甲醇-水精餾塔

PAGEPAGE59-合肥學(xué)院HefeiUniversity化工原理課程設(shè)計(jì)題目:甲醇—水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)系別:生物與環(huán)境工程系專業(yè):14生工（2）班學(xué)號(hào):140201201姓名:指導(dǎo)教師:于宙老師2016年12月18日目錄TOC\o"1-2"\h\u7124一、前言 -5-275311.1精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求 -5-180711.2常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)的選型 -5-9228二、設(shè)計(jì)任務(wù)書要求及流程的確定和說(shuō)明 -7-62202.1設(shè)計(jì)名稱 -7-195562.2設(shè)計(jì)條件 -7-65372.3設(shè)計(jì)任務(wù) -7-250892.4設(shè)計(jì)思路 -8-297762.5設(shè)計(jì)流程 -9-18413三、精餾塔的工藝計(jì)算 -9-11313.1精餾塔的物料衡算 -9-256333.2求最小回流比 -11-50863.3理論板數(shù)NT的計(jì)算以及實(shí)際板數(shù)的確定 -13-114543.4全塔效率 -15-275913.5實(shí)際塔板數(shù) -15-19425四、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算 -15-259544.1操作壓強(qiáng) -15-304974.2操作溫度 -16-174224.3平均分子量 -16-163814.4平均密度 -17-103654.5液體表面張力 -19-32704.6液體粘度 -20-119034.7精餾塔的氣液相負(fù)荷 -20-9671五、主要工藝尺寸計(jì)算 -21-46135.1塔徑 -21-247605.2溢流裝置的確定 -23-238825.3塔板布置 -26-12155.4浮閥數(shù)目及排列 -27-290055.5精餾塔有效高度的計(jì)算 -29-5008六、流體力學(xué)校核 -30-7586.1氣相通過(guò)浮塔板的壓力降 -30-185336.2液泛的驗(yàn)算 -32-150146.3霧沫夾帶的驗(yàn)算 -33-255776.4漏液驗(yàn)算 -34-20736七、塔板負(fù)荷性能圖 -35-215797.1以精餾段為例 -35-69497.2以提餾段為例 -38-7877.3負(fù)荷性能圖及操作彈性 -41-18885八、塔附件設(shè)計(jì) -43-77908.1接管 -43-249578.2人孔 -45-273058.3視鏡 -45-99488.4支座 -45-165278.5塔盤 -45-184978.6除沫器 -45-132428.7法蘭的選取 -46-9941九、主要輔助設(shè)備的計(jì)算及選型 -46-136639.1原料液加熱器 -46-309469.2釜液再沸器 -47-114919.3餾出蒸汽冷凝器 -48-290439.4產(chǎn)品冷卻器 -49-11640十塔體附件工藝尺寸的確定 -50-665410.1筒體工藝尺寸的確定 -50-3113210.2封頭的設(shè)計(jì) -50-572910.3裙座 -51-19370十一設(shè)計(jì)結(jié)果 -51-3506物料衡算結(jié)果表10 -51-1721精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果 -52-15627浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果 -52-23578十二、結(jié)束語(yǔ) -53-8147參考文獻(xiàn) -54-17192十三、附錄 -55-31768致謝 -58-一、前言塔器作為汽-液和液-液進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱的重要設(shè)備，廣泛應(yīng)用于煉油、石油化工、精細(xì)化工、化肥、農(nóng)藥、醫(yī)藥、環(huán)保等行業(yè)的物系分離，涉及蒸(精)餾、吸收、解吸、汽提、萃取等化工單元操作。塔器可分為板式塔和填料塔。1.1精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過(guò)程一樣，精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下：（1）生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。（2）效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。（3）流體阻力?。毫黧w通過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。（4）有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。（6）能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。1.2常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無(wú)降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。其中浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)。