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化工原理课程设计甲醇和水

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2020年6月23日
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目 录
摘 要 3
Abstract 4
引 言 1
第1章 设计条件与任务 2
1.1设计条件 2
1.2设计任务 2
第2章 设计方案的确定 3
2.1 操作压力 3
2.2进料方式 3
2.3加热方式 3
2.4热能的利用 3
第3章 精馏塔的工艺设计 4
3.1全塔物料衡算 4
3.1.1原料液、 塔顶及塔底产品的摩尔分数 4
3.1.2原料液、 塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 4
31.3物料衡算进料处理量 4
3.1.4物料衡算 4
3.2实际回流比 5
3.2.1最小回流比及实际回流比确定 5
3.2.2操作线方程 6
3.2.3汽、 液相热负荷计算 6
3.3理论塔板数确定 6
3.4实际塔板数确定 7
3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 8
3.5.1操作压力计算 8
3.5.2操作温度计算 8
3.5.3平均摩尔质量计算 9
3.5.4平均密度计算 9
3.5.5液体平均表面张力计算 10
3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 11
3.6.1塔径计算 11
3.6.2精馏塔有效高度计算 13
第4章 塔板工艺尺寸的计算 14
4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算 14
4.1.1溢流装置计算 14
4.1.2塔板设计 14
4.2提馏段塔板工艺尺寸设计 15
4.2.1溢流装置计算 15
4.2.2塔板设计 16
4.3塔板的流体力学性能的验算 16
4.3.1精馏段 16
4.3.2提馏段 17
4.4板塔的负荷性能图 18
4.4.1精馏段 18
4.4.2提馏段 19
第5章 板式塔的结构 21
5.1塔体结构 21
5.1.1塔顶空间 21
5.1.2塔底空间 21
5.1.3人孔 21
5.1.4塔高 21
5.2塔板结构 21
第6章 附属设备 21
6.1冷凝器 21
6.2原料预热器 22
第7章 接管尺寸的确定 23
7.1蒸汽接管 23
7.1.1塔顶蒸汽出料管 23
7.1.2塔釜进气管 23
7.2液流管 23
7.2.1进料管 23
7.2.2回流管 23
7.2.3塔釜出料管 23
第8章 附属高度确定 24
8.1筒体 24
8.2封头 24
8.3塔顶空间 24
8.4塔底空间 24
8.5人孔 24
8.6支座 24
8.7塔总体高度 24
第9章 设计结果汇总 25
设计小结与体会 27
参考文献 28

摘 要
课程设计不同于平时的作业, 在设计中需要我们自己做出决策, 即自己确定方案、 选择流程、 查取资料、 进行过程和设备计算, 并要求自己的选择作出论证和核算, 经过重复的分析比较, 择优选定最理想的方案和合理的设计。因此, 课程设计是培养提高学生独立工作能力的有益实践。对我们以后的设计方面有很大的帮助。
主要任务是:全塔物料衡算、 操作回流比和理论塔板数的确定, 计算冷凝器的热负荷, 计算精馏段、 提馏段的塔板效率, 确定实际塔板数, 塔径的估算, 板式塔的工艺尺寸的计算( 溢流装置和塔板的设计计算) , 流体力学性能的校核( 板压力降、 液面落差、 液沫夹带、 漏液、 及液泛) , 塔板的负荷性能图的绘制( 液相负荷下限线、 液相负荷上限线、 漏液先、 液沫夹带线和溢流液泛线) , 塔的结构确定( 塔体结构和塔板结构) 附属设备的选型( 塔顶冷凝器, 塔底再沸器的, 原料预热器换热面积) 接管尺寸的确定, 绘制精馏塔系统工艺流程图和装备图。
本次设计的是年处理量为25000 t.a-1甲醇和水的溶液, 采用直接蒸汽加热, 泡点进料。进过确定方案计算和核算, 得到操作回流比为1.5, 理论塔板数为10块, 实际板数为25, 塔板效率为42.43%, 估算塔径为800mm, 塔的总体高度为18.19m, 堰长为0.42m, 堰高为0.044m( 精) 0.0373m( 提) , 筛孔直径为0.004m, 筛孔数目为2250, 板间距0.40m, 塔的操作弹性1.29( 精) 1.75( 提) 。
关键词: 精馏塔、 设计、 效率、 塔板、 人孔、 塔间距

