著重討論常壓下的雙組分精餾，即甲醇-水體系。 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達(dá)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

6、為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。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(duì)篩板的流體力學(xué)研究很少，被認(rèn)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(shí)踐，對(duì)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(shí)踐，形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點(diǎn)：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(jià)可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本設(shè)計(jì)討論的就是篩板塔。 2. 體系介紹 本設(shè)計(jì)為甲醇-水的二元組分精餾設(shè)計(jì)，下表為二組分的T-X-Y

7、關(guān)系 x y T/℃ x y T/℃ 0.00 0.0000 100.00 0.55 0.8065 72.20 0.05 0.2797 92.39 0.60 0.8287 71.29 0.10 0.4277 87.53 0.65 0.8496 70.45 0.15 0.5233 84.01 0.70 0.8718 69.58 0.20 0.5870 81.48 0.75 0.8946 68.69 0.25 0.6352 79.48 0.80 0.9

8、167 67.83 0.30 0.6723 77.90 0.85 0.9387 66.97 0.35 0.7036 76.56 0.90 0.9597 66.14 0.40 0.7317 75.36 0.95 0.9806 65.31 0.45 0.7592 74.19 1.00 1.0000 64.50 0.50 0.7834 73.16 作圖如下： 3.篩板塔的特點(diǎn) 篩板塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)持點(diǎn)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3

9、—8mm)和大孔徑篩板(孔徑為10—25mm)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(chǎng)合(如分離粘度大、易結(jié)焦的物系)。 篩板的優(yōu)點(diǎn)足結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)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(diǎn)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(jì)和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減 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(jì)和控制水平的不斷提高， 可使篩板的操作非常精確，彌補(bǔ)了上述不足，故應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計(jì)和采用先控制手段的前提下，設(shè)計(jì)中可大膽選用。

10、 4. 設(shè)計(jì)要求: 體系： 甲醇—水體系 已知： 進(jìn)料量F= 180kmol/h 進(jìn)料濃度ZF= 0.40（摩爾分?jǐn)?shù)，下同） 進(jìn)料狀態(tài)：q＝ 1 操作條件： 單板壓降不大于0.7kPa。 塔頂冷凝水采用深井水，溫度t＝12℃； 塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱 分離要求： XD= 0.995 ； 2、 設(shè)計(jì)說明書 1. 設(shè)計(jì)單元操作方案簡介 精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷

11、卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響。 塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)情況決定采用分凝器或全凝器。一般塔頂分凝器對(duì)上升蒸汽雖有一定增濃作用，但在石油等工業(yè)中獲取液相產(chǎn)品時(shí)往往采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地確定回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器。 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(diǎn)，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(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，但適合于小

12、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(shí)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(jì)須知 （1）篩板塔設(shè)計(jì)是在有關(guān)工藝計(jì)算已完成的基礎(chǔ)上進(jìn)行的。對(duì)于氣、液恒摩爾流的塔段，只需任選其中一塊塔板進(jìn)行設(shè)計(jì)，并可將該設(shè)計(jì)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(jìn)行設(shè)計(jì)；全塔最下面一段塔段，通常選最下面一塊塔板進(jìn)行設(shè)計(jì)。這樣計(jì)算便于

13、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(duì)篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進(jìn)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(shí)才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。 3. 篩板塔的設(shè)計(jì)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(diǎn)百分 率。 （2）塔徑計(jì)算。 （3）塔板版面布置設(shè)計(jì)及降液管設(shè)計(jì)。 （4）塔板操作情況的校核計(jì)算——作負(fù)荷性能圖及確定確定操作點(diǎn)。 三．設(shè)計(jì)計(jì)算書 1.設(shè)計(jì)參數(shù)的確定 1.1進(jìn)料熱狀態(tài)

14、泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點(diǎn)進(jìn)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(jìn)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(jì)要求，泡點(diǎn)進(jìn)料，q＝1。 1.2加熱方式 精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)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。所以本設(shè)計(jì)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