所以在此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便；塔板開(kāi)孔率大，生產(chǎn)能力大等。浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是：1．生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開(kāi)孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大20%～40%，與篩板塔接近。2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。5．塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%～80%，但是比篩板塔高20%～30。但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來(lái)，浮閥塔的推廣并不是越來(lái)越廣。近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。本次課程設(shè)計(jì)主要設(shè)計(jì)的是板式塔中的F1型浮閥塔。（如下圖一所示）圖1浮閥（F1型）本設(shè)計(jì)書介紹的是浮閥塔的設(shè)計(jì)，其中包括設(shè)計(jì)方案的確定、塔主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算。二、設(shè)計(jì)任務(wù)書要求及流程的確定和說(shuō)明2.1設(shè)計(jì)名稱甲醇-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)2.2設(shè)計(jì)條件（1）操作條件塔頂壓力4KPa（表壓）進(jìn)料熱狀態(tài)：飽和液體進(jìn)料（q=1）回流比R=2Rmin采用間接蒸汽加熱塔底加熱，蒸汽壓力：0.5MPa(表壓)單板壓降≦0.7KPa（2）塔板類型浮閥塔（F1型）每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。廠址廠址：安徽省合肥市2.3設(shè)計(jì)任務(wù)完成精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型，繪制精餾塔裝配圖，編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書。設(shè)計(jì)內(nèi)容包括：精餾裝置流程設(shè)計(jì)與論證浮閥塔內(nèi)精餾過(guò)程的工藝計(jì)算浮閥塔主要工藝尺寸的確定塔盤設(shè)計(jì)流體力學(xué)條件校核、作負(fù)荷性能圖主要輔助設(shè)備的選型設(shè)計(jì)說(shuō)明書內(nèi)容目錄概述（精餾基本原理）工藝計(jì)算結(jié)構(gòu)計(jì)算附屬裝置評(píng)價(jià)參考文獻(xiàn)7、對(duì)設(shè)計(jì)自我評(píng)價(jià)2.4設(shè)計(jì)思路首先，甲醇和水的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開(kāi)了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入甲醇的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成甲醇和水的分離。2.5設(shè)計(jì)流程甲醇—水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物q=1送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲(chǔ)罐,塔釜采用直接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品冷卻后,送入貯罐。三、精餾塔的工藝計(jì)算3.1精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率已知：進(jìn)料液中甲醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為25%，產(chǎn)品要求塔頂餾出液中水的質(zhì)量分?jǐn)?shù)不得高于5%。表1水和甲醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對(duì)分子質(zhì)量kg/kmol密度20℃沸點(diǎn)101.33kPa℃比熱容(20℃)Kg/(kg.℃)黏度(20℃)mPa.s熱導(dǎo)率(20℃)/(m.℃)表面張力(20℃)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.59972.8甲醇CH3OH32.04791.864.72.500.590.21222.6由化工物性參數(shù)手冊(cè)有機(jī)卷P584查得：甲醇的摩爾質(zhì)量：水的摩爾質(zhì)量：所以,進(jìn)料組成：餾出液組成：釜液組成：進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量所以,3.2求最小回流比3.2.1相對(duì)揮發(fā)度α的計(jì)算1）根據(jù)全塔的物料衡算計(jì)算結(jié)果=0.898、=0.158、=0.0288和常壓下甲醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)（表2），用內(nèi)插法求塔頂、塔釜及進(jìn)料版的溫度：2）查《化工原理》教材P335頁(yè)液體飽和蒸汽P