分离甲醇水二元混合物的精馏塔的设计—课程设计论文

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1、武汉工程大学课程设计说明书摘 要本文通过设计板式精馏塔达到分离甲醇-水二元混合物，需要满足年处理量67000吨，原料中甲醇含量46%，塔顶产品要求含甲醇不低于99.7%，塔底甲醇含量不高于0.5%，常压操作，泡点进料。采用连续精馏流程,设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，塔釜采用直接蒸汽加热。通过全塔物料衡算、塔体工艺尺寸计算、塔板工艺尺寸计算，得到该塔板工艺尺寸。设计采用塔径1.2m，共安装43块塔板,第31块为进料板，每块塔板开孔数为121个，采用单溢流弓

2、形降液管，全塔高度为22m。经验算各项设计均通过流体力学验算满足设计要求。关键词：板式精馏塔；浮阀塔；甲醇-水；设计计算AbstractIn this paper, the plate distillation column is designed to separate methanol from water in a binary mixture. We have to deal an annual handling capacity of 67000 tons , of which the raw materials take up 46 percent .As a result , t

3、he top product contains methanol no less than 99.7 percent, and methanol in the bottom is no higher than 0.5%, with an atmospheric pressure operation, bubble point feeding. Continuous distillation process and bubble point feeding is selected. The raw material liquid is sent into the Distillation Col

4、umn after heated to soak . The whole steam condensator works on the upwarding gas, and the condensated liquid below the bubble point goes back to the next part of the tower, and the remaining portion of products is delivered to a storage tank after being cooled. The matter of isolates belongs to a d

5、epartment of easy-seperated, and the direct steam heating is taken. The tray process dimension is obtained through the material balance of the entire tower, the calculation of tower process size and the tray size process. It ends with a tower diameter of 1.2m, a total of 43 plate installed, the 31th

6、 board as the feeding board, 121 openings holes in each tray ,single-arch overflow downcomer , 22 m of the whole tower height .At last, the checked design of fluid mechanics should meet the requirements.Key words: plate distillation column; float valve tower ;methanolwater; design calculation;53目录引

7、言1第1章 设计条件与任务21.1设计条件21.2设计任务2第2章 设计方案的确定32.1操作条件的确定32.1.1 装置流程的确定32.1.2操作压力32.1.3进料状态42.1.4加热方式42.1.5冷却剂与出口温度42.1.6回流比的选择52.1.7热能的利用52.2确定设计方案的原则52.2.1 满足工艺和操作的要求52.2.2满足经济上的要求62.2.3 保证安全生产6第3章 精馏塔的工艺设计73.1全塔物料衡算73.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数73.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量73.1.3物料衡算进料处理量73.1.4物料衡算73.2实际回流比73.2.1最

8、小回流比及实际回流比确定83.2.2精馏塔的气液相负荷83.2.3操作线方程83.3理论塔板数确定83.3.1方法说明93.3.2逐板计算阶梯图113.4实际塔板数确定113.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算123.5.1操作压力计算123.5.2操作温度计算133.5.3平均摩尔质量计算133.5.4平均密度计算143.5.5液体平均表面张力计算153.5.6液体平均黏度计算163.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算163.6.1塔径计算163.6.2精馏塔有效高度计算18第4章 塔板工艺尺寸的计算194.1精馏段塔板工艺尺寸的计算194.1.1溢流装置计算194.1.2塔板设计204.2提馏段

9、塔板工艺尺寸设计214.2.1溢流装置计算214.2.2塔板设计224.3塔板的流体力学性能的验算234.3.1精馏段234.3.2提馏段254.4塔板的负荷性能图264.4.1精馏段264.4.2提馏段28第5章 板式塔的结构305.1塔体结构305.1.1筒体305.1.2封头305.1.3塔顶空间305.1.4塔釜305.1.5人孔305.1.6支座315.1.7塔高315.2塔板结构31第6章 精馏装置的附属设备326.1冷凝器换热面积，冷却水用量，水蒸气用量326.2原料预热器33第7章 接管尺寸的确定347.1蒸汽接管347.1.1塔顶蒸汽出料管347.1.2加热蒸气鼓泡管347.