15、實(shí)際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時(shí)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(shì)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(fèi)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(fèi)用與回流比之間的關(guān)系如下圖所示。總費(fèi)用最低點(diǎn)對(duì)應(yīng)的R值稱為最佳回流比。設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟(jì)核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R＝（1.2～2）Rmin。本設(shè)計(jì)經(jīng)簡單核算后，選用：R＝1.6Rmin。 1.4 塔頂冷凝水的選擇 采用深井水，溫度t＝12℃ 2.流程簡介及流程圖 含甲

16、醇0.40（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(diǎn)進(jìn)料。進(jìn)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(jìn)入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，進(jìn)入塔中，塔頂效率為0.99. 簡略流程圖如下： 3.理論塔板數(shù)的計(jì)算與實(shí)際板數(shù)的確定 3.1理論板數(shù)計(jì)算 3.1.1物料衡算 已知進(jìn)料量F＝180kmol/h，進(jìn)料組成XF＝0.40，進(jìn)料q＝1 設(shè)計(jì)要求：XD＝0.995，=0.99 衡算方程 ： 3.1.2 q線方程 XF＝0.40 q＝1q線方程為：X＝0.40 3.1.3平衡線方程 使用軟件作平衡線和q線如下圖所示：

17、 由q線方程和平衡線方程交點(diǎn)確定Xe=0.4，Ye=0.7317 3.1.4 Rmin和R的確定 3.1.5精餾段操作線方程的確定 精餾段操作線方程 3.1.6精餾段和提餾段氣液流量的確定 D＝71.64kmol/h R＝1.2701 精餾段： L＝RD＝90.99kmol/h V＝（R＋1）D＝162.63kmol/h 提餾段： L’＝L＋qF＝90.99+180=270.99kmol/h V’＝V－（1－q）F＝V＝162.63kmol/h 3.1.7提餾段操作線方程的確定 提餾段操作線方程：

18、3.1.8圖解法計(jì)算 Y1=XD=0.995 開始作圖得 可得板共15塊不足 其中第11塊板為進(jìn)料板 精餾段共10塊理論板 提餾段共4.97塊理論板(從上往下數(shù),不包括再沸器) 3.2操作溫度的計(jì)算 由t-x-y圖作圖可得 塔頂 XD=0.995 tD=64.58℃ 塔底 XW=0.00663 tW=99.10℃ 進(jìn)料板 XF=0.40 tF=75.36℃ 進(jìn)料板上一板： X=0.51 t=72.97℃ 進(jìn)料板下一板： X=0.382

19、 t=75.80℃ 則塔平均溫度 精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 3.3熱量衡算 汽化焓 KJ/mol 溫度/℃ 塔頂 塔釜 進(jìn)料板 64.58 99.10 75.36 甲醇 35263 32458 34445 水 42381 40840 41900 塔頂（冷凝器）放熱 塔底（再沸器）吸熱 3.4全塔效率的計(jì)算 在實(shí)際塔板上，氣液兩相并未達(dá)到平衡，這種氣液兩相間傳質(zhì)的不完善程度用塔板效率來表示，在設(shè)計(jì)計(jì)算中多采用總板效率求出實(shí)際塔板數(shù)。總板效率確定得是否合理，對(duì)設(shè)計(jì)的塔在建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。而總板效率與物

20、系物性、塔板結(jié)構(gòu)和操作條件密切相關(guān)。由于影響的因素多而復(fù)雜，很難找到各種因素之間的定量關(guān)系，一般可采用下面的方法來確定總板效率。 時(shí)查得純流體物性粘度 x y t/℃ 0.15 0.5233 84.0100 0.20 0.5870 81.4800 用內(nèi)插法: 查精餾操作總板效率圖得 ET=0.40 3.5實(shí)際板層數(shù)的確定 N精=10/0.40=25 N提=4.97/0.40=12.425≈13(包括再沸器) NP＝N精+N提＝25+13=38塊