0壓安托因常數(shù)可知，在泡點(diǎn)進(jìn)料溫度下，即t=時(shí)，其安托因常數(shù)為：甲醇A=7.19736,B=1574.99,C=238.86水A=7.07406,B=1657.46,C=227.02則由安托因方程有，即kpa，即kpa由上式可得3.2.2求最小回流比表2常壓下甲醇-水的氣液平衡表液相甲醇摩爾分?jǐn)?shù)(x)氣相甲醇摩爾分?jǐn)?shù)(y)T/℃001000.020.13496.40.040.23493.50.060.30491.20.080.36589.30.10.41887.70.150.51784.40.20.57981.70.30.665780.40.72975.30.50.77973.10.60.82571.20.70.8769.30.80.91567.50.90.958660.950.979651164.5根據(jù)（表2）常壓下甲醇-水的氣液平衡數(shù)據(jù)作x-y圖；在x-y圖直角坐標(biāo)系中做出平衡曲線和對(duì)角線，根據(jù)其q線方程為：，在x-y圖中圖1x-y圖對(duì)角線上自點(diǎn)F作出q線，該線與相平衡線（a）的交點(diǎn)坐標(biāo)為P（0.158,0.529），此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。最小回流比計(jì)算式：操作回流比取最小回流比的2倍，則=2=1.993.3理論板數(shù)NT的計(jì)算以及實(shí)際板數(shù)的確定1）塔的汽、液相負(fù)荷2）求操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程為:3)逐板計(jì)算法求理論板層數(shù)由得第一塊板時(shí)以下為提餾段理論上達(dá)到設(shè)計(jì)要求總理論塔板數(shù)為5（不包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為8，第6塊板為進(jìn)料板，提餾段理論板數(shù)為8。3.4全塔效率由進(jìn)料組成：根據(jù)三3.1（1）的結(jié)果、，求得塔平均溫度為：℃查文獻(xiàn)得甲醇粘度計(jì)算公式：,A=555.30B=260.64則該溫度下甲醇粘度為:根據(jù)化工數(shù)據(jù)手冊(cè)無(wú)機(jī)卷P21水在不同溫度下的特性參數(shù)表，查得在80和81時(shí)的粘度為，，由內(nèi)差法求得：μ水則3.5實(shí)際塔板數(shù)精餾段：（層）提餾段：（層）故實(shí)際塔板數(shù)：（層）四、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算4.1操作壓強(qiáng)塔頂操作壓力：每層板的壓降為0.7kPa，則進(jìn)料板的壓力為：塔底壓力為：則精餾段平均操作壓力為：提餾段平均操作壓力為：4.2操作溫度之前已經(jīng)求得，得到塔頂：，進(jìn)料板溫度，塔底：，則精餾段的平均溫度：，提餾段的平均溫度：。4.3平均分子量（1）塔頂：，由相平衡方程，可得出（2）進(jìn)料板：，由相平衡方程，可得出（3）塔底：由相平衡方程，可得出則精餾段平均分子：提餾段平均分子：4.4平均密度4.4.1氣相密度4.4.2液相密度已知由三-3.2.1-（1）計(jì)算得：tD=66.03℃tF=83.97℃tW=95.15℃表3甲醇和水的液相密度性質(zhì)溫度(℃)406080100120甲醇,kg/783.5761.1737.4712.0684.7溫度(℃)6570808595100水,kg/980.59977.81971.83968.65961.92958.38（1）塔頂平均密度的計(jì)算根據(jù)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)有機(jī)卷P567和無(wú)機(jī)卷P12甲醇和水的液相密 度性質(zhì)，由內(nèi)插法得：已知塔頂：（為質(zhì)量分率）由得；（2）進(jìn)料板平均密度的計(jì)算同上，由內(nèi)插法可得進(jìn)料板溫度下對(duì)應(yīng)的甲醇和水的液相密度：已知加料板液相組成：由得；（3）塔釜平均密度的計(jì)算同上，由內(nèi)插法可得塔釜溫度下對(duì)應(yīng)的甲醇和水的液相密度：已知塔釜液相組成由得；（4）故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：4.5液體表面張力根據(jù)化工物性參數(shù)手冊(cè)有機(jī)卷P588，無(wú)機(jī)卷P24查得甲醇和水的液體表面張力,其部分?jǐn)?shù)據(jù)如下表：表4甲醇和水的液體表面張力溫度406080100120甲醇，mN/m19.6717.3315.0412.8010.63溫度60708090100水，mN/m66.0764.3662.6960.7958.91由內(nèi)插法得：,，,，，則精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：4.6液體粘度根據(jù)化工物性參數(shù)手冊(cè)有機(jī)卷P584以及無(wú)機(jī)卷P21查得甲醇和水的粘度性質(zhì)表，其部分表如下：表5甲醇和水的粘度性質(zhì)表溫度(℃)406080100120甲醇（mP.s）0.4390.3440.2770.2280.196溫度(℃)666783849596水（mP.s）42.9342.3334.3633.9529.9429.62由內(nèi)插法得:,，,，,故精餾段平均液相粘度提餾段平均液相粘度4.7精餾塔的氣液相負(fù)荷1.精餾段：2.