新版化工原理课程设计样本.doc

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南京工业大学

《化工原理》专业课程设计

设计题目 常压甲醇－水筛板精馏塔设计

学生姓名 班级、 学号

指导教师姓名 居沈贵

课程设计时间
课程设计成绩
设计说明书、 计算书及设计图纸质量, 70%

独立工作能力、 综合能力及设计过程表现, 20%

设计答辩及回答问题情况, 10%

设计最终成绩( 五级分制)

指导教师签字

南 京 工 业 大 学
设计题目: 常 压 甲醇－水 筛 板 精 馏 塔 的 设 计
设计条件:
体系: 甲醇－水体系
已知: 进料量F= 220 kmol/h
进料浓度ZF= 0.2 ( 摩尔分数, 下同)
进料状态: q＝ 1
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t＝12℃;
塔釜加热方式: 间接蒸汽加热, 采用3kgf/cm2水蒸汽
全塔效率ET = 52%
分离要求: XD= 0.995 ; XW= 0.002 ; 回流比R/Rmin =1.6 。

指导教师: 居沈贵 王重庆
年 6月 16 日

一．前言 ·························································································3
1.精馏与塔设备简介 5
2.体系介绍 5
3.筛板塔的特点 6
4.设计要求: 6
二、 设计说明书 ······················································································6
三．设计计算书······················································································7
1.设计参数的确定 7
1.1进料热状态 7
1.2加热方式 7
1.3回流比( R) 的选择 7
1.4 塔顶冷凝水的选择 8
2.流程简介及流程图 8
2.1流程简介 8
3.理论塔板数的计算与实际板数的确定 8
3.1理论板数计算 8
3.1.1物料衡算 8
3.1.2 q线方程 9
3.1.3 Rmin和R的确定 9
3.1.4精馏段操作线方程的确定 9
3.1.5精馏段和提馏段气液流量的确定 9
3.1.6提馏段操作线方程的确定 9
3.1.7图解法求解理论板数如下图: 10
3.2实际板层数的确定 10
4精馏塔工艺条件计算 10
4.1操作压强的选择 10
4.2操作温度的计算 11
4.3塔内物料平均分子量、 张力 流量及密度的计算 11
4.3.1 密度及流量 11
4.3.2液相表面张力的确定: 12
4.3.3 液体平均粘度计算 13
4.4塔径的确定 13
4.4.1精馏段 13
4.4.2提馏段 14
4.5塔有效高度 15
4.6整体塔高 15
5.塔板主要工艺参数确定 16
5.1溢流装置 16
5.1.1堰长lw 16
5.1.2出口堰高hw 16
5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af 16
5.1.4降液管底隙高度h0 17
5.2塔板布置及筛孔数目与排列 17
5.2.1塔板的分块 17
5.2.2边缘区宽度确定 17
5.2.3开孔区面积Aa计算 17
5.2.4筛孔计算及其排列 18
6.筛板的力学检验 18
6.1塔板压降 18
6.1.1干板阻力hc计算 18
6.1.2气体经过液层的阻力Hl计算 19
6.1.3液体表面张力的阻力计算hσ计算 19
6.1.4气体经过每层塔板的液柱高hp 19
6.2 筛板塔液面落差可忽略 19
6.3液沫夹带 19
6.4漏液 20
6.5液泛 20
7.塔板负荷性能图 21
7.1漏液线 21
7.2液沫夹带线 21
7.3液相负荷下限线 22
7.4液相负荷上限线 22
7.5液泛线 23
7.6操作弹性 23
8.辅助设备及零件设计 25
8.1塔顶冷凝器( 列管式换热器) 25
8.1.1估算换热面积 25
8.1.2计算流体阻力 26
8.1.1计算传热系数 26
8.2釜式再沸器 28
8.3原料预热器 28
8.4管路设计 29
8.4.1釜残液出料管 29
8.4.2回流液管 30
8.4.3再沸器蒸汽进口管 30
8.2.4 塔顶蒸汽进冷凝器出口管 30
8.2.5冷凝水管 30
8.5冷凝水泵) 31
9.设计结果汇总 32
10. 参考文献及设计手册 34
四．设计感想·······················································································34
一．前言
1.精馏与塔设备简介
蒸馏是分离液体混合物的一种方法, 是传质过程中最重要的单元操作之一, 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, 其探发性能不同( 或沸点不同) 来实现分离目的。例如, 设计所选取的甲醇-水体系, 加热甲醇( 沸点64.5℃) 和水( 沸点100.0℃) 的混合物时,由于甲醇的沸点较水为低,即甲醇挥发度较水高,故甲醇较水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这多次进行部分汽化成部分冷凝以后, 最终能够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。
在工业中, 广泛应用精馏方法分离液体混合物, 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。
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、 减压( 真空) 蒸馏。另外, 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, 本设计着重讨论常压下的双组分精馏, 即苯-甲苯体系。
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经过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。
塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔, 后者的代表则为填料塔。
　　筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上, 但由于对筛板的流体力学研究很少, 被认为操作不易掌握, 没有被广泛采用。五十年代来, 由于工业生产实践, 对筛板塔作了较充分的研究而且经过了大量的工业生产实践, 形成了较完善的设计方法。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, 消耗金属少, 塔板的造价可减少40%左右; 安装容易, 也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。