10、2液流管347.2.1进料管347.2.2回流管357.2.3塔釜出料管35第8章 设计结果汇总36设计小结与体会38参考文献39引 言化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一，石油化工厂，涂料化工厂，有机合成厂等中塔设备的性能对于整个装置的产品产量，质量，生产能力和消耗定额，以及“三废”处理和环境保护等方面都有重大影响。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传热目的的气液传质设备之一。 精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

11、挥发度的差异，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。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。多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以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

12、应用更为广泛。 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。板式塔中的浮阀精馏塔在十九世纪初已应用于工业装置上，浮阀塔具有以下特点：.生产能力大；.操作稳定，弹性大；.流体流动阻力小；.结构简单，材耗用量少，制造和安装容易；.耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔更加合适。本次设计就是针对甲醇水体系而进行的常压浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选型。 第1章 设计条件与任务1.1设计条件在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过程后产生废

13、甲醇溶媒，其组成含甲醇46%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒，为使得废甲醇溶媒能重复使用，拟建立一套板式精馏塔装置，对废甲醇溶媒进行回收处理。1 设计一连续板式精馏塔以分离甲醇和水，具体工艺参数如下：原料中甲醇含量：质量分率 = 46%，原料处理量： 质量流量 = 7.7t/h 产品要求： （1）塔顶产品 含水量（质量分率）：0.3% （2）塔底产品 甲醇含量（质量分率）：0.5% 2 工艺操作条件：塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降<0.7kPa，塔顶为全凝器，泡点回流，R =（1.12）Rmin。 1.2设计任务1 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线

14、及有关控制或观测所需的主要仪表与装置； 2 精馏塔的工艺计算与结构设计： 1） 物料衡算确定理论板数和实际板数； （可采用计算机编程）2） 按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整； 3） 确定塔板和降液管结构； 4） 按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核；（可采用计算机编程）5） 进行全塔优化，要求操作弹性大于2。 3 计算塔高和接管尺寸； 4 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量或再沸器换热面积。 5 绘制塔板结构布置图和塔板的负荷性能图；（如果精馏段和提馏段设计结果不同，则应分别绘出）6 设计结果概要或设计一览表；7 设计小结和参考文献；8 绘制装配图和带控制点的工艺

15、流程图各一张（可采用CAD绘图）。第2章 设计方案的确定2.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1 装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备，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，工业生产中已连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于

16、小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏时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器中的冷却介质将余热带走，在此过程中，热能利用率很低，为此，中确装置流程时应考虑余热的利用，譬如，用原料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节约冷却介质。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接塔原料外，也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全凝气，分凝器全凝气两种不同的设备。工业上以采用全凝气为主，以便于准确的控制回流比，塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后续装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时

17、要较全面，合理的兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。2.1.2操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸

18、馏的能量消耗2.1.3进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，为设计和制造上提供了方便。2.1.4加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。但在

19、本次课程设计中对于甲醇-水的二元混合液，甲醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于甲醇水溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力

20、的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。2.1.5冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。2.1.6回流比的选择回流比是精馏操作中的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，应根

21、据实际需要选择合适的回流比，也可参考同类生产的经验值，必要时可迭用若干个R值，利用吉利兰图求出对应的理论板数N,作出R/Rmin -(R+1) N曲线，从中找出适宜的回流比R。本次设计任务是分离甲醇-水混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上的蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经塔顶产品冷却器冷却后送至储罐，该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍，塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1.7热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗

22、能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程1，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，

23、可以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。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，人塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温

24、度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总

25、费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。2.2.3 保证安全生产甲醇属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。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 (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 (3.4)3.1.3物料衡算进料处理量 (3.5)3.1.4物料衡算总物

26、料衡算(间接蒸汽加热）： (3.6)轻组分(甲醇）衡算： (3.7)联立求解 D=101.99 kmol/h W=213.07 kmol/h3.2实际回流比由文献【1】查得甲醇-水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3.2.1最小回流比及实际回流比确定 泡点进料 q=1 则有XF=Xq YF=Yq由气液平衡图知 XF=0.3239 , YF=0.6853 （3.8）R=1.45Rmin=1.24 3.2.2精馏塔的气液相负荷L=RD=1.24101.99=126.47 kmol/sV=(R=1)D=(1.24+1)101.99=228.46 kmol/sL=L+F=