提餾段：五、主要工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑參考有關(guān)資料，初選板間距=0.40m，取板上液層高度=0.06m，則可得：-=0.40-0.06=0.34m精餾段塔徑的計(jì)算：=查史密斯關(guān)聯(lián)圖如下：圖2史密斯關(guān)聯(lián)圖求得其橫坐標(biāo)為0.020，則可得=0.067，校核至物系表面張力為37.97mN/m時(shí)的C，即：C==0.067=C=0.074m/s可取安全系數(shù)0.70，則u=0.70=0.702.1=1.61m/s故D==0.59m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整成0.8m。提餾段塔徑的計(jì)算：=查圖可得=0.070校核至物系表面張力為57.6mN/m時(shí)的C，即C==0.07=C=0.08m/s可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則u=0.70=0.702.61=1.8m/s故D’==0.53m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整成0.8m。塔截面積A=精餾段空塔氣速為：提餾段空塔氣速為：5.2溢流裝置的確定單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過(guò)塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。綜合考慮各方面因素，本設(shè)計(jì)體系采用單溢流、弓形降液管。（1）溢流堰長(zhǎng)因單溢流取（0.6-0.8）D，故取堰長(zhǎng)為0.65D，即（2）出口堰高：由；查《化工原理物性手冊(cè)》圖計(jì)算可知：Ｅ取1因==2.07m3/（mh）＜3m3/（mh）精餾段：因溢流堰高h(yuǎn)w一般取0.05-≦hw≦0.10-，故；提餾段：同理?。唬?）降液管的寬度與降液管的面積由查《化工原理》圖“弓形降液管的寬度與面積”，圖3弓形降液管的寬度與面積得：，液體在降液管中停留時(shí)間以及降液管面積的檢驗(yàn)：精餾段：s（＞5s，符合要求）提餾段：（＞5s，符合要求）（4）降液管底隙高度因=，不宜小于0.02～0.025，故取液體通過(guò)降液管底隙則取降液管底隙高度為：精餾段：=提餾段：=降液管底細(xì)隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保證降液管底部的液封。5.3塔板布置溢流區(qū)：降液管及受液盤所占的區(qū)域破沫區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域，=0.07m無(wú)效邊緣區(qū)：靠近塔壁的部分需要留出一圈邊緣區(qū)域，以供支撐塔板的邊梁之用。開(kāi)孔區(qū)面積故經(jīng)計(jì)算得：5.4浮閥數(shù)目及排列5.4.1浮閥的排列塔板有整塊式和分塊式兩種。直徑在800mm以內(nèi)的小塔采用整塊式塔板；直徑在900mm以上通常都采用分塊式塔板，以便通過(guò)人孔裝卸塔板；本設(shè)計(jì)采用F1型浮閥，由于塔徑為0.8m，故塔板采用整塊式。浮閥排列方式采用正三角形叉排，孔心距t=75mm=0.075m。5.4.2閥數(shù)確定氣相體積流量VS=0.5251已知，由于閥孔直徑d0=0.039m，因而塔板上浮閥數(shù)目n就取決于閥孔的氣速u0。，浮閥在剛?cè)_(kāi)時(shí)操作，取閥孔動(dòng)能因子=10精餾段：孔速==浮閥數(shù)N==提餾段：孔速==閥數(shù)N===30.1（個(gè))塔板按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為300～900mm時(shí)，一般采用整塊式；塔徑超過(guò)800～900mm時(shí)，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過(guò)人孔送入塔內(nèi)。對(duì)塔徑為800～2400mm的單流型塔板，分塊數(shù)如表6表6塔徑與塔板分塊數(shù)的選擇關(guān)系塔徑/mm800-1200mm1400-1600mm1800-2000mm2200-2400mm塔板分塊數(shù)3456本設(shè)計(jì)采用單溢型塔板，塔徑D=8000mm>=800mm，故采用整塊式。采用正三角形叉排。浮閥塔閥孔直徑取d=39mm,閥孔按正三角形排列，如下圖:閥孔的排列：第一排閥孔中心距t為75mm，各排閥孔中心線間的距離t’可取65mm,80mm,100mm.經(jīng)過(guò)精確繪圖，得知，當(dāng)t’=75mm時(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)際=30個(gè)按n=30，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)精餾段：仍在9～12范圍內(nèi)。提餾段：仍在9～12范圍內(nèi)。（3）開(kāi)孔率精餾段：提餾段：開(kāi)孔率在5%~15%范圍內(nèi)，故符合設(shè)計(jì)要求。每層塔板上的開(kāi)孔面積：精餾段：提餾段：5.5精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為1）塔頂空間高度HD塔頂空間高度的作用是安裝塔板和人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時(shí)還可節(jié)省破沫裝置。塔頂空間高度HD一般取1.0～1.5m,塔徑大時(shí)可適當(dāng)增大。本設(shè)計(jì)取1.0m。2）塔板間距HT其大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距越大，可允許氣液速度較高，塔徑可小些；反之，所需的塔徑就要增大。