Abstract
Course design is different from the usual operation, the design decisions that need our own, that his identification of programs, select the process, accessing information, carry out the process and equipment calculation and asked to demonstrate their choice and accounting, through repeated analysis comparison, the best option be selected and reasonable design. Therefore, the curriculum is to train students to work independently to improve the useful practice. The design of our future is very helpful.
Main tasks : full tower material balance, operating reflux ratio and theoretical plate number of identified, the condenser heat load calculation, calculation of distillation section, stripping section tray efficiency, to determine the actual number of trays, column diameter estimate the size of plate column calculation process (overflow devices and plate design and calculation), Hydrodynamic Performance Verification (plate pressure drop, liquid level drop, entrainment, weeping, and flooding), tray mapping of the load performance (lower line liquid load, liquid load limit line, leaking first, entrainment flooding line and overflow line), determined the structure of tower (the tower structure and tray configuration) ancillary equipment Selection (tower condenser, reboiler bottom of the column, the raw material preheater heat transfer area) to determine the size to take over, drawing flow chart of distillation systems and equipment plan.
This design is the annual processing capacity of 0 ta-1 solution of methanol and water, direct steam heating, bubble point feed. Been to determine the program computation and accounting, are operating reflux ratio of 1.16, theoretical plate number 15, the actual plate number was 32, tray efficiency was 43.8%, estimate the tower diameter of 700mm, the overall tower height 18.19m, weir length 0.42m, weir height is 0.044m (fine) 0.0373m (mentioned), sieve diameter is 0.004m, the number of mesh 2250, plate spacing 0.40m, Tower's operating flexibility 1.29 (fine) 1.75 (mention) .
Keywords: distillation column, design, efficiency, trays, manholes, tower spacing

引 言
在炼油、 石油加工、 精细化工、 食品、 医药等部门, 塔设备属于使用量大, 应用面广的重要单元设备。塔设备广泛用于蒸馏、 吸收、 萃取、 洗涤、 传热的单元操作中。因此塔设备的研究与设计一直是国内外学者普遍关注的重要课题。
塔设备按其结构形式基本上能够分为两类: 板式塔和填料塔。板式塔为逐板接触式汽液传质设备, 它具有结构简单、 安装方便、 压降低, 操作弹性大, 持液量小等优点。同时也有投资费用较高, 填料易堵塞等缺点。
本设计目的是分离甲醇-水混合液, 采用筛板式精馏塔。
塔型的选择因素很多, 主要有物料性质、 操作条件、 塔设备的制造安装和维修等。
1、 与物性有关的因素
（1） 本设计任务为分离甲醇-水混合物, 对于二元混合物的分离, 应该使用连续精馏。
（2） 易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛, 应选填料塔。本设计为甲醇和水, 可选用板式塔。
（3） 对于有悬浮物或容易聚合物系的分离, 为防止堵塞, 宜选用板式塔。
2、 与操作条件有关的因素
（1） 对于有侧线进料和出料的工艺过程, 选用板式塔为适宜;
（2） 对于液体喷淋密度极小的工艺过程, 若采用填料塔, 填料层得不到充分润湿, 使其分离效率明显下降, 故宜选用板式塔。
在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求, 另外还要有一定的潜力。节省能源, 综合利用余热。经济合理, 冷却水进出口温度的高低, 一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响, 因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。
本课程设计的主要内容是过程的物料衡算, 塔的工艺计算、 结构设计和校核。