21、4 . 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 4.1操作壓力pm 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(jì)上的合理性原則。對(duì)熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對(duì)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(duì)于物性無特殊要求的采用常壓操作。由于甲醇-水體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓。 其中塔頂壓力PD=101.3kPa 單板壓降ΔP=0.7kPa 進(jìn)料板壓力PF=101.3+0.713=110.4kPa 塔底壓力P底=101.3+0.738=127.9kPa 精餾段平均操作壓力 提餾段平均操作壓力 平均操作

22、壓力Pm=(101.3kPa+127.9kPa)/2=114.6kPa 4.2密度及流量 分子式 分子量 密度（kg/m3） M(kg/kmol） t=68.78℃ t=87.45℃ 甲醇(a) CH4O 32.0422 745.12 724.45 水(b) H20 18.0153 982.94 977.36 Ⅰ、精餾段 p=105.9kpa 查t-x-y圖得x=0.7449 y=0.8923 液相平均分子量： 氣相平均分子量： 液相密度： 液相流量： 氣相密度：（氣相視為理想氣體） 氣相流量： Ⅱ、提

23、餾段 p=119.15kpa 查圖得 x=0.09990 y=0.4274 液相平均分子量： 氣相平均分子量： 液相密度： 液相流量: 氣相密度: 氣相流量： 4.3液相表面張力的確定： 溫度/℃ 塔頂64.58℃ 進(jìn)料板75.36℃ 塔釜99.10℃ 表面張力 N/m 甲醇 0.0189 0.0179 0.0157 水 0.0651 0.0630 0.0584 塔頂液相表面張力 進(jìn)料板液相表面張力 塔底液相表面張力 精餾段平均液相表

24、面張力 提餾段平均液相表面張力 全塔平均液相表面張力 4.4 液體平均粘度計(jì)算 塔頂 塔釜 進(jìn)料板 溫度/℃ 64.59 99.10 75.36 粘度 mPaS 甲醇 0.3446268 0.2578916 0.3121872 水 0.4417886 0.2822821 0.3782372 塔頂粘度 進(jìn)料板粘度 塔底粘度 精餾段平均液相粘度 提餾段平均液相粘度 全塔平均液相粘度 4.5塔的工藝條件 塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、

25、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。 板間距與塔徑關(guān)系 塔徑DT，m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板間距HT，mm 200～300 250～350 300～450 350～600 400～600 選板間距，取板上液層高度. 分離空間：- hL=0.45-0.06=0.39m Ⅰ、精餾段 功能參數(shù)： 從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，則 可取安全系數(shù)為0.65（安全系數(shù)0.6—0.8），則 圓整得D=1.0m 塔截面積： 空塔氣速： Ⅱ、提餾段 功能參數(shù)： 從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于

26、 可取安全系數(shù)為0.65（安全系數(shù)0.6—0.8），則 圓整得D=1.0m=D 塔截面積： 空塔氣速： 4.6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(gè)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 總塔的有效高度 4.7整體塔高 (1)塔頂空間HD 取HD=1.6 HT=0.45 加一人孔0.6米，共為2.65m (2)塔底空間 塔底儲(chǔ)液高度依停留4min而定 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 （3）整體塔

27、高 5.塔板主要工藝參數(shù)確定 5.1溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管，凹形受液盤，不設(shè)進(jìn)口堰。 5.2溢流堰長 單溢流去lW=（0.6～0.8）D,取堰長 =0.63D=0.631.0=0.63m 5.3出口堰高 精餾段： 查液流收縮系數(shù)圖得 E=1.03，則 提餾段： 查液流收縮系數(shù)圖得 E=1.04，則 取 則： 5.4降液管的寬度與降液管的面積： 由查得， 則：， 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積， （大于5s，符合要求） （大于5s，符合要求）