一般來(lái)說(shuō)，取較大的板間距對(duì)提高操作彈性有利，但塔高的增加，會(huì)增加金屬消耗量，增加塔基，支座的負(fù)荷，從而增加全塔的造價(jià)。板間距與塔徑的關(guān)系，應(yīng)通過(guò)流體力學(xué)驗(yàn)算，權(quán)衡經(jīng)濟(jì)效益，反復(fù)調(diào)整，作出最佳選擇。根據(jù)《化工原理設(shè)計(jì)》表4-1板間距與塔徑的關(guān)系，塔徑為800～1600mm時(shí)，板間距為300～450mm，此設(shè)計(jì)選用板間距為400mm。3）開(kāi)有人孔的板間距HTˊ人孔直徑一般為450～500mm，取450mm。人孔數(shù)目S是根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。對(duì)于無(wú)須經(jīng)常清洗的清潔物料，可每隔8～10塊板設(shè)置一個(gè)人孔。由前面計(jì)算得到，實(shí)際塔板數(shù)為29，中間共設(shè)3個(gè)人孔。4）進(jìn)料板空間高度HF進(jìn)料段空間高度HF取決于進(jìn)料口的結(jié)構(gòu)形式和物料狀態(tài)，一般HF要比HT大一些。為了防止進(jìn)料直沖塔板，常在進(jìn)料口處考慮安裝防沖設(shè)施，如防沖板，入口堰，緩沖管，應(yīng)保證這些設(shè)施的安裝。取1.0m。5）塔底空間高度HB塔底空間高度HB具有中間儲(chǔ)槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有10～15min的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致排完。此處取1.6m左右。6）塔體總高度H塔體總有效高度：H=HD+（N-2-S）HT+SHTˊ+HF+HB=1.0+（29-2-3）×0.4+3×0.45+1.0+1.5=14.45m六、流體力學(xué)校核6.1氣相通過(guò)浮塔板的壓力降由知6.1.1干板阻力氣體通過(guò)浮閥塔板的干板阻力，在浮閥全部開(kāi)啟前后有著不同的規(guī)律。對(duì)F1型重閥來(lái)說(shuō)可以用一下經(jīng)驗(yàn)公式求取hc。閥全開(kāi)前（1）閥全開(kāi)后（2）令=，得精餾段：，因?yàn)椋?液柱提餾段：，因?yàn)?，?液柱6.1.2液層阻力取充氣系數(shù)數(shù)=0.5,則精餾段：==0.50.06=0.03提餾段：==0.50.06=0.036.1.3液體表面張力所造成阻力據(jù)國(guó)內(nèi)普查結(jié)果得知，常壓和加壓塔中每層浮閥塔板壓降為260～530Pa，而通過(guò)每塊減壓塔塔板的壓降約為200Pa，很小，計(jì)算時(shí)可以忽略不計(jì)。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：精餾段：=0.036+0.03=0.066m提餾段：=0.033+0.03=0.063m1）精餾段每層塔板壓降板壓降為：=0.066830.5959.81=535.8(<0.7K,符合設(shè)計(jì)要求)。2）提餾段每層塔板壓降板壓降為：=0.063921.159.81=596.4(<0.7K,符合設(shè)計(jì)要求)。6.2液泛的驗(yàn)算為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中。精餾段：由前計(jì)算知=0.066m,取=0.5,板間距今為0.40m,=0.0554m,=0.5(0.40+0.0554)=0.2277m又塔板上不設(shè)進(jìn)口堰，則=0.153==0.000053m板上液層高度=0.06m,得：=0.066+0.06+0.000053=0.126m由此可見(jiàn)：<，符合要求，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。提餾段：由前計(jì)算知=0.063m,取=0.5,板間距今為0.40m,=0.0502m,=0.5(0.40+0.0502)=0.2251m又塔板上不設(shè)進(jìn)口堰，則=0.153==0.00025m板上液層高度=0.06m,得：=0.063+0.06+0.00025=0.1238m由此可見(jiàn)：<，符合要求，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。6.3霧沫夾帶的驗(yàn)算精餾段：=kg液/kg氣由上式可知<0.1kg液/kg氣。浮閥塔也可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊(cè)。提餾段：=kg液/kg氣由上式可知<0.1kg液/kg氣。浮閥塔也可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊(cè)。泛點(diǎn)率=100%=D-2=0.8-20.096=0.608m=-2=0.5024-20.034=0.4344m式中——板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度，m；——板上液流面積，；——泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，取0.08；K——特性系數(shù)，取1.0。泛點(diǎn)率（精）=泛點(diǎn)率<80%,符合要求。泛點(diǎn)率（提）=泛點(diǎn)率<80%,符合要求。