第1章 设计条件与任务
1.1设计条件

在常压操作的连续板式精馏塔内分离甲醇-水混合物。塔釜直接蒸汽加热, 生产能力和产品的质量要求如下:
生产能力: 年处理甲醇-水混合液25000吨( 300天/年)
原 料: 甲醇( 含50%质量分数, 下同) 的常温液体
分离要求: 塔顶甲醇含量不低于99%
塔低甲醇含量不高于2%
操作条件: ①塔顶压力: 4kPa(表压); ② 进料热状态: 泡点进料; ③ 回流比: 自选; ④ 单板压降 ≤0.7kPa。
建厂地址: 武汉
1.2设计任务
1 全塔物料衡算、 操作回流比和理论塔板数的确定。
2 计算冷凝器和再沸器热负荷。
3 计算精馏段、 提馏段的塔板效率, 确定实际塔板数。
4 估算塔径。
5 板式塔的工艺尺寸计算, 包括溢流装置与塔板的设计计算。
6 塔板的流体力学性能校核, 包括板压力降、 液面落差、 液沫夹带、 漏液及液泛的校核。
7 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、 液相负荷上限线、 漏液线、 液沫夹带线和溢流液泛线确定。
8 塔的结构确定, 包括塔体结构与塔板结构。
塔体结构: 塔顶空间, 塔底空间, 人孔( 手孔) , 支座, 封头, 塔高等。
塔板结构: 采用分块式塔板还是整块式塔板。
9 塔的附属设备选型,包括塔顶冷凝器、 塔底(蒸馏釜的换热面积, 原料预热器的换热面积与泵的选型( 视情况而定) 。
10 精馏塔各接管尺寸的确定。
11 绘制精馏塔系统工艺流程图。
12 绘制精馏塔装配图。
13 编写设计说明书。
14计算机要求: 编写程序、 CAD绘图等。
15 英语要求: 撰写英文摘要。
16 设计说明书要求: 逻辑清楚, 层次分明, 书写工整, 独立完成。

第2章 设计方案的确定
设计方案选定是指确定整个精馏装置的流程、 主要设备的结构型式和主要操作条件。所选方案必须: ①能满足工艺要求, 达到指定的产量和质量; ②操作平稳, 易于调节; ③经济合理; ④生产安全。在实际的设计问题中, 上述四项都必须兼顾考虑。
课程设计方案选定所涉及的主要内容有: 操作压力, 进料状况, 加热方式及其热能的利用。
2.1 操作压力
精馏可在常压、 加压或减压下进行, 确定操作压力主要是根据处理物料的性质、 技术上的可行性和经济上的合理性来考虑。
一般来说, 常压精馏最为简单经济, 若物料无特殊要求, 应尽量在常压下操作。对于沸点低, 常压下为气态的物料必须在加压下进行精馏。加压操作可提高平衡温度, 有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用, 或能够使用较便宜的冷却剂, 减少冷凝、 冷却费用。在相同塔径下, 适当提高操作压力还可提高塔的处理能力, 但增加塔压, 也提高了再沸器的温度, 而且相对挥发度也有所下降。对于热敏性和高沸点物料常见减压精馏。降低操作压力, 组分的相对挥发度增大, 有利于分离。减压操作降低了平衡温度, 这样能够只用较低温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度的降低, 且必须使用抽真空的设备, 增加了相应的设备和操作费用。本设计为塔顶压力( 表压) 4kPa下操作。
2.2进料方式
进料的热状态指进料的q值, q的定义为使每千摩尔进料变成饱和蒸汽所需的热量与每千摩尔进料的汽化潜热之比。进料状态主要有五种: 冷进料、 泡点进料、 气、 液混合进料、 饱和蒸汽进料、 过热蒸气进料等。其中泡点进料的操作比较容易控制, 而且不受季节气温的影响; 另外, 泡点进料时, 精馏段与提馏段的塔径相同, 在设计和制造时也比较方便。因此本设计操作选择泡点进料,即q=1。
2.3加热方式
精馏塔一般设置再沸器, 采用间接蒸汽加热, 以提供足够的能量。若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物, 往往可采用直接蒸汽加热方式, 即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样, 只需在塔釜安装鼓泡管, 能够省去一个再沸器, 而且能够利用压力较低的蒸汽来进行加热, 操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时, 由于蒸汽冷凝水的稀释作用, 使残液轻组分浓度降低, 所需的塔板数略有增加。对于某些物系( 如酒精—水) , 低浓度时的相对挥发度很大, 所增加的塔板数不多, 此时采用直接蒸汽加热是合适的。若釜液粘度很大, 用间壁式换热器加热困难, 此时用直接蒸汽加热可取得良好的效果。
2.4热能的利用
蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝, 因此, 热效率很低, 一般进入再沸器的能量仅有5%左右被有效的利用。因此, 蒸馏系统的热能利用问题应值得认真考虑。
塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的, 但其能位较低, 不可能直接用来作塔釜的热源。但可用作低温热源, 或通入废热锅炉, 产生低压蒸汽, 供别处使用。或可采用热泵技术, 提高温度后再用于加热釜液。
另外, 经过蒸馏系统的合理设置, 也可取得节能的效果。例如, 可采用设置中间再沸器和中间冷凝器的流程, 因为设置中间再沸器, 可利用温度比塔底低的热源, 而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。