28、 所以降液管尺寸可用 5.5降液管底隙高度ho： 取液體通過降液管底隙的流速 精餾段：取 則 提餾段：取 則 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度 5.6塔板布置及篩孔數(shù)目與排列 5.6.1塔板的分塊 D≥800mm，故塔板采用分塊式，查表塔板分為3塊。 5.6.2邊緣區(qū)寬度確定 溢流堰前的安定區(qū)寬度：=70~100mm， 進(jìn)口堰后的安定區(qū)寬度：=50~100mm 小塔一般=30~50mm，大塔一般=50~70mm。 取 5.6.3開孔區(qū)面積

29、計(jì)算 ∴ 5.6.4篩孔計(jì)算及其排列 物系無腐蝕性，選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑。 篩孔按正三角形排列，取,則孔中心距t為； 開孔率為（在8~15內(nèi)） 篩孔數(shù)目n為；。 則每層板上的開孔面積為： 氣體通過篩孔的氣速為： 精餾段： 提餾段： 6.篩板的力學(xué)檢驗(yàn)

30、6.1塔板壓降 干板阻力計(jì)算： 由/δ=1.67查圖得=0.772則： 精餾段：液柱 提餾段：液柱 的計(jì)算： 精餾段： 查右表得出， 液柱 提餾段： 查表得出 液柱 液體表面張力的阻力計(jì)算計(jì)算： 精餾段：液柱 提餾段：液柱 氣體通過每層塔板的液柱高： 精餾段：液柱 6.2篩板塔液面落差 由于，所以不用考慮液面落差 6.3液沫夾帶 (kg液/kg氣) 精餾段：；

31、 提餾段：； 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。 6.4漏液 篩板塔漏液點(diǎn)氣速： = 精餾段： ， 提餾段： 實(shí)際篩孔氣速： ＞ > 穩(wěn)定系數(shù)： 均大于1.5,所以設(shè)計(jì)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)液層高要滿足： 對(duì)于設(shè)計(jì)中的甲醇-水體系：，

32、 由于板上不設(shè)進(jìn)口堰 精餾段： 液柱 提餾段： 液柱 根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的，所以不會(huì)發(fā)生淹泛現(xiàn)象。 7.塔板負(fù)荷性能圖 7.1霧沫夾帶線 依式(*) 取霧沫夾帶極限值為 式中 近似取E=1.0, 則 精餾段：帶入(*) 整理得： 提餾段：同理帶入后 整理得 7.

33、2 液泛線 Hd=φ() 由，，， 得 其中帶入數(shù)據(jù) 精餾段 提餾段 所以精餾段 提餾段 7.3 液相負(fù)荷上限線 取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒，由下式 液相負(fù)荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量無關(guān)的垂線 7.4液相負(fù)荷下限線 取平堰、堰上液層高度為液相負(fù)荷下限條件， 則 即 得： 7.5漏液線（氣相負(fù)荷下限線） 由= 得 精餾段： =

34、 = 提餾段： 得= 將以上5條線標(biāo)繪于圖（圖）中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。 5條 線包圍區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，OP為操作線。OP線與線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下限線的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。 同理可繪提餾段負(fù)荷性能圖。 7.6操作彈性 精餾段的操作彈性（圖如上）(在3-5之間符合要求) 提餾段操作彈性（圖如上）（在3-5之前符合要求） 8. 輔助設(shè)備及零件設(shè)計(jì) 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.

35、1.1估計(jì)換熱面積 冷凝量 塔頂氣化潛熱 換熱量 冷凝水始溫12℃，出口溫度22℃。 冷凝水的平均溫度，塔頂溫度64.58℃ ρ（kg/m3） Cp(KJ/k.℃) μ[kg(s.m)] λ(w/(m.K)) 水 998.65 4.1854 109.45310-5 0.59606 水的流量： 平均溫度差： 甲醇—水系統(tǒng)冷凝操作的傳熱系數(shù)K值范圍為582~1163 選擇 傳熱面積估計(jì)值： 安全系數(shù)取1.2, 則 管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s 單程管數(shù)： 取1