6.4漏液驗(yàn)算取F0＝5作為控制漏液量的操作下限，由可知，取F0＝5作為控制漏液量的操作下限，由可知，七、塔板負(fù)荷性能圖7.1以精餾段為例7.1.1液沫夾帶線 以=0.1kg液/kg氣為限，求關(guān)系如下由=0.0554=故整理得=在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表7表7Lss0.00020.0010.0020.0030.004Vss0.89080.84760.7930.74950.7077.1.2液泛線令由聯(lián)立得由此確定液泛線方程。=由于物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而且＝取E=1,,由則綜上所計(jì)算整理得＝0.538-891.9-1.98相應(yīng)的和值如下表8表8，0.00020.0010.0020.0030.004，0.5310.5170.5030.4890.4747.1.3液相負(fù)荷上限線求出上限液體流量值（常數(shù)）以降液管內(nèi)停留時(shí)間=5，則s7.1.4漏液線精餾段:7.1.5液相負(fù)荷下限線若操作的液相負(fù)荷低于此線時(shí)，表明液體流量過(guò)小，板上的液流不能均勻分布，汽液接觸不良，易產(chǎn)生干吹、偏流等現(xiàn)象，導(dǎo)致塔板效率的下降。取堰上液層高度=0.006m，根據(jù)計(jì)算式求的下限值，取E=1=s經(jīng)過(guò)以上流體力學(xué)性能的校核可以將精餾段塔板負(fù)荷性能圖劃出。（見(jiàn)后面）7.2以提餾段為例7.2.1霧沫夾帶線則有：相應(yīng)的和值如下表9表9，0.00020.0010.0020.0030.004，0.9240.9020.8750.8470.8207.2.2液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表8：相應(yīng)的和值如下表10表10，0.00010.0010.0030.0050.007，0.7470.7050.6700.6400.6047.2.3液相負(fù)荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由得據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線.7.2.4漏液線提餾段:7.2.5液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。7.3負(fù)荷性能圖及操作彈性由圖知（1）從塔板負(fù)荷性能圖可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點(diǎn)P，處在適宜操作區(qū)的位置，說(shuō)明塔板設(shè)計(jì)合理。（2）因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷操作上限由霧沫夾帶控制，操作下限漏夜線由控制。（3）按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中查得氣相負(fù)荷上限Vsmax，氣相負(fù)荷下限Vsmin，所以可得精餾段操作Vsmax=0.531m3/s,Vsmin=0.157m3/s操作彈性=Vsmax/Vsmin=3.38提餾段操作Vsmax=0.683m3/s,Vsmin=0.193m3/s操作彈性=Vsmax/Vsmin=3.54塔板的這兩操作彈性在合理的范圍（3～5）之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的。現(xiàn)將塔板設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總?cè)绫?1表11項(xiàng)目?jī)?nèi)容-數(shù)值或說(shuō)明備注精餾段提餾段塔徑D/m0.80.8板間距HT/m0.40.4塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.611.80堰長(zhǎng)lw/m0.650.65板上液層高度hL/m0.060.06降液管底隙高度h0/m0.04980.0442浮閥數(shù)N/個(gè)3030等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)9.8510.78臨界閥孔氣速uoc/(m/s)10.3311.41孔心距t/m0.0750.075同一豎排的孔心距單板壓降pa700液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間/s46.914.58降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.060.06泛點(diǎn)率/(%)41.5536.00液相負(fù)荷上VSmax/(m3/s)0.5310.683霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下VSmin/(m3/s)0.1570.193漏液控制操作彈性3.383.54后面為提餾段八、塔附件設(shè)計(jì)8.1接管（1）進(jìn)料管(VS)F===0.0007745m/s取uF=1.6m/sdF==0.02483m=24.83mm經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（GB8163-87）：[4]（2）塔頂蒸汽出口管dvqv==取uv=18m/s則dv==0.1791m=179.1mm經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（GB8163-87）：[4]（3）回流液管dRqR=取uR=2m/s則dR=0.01308m=13.08mm經(jīng)圓整選取焊接鋼管（GB3091-93）:[4]（