第3章 精馏塔的工艺设计
3.1全塔物料衡算
3.1.1原料液、 塔顶及塔底产品的摩尔分数
甲醇( CH3OH) 的摩尔质量:
水( H2O) 的摩尔质量:
则各部分的摩尔分数为:
(3.1)
(3.2)
(3.3)
3.1.2原料液、 塔顶及塔底产品的平均摩尔质量

3.1.3物料衡算进料处理量
(3.7)
3.1.4物料衡算
总物料衡算( 直接蒸汽加热) :
(3.8)
轻组分( 甲醇) 衡算:
( 3.9)
由恒摩尔流假设得:
( 3.10)
求解得到:

3.2实际回流比
由数据手册查的甲醇-水( 101.325kPa) 的物系汽液平衡数据如下:
表3.1 常压下的甲醇-水的气液平衡数据
t/℃
x
y
t/℃
x
100
0
0
75.3
0.4
96.4
0.02
0.134
73.1
0.5
93.5
0.04
0.234
71.2
0.6
91.2
0.06
0.304
69.3
0.7
89.3
0.08
0.365
67.6
0.8
87.7
0.1
0.418
66
0.9
84.4
0.15
0.517
65
0.95
81.7
0.2
0.579
64.5
1
78
0.3
0.665

3.2.1最小回流比及实际回流比确定
根据101.325KPa下, 甲醇-水的汽液平衡组成关系绘出甲醇-水x-y图( 见图3.2) , 泡点进料, 因此q=1, 即q为一条直线。此时, Xe=XF=0.5
由上表的内插法求得:

经过Excel软件, 算得下对应的塔板数并作图如下:

由上图确定 N=10 , ,

3.2.2操作线方程
( 1) 精馏段操作线方程: (3.11)

( 2) 提馏段操作线方程: (3.12)
3.2.3汽、 液相热负荷计算
( 1) 精馏段:
( 2) 提馏段:
3.3理论塔板数确定

3.4实际塔板数确定
板效率与塔板结构、 操作条件、 物质的物理性质及流体力学性质有关, 它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算:

注: ——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度
——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度
( １) 实际板层数的初步求取　设, 则
精馏段实际板层数:
提馏段实际板层数:
总实际板层数:
( ２) 塔板总效率估算
①操作压力计算
塔顶操作压力:

每层塔板压降:
塔顶操作压力:
②操作温度的计算;塔顶温度用内插法, ,
平均温度:
③相对挥发度的计算:
塔顶相对挥发度:
塔顶相对挥发度:
平均相对挥发度:
④时, 查得,
⑤ 塔板总效率的估算。根据, 且
, 则, , , 则
3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算
3.5.1操作压力计算
塔顶操作压力: ;
每层塔板压降: ;
操作压力:
塔顶操作压力:
塔顶操作压力:
( 1) 精馏段平均压力
( 2) 提馏段平均压力:
3.5.2操作温度计算
前面已求得:
塔顶温度 进料板的温度:
塔底的温度:
( 1) 精馏段平均温度:
( 2) 提馏段平均温度:
3.5.3平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量:
(3.21)
(3.22)