36、37根 單程管長： 取管心距 殼體直徑取400mm. 折流板：弓形折流板。 取折流板間距B=200mm 由上面的計(jì)算可知： 應(yīng)選取換熱器G-400-1-16-40 公稱直徑D/mm 400 管子尺寸/mm 25 公稱壓力 PN/（MPa） 1.6 管子長l/m 6 管程數(shù)Np 1 管數(shù)n/根 137 殼程數(shù)Ns 1 管心距t/mm 31.25 管子排列 正三角排列 8.1.2核算管程，殼程的流速及Re 流通截面積： 管內(nèi)水的流速 8.1.3 管程的壓降 由于鋼

37、管的絕對(duì)粗糙度 又取管程結(jié)垢校正系數(shù) ，故得管程壓降為 因此，壓降滿足要求 8.1.4計(jì)算管內(nèi)給熱系數(shù) 8.1.5冷凝給熱系數(shù)以及K值的計(jì)算 ： 一般情況下，水平管的給熱系數(shù)大于垂直管的冷凝給熱系數(shù)，所以列管 換熱器選用水平安裝方式。對(duì)于n根水平管束， 可用下式計(jì)算 ： 又因?yàn)閚>100時(shí)，取該系數(shù)，設(shè)壁溫，則平均膜溫 此溫度下甲醇的物性數(shù)據(jù)為： 垢層熱阻： 甲醇冷

38、凝時(shí)，垢層熱阻較小，管內(nèi)的垢層熱阻則較大:。 K值計(jì)算： 校核： 與假設(shè)值=48.89℃，僅差0.03℃，認(rèn)為計(jì)算合理。 換熱面積及安全系數(shù)計(jì)算： 實(shí)際換熱器的傳熱器的傳熱面積為 故安全系數(shù)： 此值在1.15~1.25之間，表示選的合理。 管束與殼體溫差的計(jì)算： 根據(jù)對(duì)流傳熱速率可得 故 而管束的平均溫度為 則殼體與管束的溫差為 以上各計(jì)算表明，所選型號(hào)的換熱器合用。 8.2釜式再沸器： 計(jì)算熱負(fù)荷

39、： 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)1.2，實(shí)際傳熱面積A=152.231.2=182.7m2 8.3原料預(yù)熱器 原料加熱：采用壓強(qiáng)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t=75.36℃ Cp甲醇=2.9004kJ/(kg?K) Cp水=4.193kJ

40、/(kg?K) 摩爾分?jǐn)?shù) xF=0.40 則 Cpc=2.90.4+4.1930.6=3.676kJ/(kg?K) 設(shè)加熱原料溫度由20℃到75.36℃ 顯熱： 潛熱：甲醇?xì)饣瘽摕幔?076.4kJ/kg, 水的氣化潛熱：2326.5kJ/kg. 選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(m2?K) 計(jì)算傳熱面積： ℃ 取安全系數(shù)為1.2A實(shí)際=37.861.2=45.43m2 8.4管路設(shè)計(jì) 8.4.1釜?dú)堃撼隽瞎? 釜?dú)堃旱捏w積流量： t=99.10℃： 取適宜的輸送速度uw=0.70m/s則: 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)

41、格：?38mm2.5mm 實(shí)際管內(nèi)流速： 8.4.2回流液管 回流液體積流量 t=64.58℃ 利用液體的重力進(jìn)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：?57mm2.5mm 實(shí)際管內(nèi)流速： 8.4.3再沸器蒸汽進(jìn)口管 V=162.6318/0.6/3600=1.35 設(shè)蒸汽流速為16m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：?350mm15.0mm 實(shí)際管內(nèi)流速： 8.4.4塔頂蒸汽出口管 設(shè)蒸汽流速為18m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：Φ219mm15mm 實(shí)際管內(nèi)流速： 8.4.5冷凝水