27、126.47+315.06=441.53 kmol/sV=V=228.46 kmol/s3.2.3操作线方程(1）精馏段操作线方程： （3.10）(2）提馏段操作线方程： （3.11）3.3理论塔板数确定通过Excel程序，根据相平衡线和精馏段和提馏段段操作线方程做Excel程序，直到与板块的液体组成小于0.011为止，由此，得到理论板20块，加料板为第15块理论板。 (由程序可以得到每一块理论板上甲醇汽液组成）如下： 表3.2每块板的气液组成3.3.1方法说明以液相摩尔分率为纵坐标，气相摩尔分率为横坐标作图，可得以下关系： x=2.288y4-1.7808y3+0.7362y2+0.0731

28、y+3*E-5 (0<y<0.729) x=2.2243y-1.2303 (0.729<y<1)其图分别如下：图3.1 甲醇-水气液相平衡曲线0,0.729图3.2甲醇-水气液相平衡曲线0.729,1用Excel处理数据，步骤如下：在A2,A22单元格区域中分别填充0,1,2,3.20-计算理论塔板数:在B1，C1单元格中分别输入x,y:在B2，C2单元格中分别输入0.9947,0.9947-即点（xD,xD）:在C3单元格中输入“=B2”-y1=xD:在B3单元格中输入=IF(C3>0.729，E3，IF(C3>0，D3)”并将该公式复制至B4：B22-据

29、平衡线方程xn=f(yn),由yn求xn:在D3中输入“=2.288*C34-1.7808*C33+0.7362*C32+0.0731*C3+3*10-5”，并将该公式复制至D4：D22-平衡线方程xn=f(yn)；在E3中输人“=2.2243*C3-1.2303”，并将该公式复制至E4：E22-平衡线方程xn=f(yn)；在C4中输入=IF(B3>0.324, 0.5536*B3+0.4464, 1.9326*B3-0.002629)”，并将该公式复制至C5：C22-由操作线方程yn+1=axn+b,由xn求yn+1,当xn>xq时，用精馏段操作方程计算，否则，用提馏段操作方程计

30、算。3.3.2逐板计算阶梯图图3.3逐板计算阶梯图3.4实际塔板数确定式中：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）精馏段：精馏段平均温度： 在表3.1中查的，该温度下甲醇在液相组成为x=0.613，汽相组成为；数据手册2中查的该温度下甲醇的黏度，水的粘度；甲醇和水的相对挥发度: (3.13) 液相粘度： (3.14)塔板效率： (3.15)实际塔板数： (3.16)故精馏段实际塔板数为块。(2)提馏段：提馏段平均温度：在表3.1中查的，该温度下甲醇在液相组成为，汽相组成为；数据手册2中查的该温度下甲醇的黏度，水的粘度； （3.17） （3.18）塔板效率： (3

31、.19)实际塔板数： (3.20)故精馏段实际塔板数为块。全塔所需要的实际塔板数：块，加料板位于第31块。全塔效率：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：；进料板的压力：；塔底的压力：(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： 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，液相平均密度计算：

32、注：为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由，查手册2得，进料板平均密度计算：由，查手册2得，塔底平均密度计算：由，查手册2得，(1）精馏段平均密度： (2）提馏段平均密度： 3.5.5液体平均表面张力计算(1）由，查表3.2和手册2得： ； (2）由，查表3.2和手册2得： ； (3)由,查表3.2和手册2得：； 3.5.6液体平均黏度计算液体平均黏度计算公式：（1）塔顶平均黏度计算：由，查手册2得，得：（2）进料板平均黏度计算：由，查手册2得，得：（2）塔底平均黏度计算：由，查手册2得，得：精馏段液体平均黏度：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）精馏段查

33、史密斯关联图，横坐标为：图3.4 史密斯关联图取板间距，板上液层高度则：查图3.2得：取安全系数为0.7，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：同理，查史密斯关联图，横坐标为：取板间距，板上液层高度则：查图3.2得：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：3.6.2精馏塔有效高度计算(1）精馏段有效高度 (2)提馏段有效高度 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.5m，故精馏塔有效高度: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=1.2m，查文献3可