4）釜液排出管徑dwqw==取uw=0.6m/s則dw==34.76經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（GB8163-87）:[4]（5）飽和蒸汽管徑ds0加熱蒸汽壓力為0.5Mpa查=35.47kg/m3[4]Vs0==Us0=25m/sds0=0.02748m=27.48mm經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管（GB8163-87）:8.2人孔查《化工容器》表10-1人孔標(biāo)準(zhǔn)系列本設(shè)計(jì)塔設(shè)備為常壓容器，人孔取DN450mm.8.3視鏡查《化工容器》表10-3視鏡標(biāo)準(zhǔn)系列對(duì)于塔設(shè)備，視鏡取DN150mm.8.4吊柱查《塔設(shè)備設(shè)計(jì)》安裝在室外，無(wú)框架的整體塔設(shè)備，為了安裝及拆卸內(nèi)件，跟換或補(bǔ)充填料，需要在塔頂設(shè)置吊柱，吊柱的方位應(yīng)使吊住中心線與人孔中心線間有適合的夾角，使吊住的垂直線可以轉(zhuǎn)到人孔附近，以便從人孔裝入或取出塔內(nèi)件，查《塔設(shè)備設(shè)計(jì)》選取吊住標(biāo)準(zhǔn)，本設(shè)計(jì)吊住為立式材料為20#無(wú)縫鋼管，吊住與踏連接的襯板與塔體材料相同，質(zhì)量為500kg.8.5支座查《化工機(jī)械設(shè)備》本設(shè)計(jì)選用B型耳式支座重型，裙座與塔底焊接接頭采用對(duì)接，焊縫采用全熔透的連續(xù)焊。為防止風(fēng)載荷或地震載荷引起的彎矩造成塔翻倒，配置較多的地腳螺栓及具有足夠大承載面積的基礎(chǔ)環(huán)，裙座高取2m.材料為Q235-B。8.6塔盤查《化工原理》塔徑DN≥800mm，采用分塊式塔盤，緊固件采用橢圓墊板及螺柱。8.7除沫器查《過(guò)程設(shè)備設(shè)計(jì)》在塔內(nèi)操作氣速較大時(shí)，會(huì)出現(xiàn)塔頂霧沫夾帶，這不但造成物料的流失，也使塔的效率降低，同時(shí)還有可能造成環(huán)境的污染。為了避免這種情況，需在塔頂設(shè)置除沫器裝置，從而減小液體的夾帶損失，確保氣體的純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作，本設(shè)計(jì)選用絲網(wǎng)除沫器。8.8法蘭的選取進(jìn)料管選用：HG20593法蘭PL40—0.25RF釜液管選用：HG20593法蘭PL40—0.25RF回流液管選用：HG20593法蘭PL80—0.6RF塔頂上升蒸汽管：HG20593法蘭PL400—0.6RF九、主要輔助設(shè)備的計(jì)算及選型9.1原料液加熱器采用列管換熱器對(duì)原料液進(jìn)行預(yù)熱，使其從60℃升到泡點(diǎn)溫度66.03℃，使用120℃飽和蒸汽作為加熱劑，出口為120℃飽和水。取定性溫度查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》水的定壓比熱℃甲醇的定壓比熱℃混合物的比熱：℃求得：查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》對(duì)于加熱器傳熱系數(shù)在1000—3400kcal/m2.h.℃之間，取K=1200kcal/m2.h.℃=1.395w/m2.k℃采用管徑的列管換熱器，設(shè)備型號(hào)Ⅰ查《化工原理》上冊(cè)附8飽和水蒸汽，120℃時(shí)r水=2205.2kJ/kg蒸汽用量：9.2釜液再沸器采用列管換熱器對(duì)釜液進(jìn)行加熱，使其從104℃的液體汽化為104℃的蒸汽，使用104℃的飽和蒸汽為加熱劑，出口為140℃的飽和水，查《化工原理》上附表8，用內(nèi)插法得，水的汽化熱為2248.08kJ/kg，查《化工原理》上附表15，通過(guò)液體汽化潛熱共線圖得，甲醇的汽化熱為975kJ/kg，已知釜液質(zhì)量分率XW=0.0288。查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》對(duì)于再沸器傳熱系數(shù)為4800kcal/m2.h.℃。取K=4800kcal/m2.h.℃=5.580w/m2.k采用管徑的列管換熱器，設(shè)備型號(hào)Ⅰ塔釜進(jìn)氣管，選用查《化工原理》上冊(cè)附表8得140℃時(shí):r水=2148.7kJ/kg蒸汽用量：9.3餾出蒸汽冷凝器采用列管換熱器對(duì)塔頂蒸汽進(jìn)行換熱冷凝，使其從66.03℃的蒸汽冷凝為66.03℃的液體，使用10℃的水作為冷凝劑，出口溫度為50℃。查《化工原理》上附表8，用內(nèi)插法得，水的汽化熱為2343.4kJ/kg，查《化工原理》上附表15，通過(guò)液體汽化潛熱共線圖得，甲醇的汽化熱為1098kJ/kg，已知釜液質(zhì)量分率WD=0.972?！妗妗娌椤痘すに囋O(shè)計(jì)手冊(cè)》對(duì)于冷凝器傳熱系數(shù)在500—1500kcal/m2.h.℃。取K=800kcal/m2.h.℃=0.930w/m2.k采用管徑的列管換熱器，設(shè)備型號(hào)Ⅰ查《化工原理》上附錄5可得：50℃時(shí)，冷卻水的用量為：9.4產(chǎn)品冷卻器采用列管換熱器對(duì)產(chǎn)品進(jìn)行冷卻，使冷卻后的產(chǎn)品從66.03℃降為20℃，采用10℃的水作為冷卻劑，出口溫度為30℃。定性溫度為：℃查《化工原理》上附錄5可得30℃時(shí)查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》甲醇的定壓比熱℃混合物的比熱：℃℃℃查《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》對(duì)于冷卻器傳熱系數(shù)為1200—2440kcal/m2.h.