42、管 深井水溫度為12℃，水的物性數(shù)據(jù)： ρ=999.4kg/m3, μ=1.234, =4.129kJ/(kgK) 深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s 管徑 選取 Φ1594.5mm熱軋無縫鋼管 實(shí)際流速為 8.5冷凝水泵 雷諾數(shù) 取ε=0.01，,查圖摩擦系數(shù)λ=0.0318 各管件及閥門阻力系數(shù)如下: 名稱 水管入口 進(jìn)口閥 90彎頭4 半開型球閥 ξ 0.5 6 0.754 9.5 設(shè)管長為5米,揚(yáng)程取 H0=16m 流量 選擇IS125-100-200型離心泵,參數(shù)為 流量V=200,揚(yáng)程,H=50m轉(zhuǎn)速 泵效率

43、,?=81% 軸功率Na=33.6kW 四、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 1.工藝計(jì)算 項(xiàng)目 符號(hào) 單位 計(jì)算數(shù)據(jù) 精餾段 提留段 平均壓強(qiáng) Pm kPa 105.9 119.15 平均溫度 tm ℃ 68.58 87.45 平均分子量 氣相 M g/mol 30.53 24.01 液相 28.46 19.42 平均密度 氣相 Kg/m3 1.137 0.954 液相 775.41 924.17 平均流量 氣相 VS m3/s 1.213 1.138 液相 LS m3/s 0.000926 0.001576 平

44、均粘度 mPas 32.03 51.54 實(shí)際塔板數(shù) N 塊 25 13 板間距 HT m 0.45 0.45 塔的有效高度 Z m 10.8 5.4 塔徑 D m 1 1 空塔氣速 u m/s 1.55 1.45 塔板液流形式 單流型 單流型 溢流管型式 弓形 弓形 溢流堰 平行 平行 堰長 lw m 0.63 0.63 堰高 hw m 0.03 0.03 管底與受業(yè)盤距離 ho m 0.021 0.0193 板上清液層高度 hL m 0.039 0.

45、0428 干板阻力 hc m液柱 0.0661 0.0409 液體有效阻力 hl m液柱 0.02261 0.02612 液體表面張力阻力 m液柱 0.003236 0.004535 總阻力 hp m液柱 0.0919 0.07159 塔板壓降 hP kPa 0.699 0.647 有效傳質(zhì)面積 Aa m2 0.524 0.524 塔橫截面積 A T m2 0.785 0.785 降液區(qū)面積 A f m2 0.046 0.046 篩孔面積 A O m2 0.058 0.058 孔徑 do mm

46、 5 5 孔間距 t mm 15 15 孔數(shù) n 個(gè) 2690 2690 篩孔氣速 uo m/s 22.97 21.53 液體在降液管中停留時(shí)間 τ s 22.08 12.95 降液管內(nèi)清液層高度 Hd m 0.1317 0.117 降液管寬度 W d m 0.11 0.11 安定區(qū)寬度 W s m 0.08 0.08 邊緣區(qū)寬度 W c m 0.04 0.04 開孔率 0.1008 0.1008 霧沫夾帶 eV kg液/kg氣 0.0244 0.0135 負(fù)荷上限 霧沫

47、夾帶控制 霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 漏液控制 漏液控制 氣相最大負(fù)荷 VSmax m3/s 0.0051 0.0051 氣相最小負(fù)荷 VSmin m3/s 0.000537 0.000537 操作彈性 4.8 4.88 孔流系數(shù) C O 0.772 0.772 液層充氣系數(shù) β 0.58 0.58 相對(duì)泡沫密度 φ 0.5 0.5 2. 輔助設(shè)備 輔助設(shè)備 塔頂冷凝器 （列管式換熱器） 釜式再沸器 原料預(yù)熱器 實(shí)際傳熱面積 64.5㎡ 182.7㎡ 45.43㎡ 計(jì)算面積 51.7㎡