34、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，堰上液层高度：所以选用平直堰,取板上清液层高度，故4.1.1.3弓形降液管宽度和截面积图4.1 弓形降液管的参数由图4.1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降液管底隙高度取，则故降液管底隙高度设计合理，查文献3选用凹形受液盘，深度。4.1.2塔板设计4.1.2.1堰长取4.1.2.2塔板分块因为，塔径超过了800mm,由于刚度，安装，检修的要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内，所以采用分块式的塔板。4.1.2.2边缘区宽度确定进口堰后的安定区宽度；溢流堰

35、前安定区宽度。故取;无效区宽度值要视塔斯塔板的支撑需要而定，对大塔而言，故取。4.1.2.3鼓泡区面积的计算鼓泡区面积4.1.2.4阀孔计算及其排列浮阀的形式有很多种，查文献3采用F1型重阀，直径均 取阀孔动能因子为 图4.2 浮阀塔阀孔数的确定阀孔数目 (4.5）由于塔直径D=1200mm，需采用分块式塔板三块（其中两块弓形板，通道板一块）。考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡面积，因此排间距应小于计算值，故取。现按t=75mm，的等腰三角形叉排方式作图。如图4-2所示，可排出阀孔数121个。故对n, F0进行校正，F0=11满足要求（动能因子在912之间比较合适）浮阀按正三角形排列取孔

36、中心距： (4.6）取整t=0.1m开孔率为 (开孔率在10%14%之间，合适) （4.7） 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图4.1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 取，则故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度。4.2.2塔板设计4.2.2.1边缘区宽度确定取，4.2.2.2鼓泡区面积的计算鼓泡区面积计算：4.1.2.4阀孔计算及其排列浮阀的形式有很多种，查文献3采用F1型重阀，直径均d0=0.0

37、39m (4.13)同理，因为提馏段塔板的工艺参数与精馏段的相同，故提馏段阀孔数目为121个，对n, F0进行校正，F0=10满足要求阀孔数目 (4.14)浮阀按正三角形排列取孔中心距： (4.15）取整t=0.1m开孔率: ( 开孔率在10%14%之间，合适 ) （4.16） 4.3塔板的流体力学性能的验算4.3.1精馏段4.3.1.1塔板压降核算(1）干板阻力计算阀片 (4.17)由 得 (4.18)(2）气体通过液层的阻力(）(3）液体表面张力阻力计算气体克服表面张力照成的阻力很小可以忽略不计气体通过每层塔板的液柱高度：气体通过每层的压力降为：(设计允许）4.3.1.2降液管泡沫层高度核

38、算(）故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.3.1.3液体降液管里停留时间核算故本设计合理。4.3.1.4过量雾沫夹带核算查泛点负荷因数,k=1 (4.23)对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，满足要求。雾沫夹带量 ，满足要求。4.3.1.5严重漏液核算 当阀孔的动能因子低于5时，将会发生严重漏液，前面计算也得出，可见不会发生严重漏液现象。4.3.2提馏段4.3.2.1塔板压降核算(1）干板阻力计算阀片 (4.24)由 得 (4.18)(2）气体通过液层的阻力(本设备分离醇类，可取充气系数(） (3）液体表面张力阻力计算气体克服表面张力照成的阻力很小可以忽略不计气体通过每

39、层塔板的液柱高度：气体通过每层的压力降为：(设计允许）4.3.2.2降液管泡沫层高度核算(）故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.3.2.3液体降液管里停留时间核算： 应保证液体在降液管内的停留时间大于秒，才能使液体所夹带的气体放出。故本设计合理。4.3.2.4过量雾沫夹带核算查泛点负荷因数 k=1 (4.29)对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，满足要求。雾沫夹带量 ,满足要求。4.3.2.5严重漏液核算当阀孔的动能因子低于5时，将会发生严重漏液，前面计算得 （4.30）不会发生严重漏液现象4.4塔板的负荷性能图4.4.1精馏段4.4.1.1漏液线：对于F1型重阀，因动