2. 体系介绍
甲醇－水体系汽液平衡数据 (101.325kPa):
x
0.0
0.02
0.04
0.06
0.08
0.10
0.15
0.20
y
0.0
0.134
0.23
0.304
0.365
0.418
0.517
0.579
t/℃
100.0
96.4
93.5
91.2
89.3
87.7
84.4
81.7
x
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
0.9
0.95
1.0
y
0.665
0.729
0.779
0.825
0.87
0.915
0.958
0.979
1.0
t/℃
78
75.3
73.1
71.2
69.3
67.5
66
65
64.5
由, 算得各个组分下相对甲醇对水的相对挥发度:
t/℃
96.4
93.5
91.2
89.3
87.7
84.4
81.7
α
7.582
7.169
6.843
6.610
6.464
6.066
5.501

t/℃
78
75.3
73.1
71.2
69.3
67.5
66
65
α
4.632
4.035
3.525
3.143
2.868
2.691
2.534
2.454

α相差较大, 故用作图法求理论板数。
3.筛板塔的特点
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。根据孔径的大小, 分为小
孔径筛板(孔径为3—8mm)和大孔径筛板(孔径为10—25mm)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)。
筛板的优点足结构简单, 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。其缺点是筛孔易堵塞, 不宜处理易结焦、 粘度大的物料。
应予指出, 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．故过去工业上应用较为谨慎。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。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下, 设计中可大胆选用。
4.设计要求:
设计条件:
体系: 甲醇-水体系
已知: 进料量F=220 kmol/h
进料浓度ZF= 0.2( 摩尔分数, 下同)
进料状态: q＝ 1
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t＝12℃;
塔釜加热方式: 间接蒸汽加热
全塔效率ET = 52%
分离要求: XD= 0.995 ; XW= 0.002 ; 回流比R/Rmin =1.6 。
二、 设计说明书
( 1) 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。
蒸馏是经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。
( 2) 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, 一般选上面第一块塔板进行设计; 全塔最下面一段塔段, 一般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。
( 3) 筛板塔的设计程序
( 1) 选定塔板液流形式、 板间距 HT、 溢流堰长与塔径之比lw/D、 降液管形
式及泛点百分率。
( 2) 塔径计算。
( 3) 塔板版面布置设计及降液管设计。
( 4) 塔板操作情况的校核计算——作负荷性能图及确定确定操作点。

三．设计计算书
1.设计参数的确定
1.1进料热状态
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。另外, 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, 有不利之处。因此根据设计要求, 泡点进料, q＝1。
1.2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。因此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。
1.3回流比( R) 的选择
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下图所示。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, 常见的适宜R值范围为: R＝( 1.2～2) Rmin。本设计考虑以上原则, 选用: R＝1.6Rmin。
1.4 塔顶冷凝水的选择
采用深井水, 温度t＝12℃
2.流程简介及流程图
2.1流程简介
含甲醇0.2( 摩尔分数) 的甲醇-水混合液经过预热器, 预热到泡点进料。进入精馏塔后分离, 塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品( 含甲醇0.995) , 一部分回流再进入塔中, 塔底残留液给再沸器加热后, 进入塔中( 含甲醇0.002) 。
简略流程图如下:

3.理论塔板数的计算与实际板数的确定
3.1理论板数计算
3.1.1物料衡算
已知进料量F＝220kmol/h, 进料组成XF＝0.2, 进料q＝1
设计要求: XD＝0.995, Xw=0.002
衡算方程 :

3.1.2 q线方程
XF＝0.2 q＝1q线方程为: X＝0.2
读图可知平衡线和q线交点为Xe=0.2, Ye=0.272

3.1.3Rmin和R的确定

R=1.6Rmin=1.6*1.0976=1.7562
3.1.4精馏段操作线方程的确定
精馏段操作线方程:

3.1.5精馏段和提馏段气液流量的确定
已知 D＝43.87kmol/h R＝1.7562
精馏段: L＝RD＝77.04kmol/h
V＝( R＋1) D＝120.91 kmol/h
提馏段: L’＝L＋qF＝77.04+220=297.04kmol/h
V’＝V－( 1－q) F＝V＝120.91kmol/h
3.1.6提馏段操作线方程的确定
提馏段操作线方程:

3.1.7图解法求解理论板数如下图:

读图可知: 精馏段理论板数11块, 提留段理论板数=5+( 0.003343-0.002)/(0.003343-0.0008358)=5.54块

3.2实际板层数的确定
N精=11/0.52≈22块
N提=5.54/0.52≈11(包括再沸器)
NP＝N精+N提＝22+11=33块
4精馏塔工艺条件计算
4.1操作压强的选择
应该根据处理物料的性质, 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料, 一般采用减压操作, 可使相对挥发度增大, 利于分离, 但压力减小, 导致塔径增加, 要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。
塔顶压力P顶=101.3+4=105.3kPa
单板压降ΔP=0.7kPa
进料板压力pF=105.3+0.7*22=120.7kPa
塔底压力pw=105.3+0.7*33=128.4 kPa
精馏段平均压力pm=(105.3+120.7)/2=113.0 kPa
提留段平均压力pm' =(120.7+128.4)/2=124.6kPa

4.2操作温度的计算
泡点进料: XF＝0.2 经过”t-x-y”图查得:
进料板温度tF81.7℃
塔顶温度: tD=64.55℃
塔底温度: tW=99.64℃
精馏段平均温度tm=(81.7+64.55)/2=73.13℃
提镏段平均温度tm'=(99.64+81.7)/2=90.67℃
4.3塔内物料平均分子量、 张力、 流量及密度的计算
4.3.1 密度及流量
设甲醇为a, 水为b
甲醇分子量为: 32.04kg/kmol (Ma)　　　　　水的分子量为: 18.01 kg/kmol (Mb)　　　

Ⅰ、 精馏段
精馏段平均温度73.13℃
查t-x-y图得 xa＝0.4986, ya＝0.7783
查表得: =742.87,
液相平均分子量:
Ml=XaMa+(1-Xa) Mb=25.00 kg/kmol
气相平均分子量:
Mv= yaMa+(1-ya) Mb=28.93kg/kmol
液相密度:
气相密度: ( 气相视为理想气体)
液相流量:
气相流量:
Ⅱ、 提馏段
提馏段平均温度: 90.67℃
查t-x-y图得 xa＝0.06558, ya＝0.3210
=724.26, =964.84
液相平均分子量:
Ml’=XaMa+(1-Xa) Mb=18.93kg/kmol
气相平均分子量:
Mv’= yaMa+(1-ya) Mb= 22.51kg/kmol
液相密度:
气相密度: ( 气相视为理想气体)
液相流量:
气相流量:
4.3.2液相表面张力的确定:
查图知:
塔顶液相表面张力
=64.55℃, =17.73 ,=65.35
=0.995*17.73+(1-0.995)*65.35=17.97
进料板液相表面张力
tF=81.7℃, =16.35, =62.25
=0.2*16.35+0.8*62.25=53.07
塔底液相表面张力
tw=90.67℃, =15.4, =60.58
=0.002*15.4+0.998*60.58=60.45
精馏段平均液相表面张力
提馏段平均液相表面张力
全塔平均液相表面张力
4.3.3 液体平均粘度计算