48、 152.23㎡ 37.86㎡ 安全系數(shù) 1.24 1.2 1.2 接管 釜?dú)堃撼隽瞎? 回流液管 塔頂蒸汽出口管 冷凝水管 再沸器蒸汽進(jìn)口管 鋼管類型 熱軋無縫 熱軋無縫 熱軋無縫 熱軋無縫 熱軋無縫 鋼管規(guī)格 Φ38mm 2.5mm Φ57mm 2.5mm Φ219mm 15mm Φ1594.5mm Φ35015mm 實(shí)際流速 0.71m/s 0.52m/s 19.57m/s 2.15m/s 16.7m/s 5、 設(shè)計(jì)感想 這是我的第一次課程設(shè)計(jì)，花了整整兩周時(shí)間，原本認(rèn)為很輕松的課程設(shè)計(jì)做起來并不是想

49、象中的那么容易。 化工原理的設(shè)計(jì)計(jì)算復(fù)雜，計(jì)算量大考慮的細(xì)節(jié)較多，對(duì)同一個(gè)設(shè)備分成兩部分進(jìn)行考慮，既相互獨(dú)立又須彼此照應(yīng)，始終要考慮計(jì)算是為一個(gè)設(shè)備進(jìn)行。通過這次設(shè)計(jì)，使我認(rèn)識(shí)到作為化工專業(yè)的學(xué)生，不僅要學(xué)好《化工原理》《化工設(shè)備》等專業(yè)課，還要對(duì)設(shè)備等相關(guān)內(nèi)容都要學(xué)好用好，只有這樣才能為以后的工作打下堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。在整個(gè)設(shè)計(jì)中要考慮很多問題，尤其是一些不容易引起重視細(xì)節(jié)問題，否則“小毛病出大問題”，這就要我考慮問題要全面詳細(xì)。學(xué)以致用，要多學(xué)各方面的知識(shí)并充分利用，用融合的，相互聯(lián)系的知識(shí)能更好地解決問題。 由于是工程上邊的問題，我們?cè)O(shè)計(jì)的不能像理論上那樣準(zhǔn)確，存在誤差是在所難免

50、的，但只要不超過5%就可以，尤其是計(jì)算過程中數(shù)字的一步步地四舍五入逐漸積累了較大的計(jì)算誤差，但是只要我們?cè)谟?jì)算中保持高的精確度，這種誤差可以大大地減小。計(jì)算過程中，我主要使用excel進(jìn)行計(jì)算，可以從一方面減少在取舍中出現(xiàn)的誤差，精餾段和提餾段有一定的差別，這就要綜合所學(xué)知識(shí)，將二者合二為一，使其統(tǒng)一。 總而言之，課程設(shè)計(jì)是我們深入了解一門課程的好途徑，通過不斷的計(jì)算不斷的查詢書籍，從而積累我們對(duì)于我們所設(shè)計(jì)的類型的認(rèn)識(shí)。但是由于知識(shí)的缺陷，設(shè)計(jì)中仍有很大不足，希望老師可以指出，促進(jìn)我的設(shè)計(jì)質(zhì)量。 6、 參考文獻(xiàn) [1] 管國鋒.趙汝溥.化工原理(第三版)，北京:化學(xué)工業(yè)出版社，2008. [2] 姚玉英,陳常貴, 柴誠敬.化工原理，天津:天津大學(xué)出版社，2003 [3] 董大勤.化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ).北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002. [4] 劉道德，袁慶輝.化工設(shè)備的選擇與設(shè)計(jì)，中南大學(xué)出版社，2002.6 [5] 華南工學(xué)院化工原理教研組.化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì).華南工學(xué)院 [6] 馮元琦，李關(guān)云.甲醇生產(chǎn)操作問答.北京：化學(xué)工業(yè)出版社 7、 致謝 此次設(shè)計(jì)過程，由于本身知識(shí)有限，設(shè)計(jì)過程中很多同學(xué)的幫助和劉曉勤老師和王曉東老師的指導(dǎo)，對(duì)于它們的無私幫助，我表示深深的感謝！ 40