进料板平均摩尔质量:

塔底平均摩尔质量:

(1)精馏段平均摩尔质量:

( 2) 提馏段平均摩尔质量:

3.5.4平均密度计算
气相平均密度计算: 由理想气体状态方程, 即

液相平均密度计算:

注: ——为该物质的质量分数
塔顶平均密度计算: 由, 查手册得,

进料板平均密度计算: 由, 查手册得,
质量分数:

塔底平均密度计算: 由, 查手册得,

( 1) 精馏段平均密度:
气相:
液相:

( 2) 提馏段平均密度:
气相:
液相:

3.5.5液体平均表面张力计算
对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算:

并用下列关联式求出,

注: 下标W表示水, O表示有机物;
——表示水的摩尔体积; ——有机物的摩尔体积。
(未修改:( 1) 精馏段平均表面张力: 由, 查表得: ; ; ; ;
带入上述公式计算得:
( 2) 提馏段平均表面张力: 由, 查表得: ; ; ; ;
带入上述公式计算得: )
3.5.6液体平均黏度计算
液体平均黏度计算公式:

塔顶平均黏度计算: 由, 查手册得, 得到:

进料板平均黏度计算: 由, 查手册得, 得到:

塔底平均黏度计算: 由, 查手册得, 得到: (1)精馏段液体平均黏度
(2)提馏段液体平均黏度:
3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算
3.6.1塔径计算
( 1) 精馏段
精馏段的气、 液相体积流率为:

查史密斯关联图, 横坐标为:
取板间距 , 板上液层高度则:

取安全系数为0.8, 则空塔气速为:

按标准塔径圆整后为:
截塔面积为:
实际空塔气速:

( 2) 提馏段
提馏段的气、 液相体积流率为:

查史密斯关联图, 横坐标为:
取板间距, 板上液层高度则:
查图得: ,

取安全系数为0.6, 则空塔气速为:

按标准塔径圆整后为:
截塔面积为:
实际空塔气速:

3.6.2精馏塔有效高度计算

在进料板上方开一个人孔, 精馏段开2个人孔, 高度为0.6m;

塔板有效高度为:

第4章 塔板工艺尺寸的计算
4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算
4.1.1溢流装置计算
因塔径D=0.8m, 可选用单溢流弓形降液管, 采用凹型受液盘。各项计算如下:
4.1.1.1堰长
取
4.1.1.2溢流堰高度
由, 选用平直堰, 堰上液层高度

取板上清液层高度, 故
4.1.1.3弓形降液管宽度和截面积
由查弓形降液管参数图得: ;
故

验算液体在降液管中停留时间,即:

故降液管设计合理。
4.1.1.4降液管底隙高度

故降液管底隙高度设计合理。

4.1.2塔板设计
4.1.2.2边缘区宽度确定
取人口安定区宽度为, 边缘区宽度为 。
4.1.2.3开孔区面积的计算
开孔区面积计算: 开孔面积为
其中 ;
;
故:
4.1.2.4筛孔计算及其排列
本物系无腐蚀性, 可选用板厚碳钢板, 取筛孔直径
筛孔按正三角形排列, 取孔中心距:

筛孔数目:
开孔率为: 开孔率为:
精馏段每层板上的开孔面积是:
气体经过筛孔的气速为:

4.2提馏段塔板工艺尺寸设计
4.2.1溢流装置计算
4.2.1.1溢流堰高度
由, 选用平直堰, 堰上液层高度:

取板上清液层高度, 故
4.2.1.3弓形降液管宽度和截面积
由查弓形降液管参数图得: ;
故

验算液体在降液管中停留时间,即:

故降液管设计合理。

4.2.1.4降液管底隙高度

故降液管底隙高度设计合理。

4.2.2塔板设计
与精馏段塔板设计相同, 但气体经过筛孔的流速不同:
气体经过筛孔的气速:
4.3塔板的流体力学性能的验算
4.3.1精馏段
4.3.1.1塔板压降
( 1) 干板阻力计算

由, 查图得, 因此有。
（3） 气体经过液层的阻力的计算
气体经过液层的阻力可由下式计算:
按面积计算的气体流速为:

气体能动因子;
查( 《化工原理》( 下) P182 图10-46) 充气系数与能动因子关联图得: β=0.57, 则 ; ( 3) 液体表面张力阻力计算
液面的表面张力的阻力可由下式计算:

气体经过每层塔板的液面高度为:
;
气体经过每层塔板的压降为:

4.3.1.2液面落差( 忽略液面落差的影响)
4.3.1.3液沫夹带

故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
4.3.1.4漏液

实际孔速
稳定系数为
故本设计中无明显漏液。
4.3.1.5液泛
为防止发生液泛, 降液管内也层高度应满足:

取得到:

故本设计中不发生液泛。
4.3.2提馏段
提馏段计算方法与精馏段相同, 验算结果如下:
4.3.2.1塔板压降( 1) 干板阻力计算
。
（4） 气体经过液层的阻力的计算
气体经过液层的阻力可由下式计算:
按面积计算的气体流速为:

气体能动因子;
查( 《化工原理》( 下) P182 图10-46) 充气系数与能动因子关联图得: β=0.58, 则 ;

( 3) 液体表面张力阻力计算
液面的表面张力的阻力可由下式计算:

气体经过每层塔板的液面高度为:
;
气体经过每层塔板的压降为:
( 设计允许)
4.3.2.2液面落差( 忽略液面落差的影响)
4.3.2.3液沫夹带

故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
4.3.2.4漏液

实际孔速
稳定系数为
本设计中无明显漏液。
4.3.2.5液泛
为防止发生液泛, 降液管内也层高度应满足:

取得到:

故本设计中不发生液泛。
4.4板塔的负荷性能图
4.4.1精馏段
4.4.1.1漏液线:
由 ,
;

把漏液点近似看成直线, 可由下面表中4点大致确定其位置,

Lh/(m3/h)
0.0002
0.001
0.0018
0.0026
Vh/(m3/h)
0.4721
0.4907
0.5089
0.5149
4.4.1.2液沫夹带线

4.4.1.3液相负荷下限:
对于平直堰, 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准, 由式 取 E=1,
则
4.4.1.4液相负荷上限:
取液体在降液管中的停留时间为5s.
根据 , 可得:
4.4.1.5液泛线

精馏段负荷性能图:
漏液线
液沫夹带线
Ls/(m3/s)
Vs/(m3/s)
Ls
Vs
0
0.393
0
1.241
0.00045
0.41
0.00045
1.191
0.0006
0.414
0.0006
1.18
0.00075
0.417
0.00075
1.171
0.0009
0.42
0.0009
1.161
0.004
0.462
0.004
1.026
液泛线
Ls
Vs
0
1.935
0.00045
1.886
0.0006
1.875
0.00075
1.863
0.0009
1.853
0.004
1.57

1
图4.1 精馏段负荷性能图
由图得到: Vs,max=0.988, Vs,min=0.48
操作弹性为: Vs,max/Vs,min= 2.058333
4.4.2提馏段
4.4.2.1漏液线:
由 ,
;

把漏液点近似看成直线, 可由下面表中4点大致确定其位置,

4.4.2.2液沫夹带线:

4.4.2.3液相负荷下限: 对于平直堰, 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准, 由式 取 E=1,
则
4.4.2.4液相负荷上限: 取液体在降液管中的停留时间为5s.
根据 , 可得:
4.4.2.5液泛线

提馏段负荷性能图:

图4.2 提馏段负荷性能图

由图得到: Vs,max=1.143, Vs,min=0.467 操作弹性为: Vs,max/Vs,min=3.57601
第5章 板式塔的结构
5.1塔体结构
5.1.1塔顶空间
塔顶空间为最上层塔板与塔顶间的距离, 为了利于出塔气体夹带的液滴沉降, 其高度应大于板间距, 设计中一般取。
5.1.2塔底空间
塔底空间为塔内最下层塔板到塔底间距。
5.1.3人孔
对于处理不需要经常清洗的物料, 一般每隔6-8层塔板设一人孔。人孔一般直径为, 其伸出塔体的筒体长为, 人孔中心距操作平台。设人孔处的板间距离应大于或等于600mm。
5.1.4塔高
板式塔的塔高按下式计算:

式中: ——塔高; ——实际塔板数; ——进料板数; ——进料板处板间距; ——人孔数; ——设人孔处板间距; ——塔底空间高度; ——塔顶空间高度; ——封头高度; ——裙座高度;
5.2塔板结构
由于塔径D=800, 采用整块式塔板。
第6章 附属设备
6.1冷凝器
出料液温度: 64.7℃(饱和蒸汽) ——64.7℃(饱和液体)
塔顶气体: 冷凝水20℃-----40℃
查的汽化潜热: 甲醇 rA=1170kJ/kg 水 rB=2475kJ/kg
冷凝器的热负荷 :

传热平均温差:

由于是低黏度有机物和水的混合液, 取总传热系数°C,
则传热面积:

6.2原料预热器
原料预热温度: 20℃——76.0℃( 泡点温度)
采用105.36°C过热饱和蒸汽加热
平均温度:
平均温度下查表得: CPA=4.2kJ/(kg.K) CPB=2.6kJ/(kg.K)
则:

热负荷:

传热平均温度:
取总传热系数:
解得换热面积:

第7章 接管尺寸的确定
7.1蒸汽接管
7.1.1塔顶蒸汽出料管
采用直管, 取出口气速u=17m/s, 则, 查表取Φ325mm×20mm, 管内实际气体流速。
7.1.2塔釜进气管
采用直管进气, 取气速u=17m/s;, 则, 查表取Φ325mm×20mm, 管内实际气体流速。
7.2液流管
7.2.1进料管
采用直管进料管, 取;, 则, 查标准系列取Φ34mm×3mm。管内液体实际流速。
7.2.2回流管
采用直管回流管, 取uD=1.8m/s;, 则, 查标准系列取Φ28mm×1.5mm。管内液体实际流速。
7.2.3塔釜出料管
采用直管出料管, 取uw=0.8m/s, 则, 查标准系列取Φ56mm×1mm。管内液体实际流速。

第8章 附属高度确定
8.1筒体
壁厚选6mm, 所用材质为。
8.2封头
本设计采用椭圆形封头, 由公称直径D=800m, 查得曲面高度h1=200mm, 直边高度, 内表面积, 容积 , 选用封头。
8.3塔顶空间

8.4塔底空间
取釜液停留时间为5
塔釜液量:
塔釜体积: VW=LW/0.5 =0.84m3 /s; VW=
釜液所占高度:
8.5人孔
本设计塔中设置2个人孔, 每个直径为500mm, 设置人孔处板间距为800mm, 裙座上设置1个人孔, 直径500mm。
8.6支座
塔底采用裙座支撑, 塔径为0.8m, 查裙座尺寸得, 裙座圈厚度为6mm, 基础环厚度为22mm。
基础环内径:
基础环外径:
圆整后取基础环内径为500mm, 基础环外径为1100mm。裙座高取2.5m, 地脚螺栓公称直径M42。
8.7塔总体高度

第9章 设计结果汇总
表9.1 筛板精馏塔工艺设计计算

项目
符号
单位
精馏段
提馏段
筛
板
精
馏
塔
工
艺
设
计
计
算
平均温度

℃
70.35
90.68
平均压力

kPa
110.55
119.30
汽相流量
Vs
m3/s
0.905
0.889
液相流量
Ls
m3/s
6.6×10-4
1.4×10-3
实际塔板数

15
10
有效段高度
Z
m
12.15
塔径
D
m
0.8
0