40、能因子时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量4.4.1.2液沫夹带线：(F=0.8m） 液沫夹带线为直线，由两点即可确定4.4.1.3液相负荷下限：() 对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于是0.006m。，就可作出液相负荷下限。4.4.1.4液相负荷上限：() 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s,取作为液体在降液管中停留时间的下限，则：4.4.1.5液泛线由式可得Vs和Ls的关系，就可在操作范围内任意取若干点，从而绘出液泛线。其中图4.3精馏段负荷性能图由图得到，操作弹性为： 满足操作弹性大于2的要求。4.4.2提馏段4.4.2.1漏液线：对于F1型重阀，因动能因子时，会发

41、生严重漏液，故取计算相应的气相流量4.4.2.2液沫夹带线：(F=0.8m）54.4.2.3液相负荷下限：()对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m，就可作出液相负荷下限。4.4.2.4液相负荷上限：() 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s,取作为液体在降液管中停留时间的下限，则：4.4.2.5液泛线由式可得Vs和Ls的关系，就可在操作范围内任意取若干点，从而绘出液泛线。其中 图4.4提馏段负荷性能图由图得到，操作弹性为： 满足操作弹性大于2的要求第5章 板式塔的结构5.1塔体结构5.1.1筒体 查文献4筒体壁厚选6mm，材质无缝钢管，封头由公称直径1.2m，选用6mm

42、的Q-235R钢板制作5.1.2封头 本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1200mm，查文献4得曲面高度h=300mm，直边高度，内表面积F=1.712 m2,容积V=0.271m3,选用封头Dg1200×6，JB5.1.3塔顶空间 塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中的液滴夹带，必要是还可节省破沫装置，其高度应大于板间距为（1.5-2.0）HT,因此塔塔径较大，HD可适当增大，故取HD=0.72m。5.1.4塔釜釜液体积流量为Ls m3/s，取釜液在釜内的停留时间6min，装填系数取0.5，塔釜高h/塔釜直径D=1:2。塔釜液

43、量 塔釜体积 塔釜高度 m5.1.5人孔一般每隔68层塔板设艺人孔（安装检修用），人孔处的板间距最小为600mm时,人孔直径一般为450600mm,其伸出塔体的简体长200250mm,人孔中心距操作平台为8001200mm。本设计取6个人孔，每个直径为500mm，设置人孔板间距为500mm，伸出塔体筒体长为200mm，人孔中心距操作平台400mm。5.1.6支座提馏段的塔体采用裙座支撑，塔径为1.2m，圆筒形基础环内径比值取1.4；基础环内径：；基础环外径比值取1.5；基础环外径：圆整后取 无再沸器，裙座高度取2m。5.1.7塔高计算式为： 圆整得, 塔高为22m5.2塔板结构本塔采用分块式塔

44、板，分块式塔板的结构型式目前推荐采用自身梁及槽式塔板，它们具有结构简单，便于制造和安装，刚度好的优点。塔盘上的板块，根据其效能和形状可分为矩形板，弓形板及通道板三种。矩形板和弓形板都带有翻边式的自身梁，梁和板构成一个整体。矩形板的一个长边有自身梁，另一长边无自身梁。弓形板的弦边做成自身梁，其长度与矩形板相同。通道板为无自身梁的一块平板，其上有把手，便于拆卸，在安装检修时为塔内的通道。参考文献3由于塔直径D=1200mm，需采用分块式塔板三块（其中两块弓形板，矩形板一块）。第6章 精馏装置的附属设备6.1冷凝器换热面积，冷却水用量，水蒸气用量 由于塔顶温度为64.5，故其对应的泡点温度也是64.

45、5，即：塔顶气体：64.5(饱和蒸汽）64.5(饱和液体）出料液温度：冷却水温度变化：20-35 汽化热： 传热量：传热推动力： 查文献5冷热流体间壁换热时的总传热系数为500-800K(Wm2)。由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数，则传热面积：查文献选择U形管式换热器，公称直径DN=700mm，管程n=2，管径=25mm冷却水用量：加热蒸汽用量：由于塔釜甲醇含量极低 为了简化计算可认为塔釜为纯水再考虑热损失为10% 则6.2原料预热器原料预热温度：20°C76.25°C(泡点温度）采用0.198Mpa的过热蒸气加热，此时过热蒸气的温度为120。平均温度：平均温度