塔顶液体粘度:
=64.55℃,=0.340,=0.441

同理,进料板液体=0.331
塔底液体=0.313
精馏段平均液相粘度(+)/2=0.336
提馏段平均液相粘度(+)/2=0.322
全塔平均液相粘度(+)/2=0.327
4.4塔径的确定
4.4.1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=0.45m, 板上液层高度,
那么分离空间: - h1=0.45-0.07=0.38m

从史密斯关联图查得: , 由于
m/s
u=0.7=0.7*225=1.57

圆整得 D=1.0m
塔截面积:
实际空塔气速:
4.4.2提馏段
功能参数:
取塔板间距=0.45m, 板上液层高度,
那么分离空间:
- h1=0.45-0.07=0.38m
从史密斯关联图查得: , 由于

u’=0.7=0.7*1.67=1.25

圆整取: D'=0.8m
塔截面积:
空塔气速:
4.5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0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米
因此应多加高(0.7-0.45)×[33/7]=1m
Z=++1.0=9.9+4.95+1.0=15.58m
4.6整体塔高
(1)塔顶空间HD
取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共为1.32m
(2)塔底空间
塔底储液高度依停留4min而定
m
取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m, 中间开一直径为0.6米的人孔 1+0.803=1.803m
(3)整体塔高
5.塔板主要工艺参数确定
5.1溢流装置
选用单溢流弓形管降液管, 不设进口堰,采用凹形受液盘。
5.1.1堰长lw
取堰长lw＝0.66D
5.1.2出口堰高hw
hw＝hL－how 其中 近似取E＝1
,
得how=0.006657m how’= 0.01443m hw取0.05m hw'取0.05m
实际

5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af
查图知
精馏段:

验算液体在降液管内停留时间

提镏段:

停留时间>5s 故降液管尺寸可用。
5.1.4降液管底隙高度
, 取
则精馏段: =

提镏段: =

故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘, 深度取0.06m
5.2塔板布置及筛孔数目与排列
5.2.1塔板的分块
D≥800mm, 故塔板采用分层, 查表塔板分为3块。
5.2.2边缘区宽度确定
取m
5.2.3开孔区面积计算

精馏段:
x=0.5-( 0.13+0.07) =0.3m, r=0.5-0.05=0.45m, =0.497
提镏段: x=0.4-(0.13+0.07)=0.2m, r=0.4-0.05=0.35m , =0.2638
5.2.4筛孔计算及其排列
物系无腐蚀性, 选用δ=3mm碳钢板, 取筛孔直径。
筛孔按正三角形排列, 取孔中心距t为
开孔率为φ=0.907
精馏段:
筛孔数目n为个
气体经过阀孔的气速:

提馏段
筛孔数目n为个

6.筛板的力学检验
6.1塔板压降
6.1.1干板阻力计算
由/δ=1.67查图得=0.772
故精馏段= 0.051( ρv/ρl) ×( uo/co) 2
=0.051×(1.136/812.81)×(17.03/0.772)=0.0347m液柱
提馏段= 0.051( ρv’/ρl’) ×( uo’/co) 2
=0.051×(2.46/930.53)×(11.53/0.772)=0.0300m液柱

6.1.2气体经过液层的阻力Hl计算
精馏段:
ua=Vs/(AT-2Af)=0.855/(0.785-2×0.05652)=1.272m/s =ua=1.356查表得β=0.610
Hl=β(h+h)=0.610×0.057=0.03477m( 液柱)
提馏段
ua’=Vs’/(AT-2Af)=0.3073/(0.5024-2×0.03617)=0.715m/s ’=ua’=1.12 查表得β’=0.635

Hl’=β'(h+h')=0.635×0.06443=0.0409m( 液柱)
6.1.3液体表面张力的阻力计算计算
精馏段=液柱
提馏段=液柱
6.1.4气体经过每层塔板的液柱高
可按下计算
∴精馏段=0.0347+0.057+0.00356=0.09526m液柱
提馏段=0.003+0.06443+0.00622=0.07365m液柱
6.2 液面落差
对于D1.6m的筛板, 液面落差能够忽略不计。
6.3液沫夹带
(kg液/kg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.
6.4漏液
筛板塔,漏液点气速=
带入数据得:
精馏段m/s,
提馏段m/s
实际孔速:精馏段＞,提馏段＞
稳定系数:精馏段K=uo/uomim=17.3/8.83=1.96,
提馏段K’ =u’o/u’omim =11.53/5.82=1.98
均大于1.5小于2,因此设计无明显液漏符合要求.
6.5液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd≤φ()
对于设计中的甲醇-水体系φ=0.5, Hd≤0.5=0.25m
由于板上不设进口堰
精馏段
m液柱