46、下查文献2得 （6.6） 从文献5查冷热流体间壁换热时的总传热系数为500-800K(Wm2)。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，则，查5取，管内实际气体流速。7.1.2加热蒸气鼓泡管 查文献2得1200C时候，水蒸气的密度为0.558Kg/m3 ，通人塔的水蒸气体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(GB13296-1991)该标准制造的钢管适用于锅炉过热器，热交换器等，规格：实际管内流速： 满足（30,50）的要求因塔径较大，故一般在管上开有3排小孔，小孔直径为5-10mm，各孔中心距为孔径5-10倍，

47、全部小孔截面积为进气管截面积的1.25-1.5倍。蒸气人口管安装在液面以下，管上的小孔应朝向下方或斜下方。7.2液流管7.2.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径的计算: 取其中，经圆整选取热轧无缝钢管，查文献545×3.5m ，此时： 得 满足 1.5m/s<u<2.5m/s 的要求7.2.2回流管回流液体积流量 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不锈钢无缝钢管(GB14976-1997)，规格：实际管内流速：7.2.3塔釜出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度u=1m/s则经圆整选取

48、热轧无缝钢管，取规格：45mm3.5mm实际管内流速： 满足要求第8章 设计结果汇总表8.1精馏塔工艺设计计算结果表项目符号单位精馏段提馏段平均温度°C70.9688.42平均压力KPa115.8130.85汽相流量Vsm3/s0.0011850.00273液相流量Lsm3/s1.56781.4580实际塔板数Nt31 12有效段高度ZM16.35塔径DM1.21.2板间距M0.40.35溢流形式单溢流降液管形式弓形堰长lwm0.720.72堰高m0.0090.0162板上液层高度hLm0.050.05堰上液层高度howm0.0090.0162降液管底隙高度h0m0.0011850.

49、0542安定区宽度Wsm0.070.07边缘区宽度Wcm0.050.05开孔区面积Aam20.77280.7728浮阀直径dm0.0390.039孔数目n个121121孔中心距rm0.0750.075开孔率%12.6912.69阀孔临界气速um/s14.2615.64阀孔气速U0m/s10.05310.020泛点率F%0.6310.526每层塔板压降PKPa0.4850.513降液管内停留时间S21.07.97液相负荷上限Ls,maxm3/s0.0049760.004976液相负荷下限Ls,minm3/s0.0006140.000614负荷上限Vs,max m3/s2.2530.697控制线液

50、沫夹带线漏液线负荷下限Vs，minm3/s3.0130784控制线液沫夹带线漏液线操作弹性3.233.84表8.2 接管尺寸确定项目接管尺寸管内流速/(m/s）接管尺寸确定塔顶蒸汽出料管16塔釜进气管35.1进料管1.97回流管0.5塔釜出料管0.99设计小结与体会 通过课程设计的学习，让我再一次温习了化工原理这门课程，让我对这门课程又有了一个更深入的了解，对以前不懂的东西又有了一个更好的理解，更是懂的了温故而知新这个道理。而且此次的学习，培养了我的许多种能力，让我学会了一些word中以前不会的东西，而且可以更加熟练的应用Auto CAD 绘图软件和EXCEL制表软件。虽然在此次设计的过程中出

51、现了许多的错误，导致了数据需要从新计算，但是最终还是排除了错误，完成了任务。课程设计，不仅能够对专业知识有一个更好的掌握，而且对自己的耐性有一个很好的磨练。参考文献1王志魁.化工原理. 北京：化学工业出版社(第三版)，20052童景山，李敬.流体热物理性质的计算.北京：清华大学出版社 ，19823李功样，陈兰英，崔英德主编常用化工单元设备设计M广州：华南理工大学出版社，20034化工设备设计全书编委会.塔设备设计. 上海:上海科学技术出版社,1989年5上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 化学工业出版社，19866刘雪暖.化工原理课程设计. 北京：中国石油大学，2003 7匡国柱.史启才.化工单元过程及设备课程设计.北京：化学工业出版社.20018化工设计手册编辑委员会化学工程手册：第1篇化工基础数据北京：化学工业出版社，19869涂伟萍，陈佩珍，程达芬化工工程及设备设计M北京：化学工业出版社，200010阮奇，叶长，黄诗煌化工原理优化设计与解题指南M北京：化学工业出版社，200111 王国胜. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，2005