提馏段

因此不会发生淹泛现象
7.塔板负荷性能图
7.1漏液线
由=

得
精馏段: =

得=
提馏段:
=

得=
7.2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
7.3液相负荷下限线
对于平流堰, 取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准, 由式计算
精馏段
提馏段
7.4液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留的下限
故
精馏段:
提镏段:
7.5液泛线
Hd=φ()
由, , ,
得
其中带入数据
精馏段 提馏段
因此精馏段
提馏段
7.6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。
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

由图,
故精馏段操作弹性为/=3.56

由图,
故提馏段操作弹性为/=4.93
精馏段提馏段操作弹性均大于3小于5,符合要求。
8. 辅助设备及零件设计
8.1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

8.1.1估计换热面积
①．甲醇-水冷凝蒸汽的数据
tD=64.55℃冷凝蒸汽量:
由于甲醇摩尔分数为0.995,因此能够忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg
②．冷凝水始温为12℃, 取冷凝器出口水温为20℃, 在平均温度
物性数据如下 ( 甲醇在膜温40.3℃下, 水在平均温度16℃下)

ρ( kg/m3)
Cp(KJ/k.℃)
μ[kg(s.m)]
λ(w/(m.℃))
甲醇-水
1.156
2.596
45×10-5
0.1888
水
998.8
4.1862
111．1×10-5
0.5887
③a. 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= W/(m2.℃)
传热面积的估计值为:
安全系数取1.2 换热面积A=1.2*12.2=14.64m2
管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s
管数: 个
管长:
取管心距
壳体直径取600mm
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/mm
600
管子尺寸/mm
25
公称压力 PN/( MPa)
1.6
管子长l/m
1.5
管程数Np
1
管数n/根
113
壳程数Ns
1
管心距t/mm
31.25
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=11

壳内甲醇-水流速
当量直径

8.1.2计算流体阻力
管程流体阻力
设管壁粗糙度ε为0.1mm, 则ε/d=0.005,
查得摩擦系数λ=0.0365

符合一般要求
壳程流体阻力

Re=661.2>500, 故
管子排列为正三角形排列, 取F=0.5
挡板数 块
代入得
取污垢校正系数F=1.0
=8376.9Pa<10kPa
故管壳程压力损失均符合要求

8.1.3计算传热系数
管程对流给热系数
膜的雷诺数因此为垂直湍流管
=3.89×104
壳程对流给热系数
Re=661.2
Pr0===8
=0.36
=837.8
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==2.357kW/(m2.℃)
计算传热面积 A=m2
所选换热器实际面积为
A=n=13.3m2
裕度
所选换热器合适

8.2釜式再沸器:
计算热负荷:

考虑到5%的热损失后
选用0.2MPa饱和水蒸气加热, ℃
因两侧均为恒温相变 ℃
取传热系数K=1000W/( m2.K)
估算传热面积
取安全系数0.8, 实际传热面积A=172.9/0.8=216.12m2

8.3原料预热器
原料加热: 采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽加热, 温度为130℃, 冷凝温度至130℃流体形式, 采用逆流加热　　
查表Cp甲醇=2.48 kJ/(kg•K) Cp水=4.183 kJ/(kg•K)
摩尔分数 xF=0.20
根据上式可知: Cpc=2.48×0.2+4.138×0.8=3.8064kJ/(kg•K)
设加热原料温度由20℃到81.7℃

考虑到5%的热损失后
选择传热系数K=800 w/(m2•K)
计算传热面积:
℃

取安全系数为0.8
A实际=5.23/0.8=6.6m2

8.4管路设计
8.4.1釜残液出料管
釜残液的体积流量:

取适宜的输送速度uw=0.785m/s则

经圆整选取热轧无缝钢管, 规格: ϕ45mm2.5mm
实际管内流速:
8.4.2回流液管
回流液体积流量

利用液体的重力进行回流, 取适宜的回流速度, 那么

经圆整选取热轧无缝钢管, 规格: ϕ57mm3.5mm
实际管内流速:
8.4.3再沸器蒸汽进口管
V=120.91×18/06=1.0
设蒸汽流速为15m/s,
经圆整选取热轧无缝钢管, 规格: ϕ325mm12.5mm
实际管内流速:
8.4.4塔顶蒸汽出口管
V=120.91×32.04/1.156=0.93
设蒸汽流速为15m/s,
经圆整选取热轧无缝钢管, 规格: ϕ325mm12.5mm
实际管内流速:
8.4.5冷凝水管
深井水温度为12, 水的物性数据:
ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363,
深井水的质量流率, 取流速为2m/s
管径
选取 Φ159×4.5mm热轧无缝钢管
实际流速为
8.5冷凝水泵
雷诺数
取ε=0.01, ,查图摩擦系数λ=0.0315
各管件及阀门阻力系数如下:
名称
水管入口
进口阀
90·弯头×4
半开型球阀
ξ
0.5
6
0.75×4
9.5
设管长为5米,
扬程 取H0=20m
流量
选择IS100-65-250型离心泵,参数为
流量V=120,扬程,H=74.5m转速
泵效率,Ƞ=73% 轴功率Na=33.3kW

9.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 (C)
平均温度
73.13
90.67
P m (kpa)
平均压力
113.0
124.6
M Lm(kg/kmol)

液相平均摩尔质
25.00
18.93
M Vm(g/kmol)
气相平均摩尔质量
28.93
22.51
ρlm (kg/m)
液相平均密度
812.81
930.53
ρvm (kg/m)
气相平均密度
1.136
2.46
σm (dyn/cm)
液体平均表面张力
35.52
56.76
μm (mpa·s)
液体平均粘度
0.336
0.322
Vs(m/s)
气相流量
0.855
0.3073
Ls (m/s)
液相流量
0.000658
0.00168
N
实际塔板数
22
11
Z( m)
有效段高度
945
4.95
D(m)
塔径
1.0
0.8
H T(m)
板间距
0.45
0.45
δ (m)
板厚
0.003
0.003

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
0.66
0.528
h W (m)
堰高
0.05
0.05
hl (m)
板上液层高度
0.057
0.06443
h OW (m)
堰上液层高度
0.006657
0.01443
h O (m)
降液管底隙高度
0.01
0.032

W d (m)
降液管宽度
0.13
0.104
W s (m)
安定区宽度
0.07
0.07
W c (m)
边缘区高度
0.05
0.05
Aa (m)
有效传质面积
0.497
0.2638
A T (m)
塔横截面积
0.785
0.5024
A f (m)
降液区面积
0.05652
0.03617
A O ( m)
筛孔面积
0.0502
0.0267
d O( m)
筛孔直径
0.005
0.005
t( m)
孔中心距
0.015
0.015
n
筛孔数目
2551
1355
φ( %)
开孔率
10.1
101
u ( m/s)
空塔气速
1.09
0.612

安全系数
0.7
0.7
u O( m/s)
筛孔气速
17.03
11.53
K
稳定系数
1.96
1.98
h c ( m液柱)
干板阻力
0.0347
0.03
h l ( m液柱)
液体有效阻力Hl
0.03477
0.0409
hσ( m液柱)
液体表面张力阻力
0.00356
0.001622
h p ( m液柱)
总阻力
0.09526
0.07365
P( pa)
每层塔板压降
700
700
Ɵ (s)
停留时间
38.65

9.688
ev (0.1kg液/kg干气)
液沫夹带量
0.01509
0.00182

液泛
合格
合格

漏液
合格
合格
E
液流收缩系数
1.0
1.0
C O
孔流系数
0.772
0.772
β
液层充气系数
0.610
0.635
φ
相对泡沫密度
0.5
0.5
10. 参考文献及设计手册
1.管国锋.赵汝溥.化工原理( 第二版) , 北京:化学工业出版社, .
2.汤金石等 化工过程及设备课程设计 北京: 化学工业出版设, 1998
3.国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册( 上、 下) , 北