℃。取K=1200kcal/m2.h.℃=1.395w/m2.k采用管徑的列管換熱器，設(shè)備型號(hào)Ⅰ十塔體附件工藝尺寸的確定10.1筒體工藝尺寸的確定本設(shè)計(jì)中精餾塔的塔徑為0.8m，由于一般直徑超過(guò)400mm時(shí)，常采用鋼板卷作筒體，其公稱直徑是指筒體的內(nèi)徑，查內(nèi)壓圓筒體器壁厚度表可知筒體壁厚度為4mm。10.2封頭的設(shè)計(jì)封頭常見(jiàn)的形式有半球形、橢圓形、圓錐形和平板形，其中標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭無(wú)論是幾何形狀或受力狀態(tài)都比較好，制造難度又不大，所以本設(shè)計(jì)采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭。大多數(shù)橢圓形封頭的壁厚與筒體壁厚相等。因此本設(shè)計(jì)中采用的封頭厚度為4mm，由公稱直徑為800mm，查得曲面高度h1=200mm，直邊高度h0=25mm，內(nèi)表面積F=0.7566m2QUOTE，容積V=0.0796m3，質(zhì)量為23.79kgQUOTE。10.3裙座塔頂采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，在塔設(shè)備的支撐中廣泛應(yīng)用，為了制作方便，一般采用圓筒型裙座。裙座的座圈高度一般由工藝決定，有再沸器時(shí)為3～5m，無(wú)再沸器是為2m左右，所以本設(shè)計(jì)選擇裙座高度為2m。由于裙座內(nèi)徑=800mm，故裙座壁厚取12mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑Dbi=﹙800＋2×12﹚－0.3×1000=524mm基礎(chǔ)環(huán)外徑Db0=﹙800＋2×12﹚＋0.3×1000=1124mm經(jīng)圓整后取Dbi=600mmDb0=1100mm十一設(shè)計(jì)結(jié)果物料衡算結(jié)果表10表10序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位數(shù)值備注1塔頂摩爾分?jǐn)?shù)0.8982塔頂平均摩爾質(zhì)量30.6127.82氣相液相3塔頂流量18.364進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)0.1585進(jìn)料液平均摩爾質(zhì)量23.85220.24氣相液相6進(jìn)料流量123.527塔釜摩爾分?jǐn)?shù)0.02888塔釜平均摩爾質(zhì)量19.4418.42氣相液相9塔釜產(chǎn)品流量105.16精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果表11序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位精餾段提餾段備注1每層塔板壓降0.72平均壓力109.2119.43平均溫度75.0089.554平均粘度0.3320.31355液相平均摩爾質(zhì)量84.29100.416氣相平均摩爾質(zhì)量27.2324.037液相平均密度830.595921.158氣相平均密度1.030.869平均表面張力37.9756.38浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果表12序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位數(shù)值備注1堰長(zhǎng)0.52精餾段和提餾段塔徑、堰高、降液管底隙高度進(jìn)行統(tǒng)一圓整，以便加工。2堰高0.05540.05023弓形降液管界面積0.0344弓形降液管寬度0.0965降液管底隙高度0.04980.04426橫排孔心距0.0757排間距0.0658浮閥數(shù)130309開(kāi)孔率7.137.13十二、結(jié)束語(yǔ)通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)，讓我對(duì)化工原理這門課有了進(jìn)一步的認(rèn)識(shí)。這次課設(shè)是對(duì)這門課程的一個(gè)總結(jié)，對(duì)化工原理的應(yīng)用。設(shè)計(jì)時(shí)要有一個(gè)明確的思路，要考慮多種因素包括環(huán)境條件和介質(zhì)的性質(zhì)等再選擇合適的設(shè)計(jì)參數(shù)，對(duì)塔體的材料和結(jié)構(gòu)確定之后還要進(jìn)行一系列校核計(jì)算。通過(guò)這次設(shè)計(jì)對(duì)我們獨(dú)自解決問(wèn)題的能力也有所提高。在整個(gè)過(guò)程中，我查閱了相關(guān)書籍及文獻(xiàn)，取其相關(guān)知識(shí)要點(diǎn)應(yīng)用到課設(shè)中，而且其中有很多相關(guān)設(shè)備選取標(biāo)準(zhǔn)可以直接選取，這樣設(shè)計(jì)出來(lái)的設(shè)備更加符合要求。這次課設(shè)的書寫中對(duì)格式的要求也很嚴(yán)格，在老師的指導(dǎo)下我們按照畢業(yè)設(shè)計(jì)的格式要求完成課程設(shè)計(jì)。這就為我們做畢業(yè)設(shè)計(jì)打下了基礎(chǔ)?？偠灾?，本次課程設(shè)計(jì)讓我們獲益匪淺，我們相信在以后的專業(yè)設(shè)計(jì)中能做的更好。從設(shè)計(jì)結(jié)果看，本設(shè)計(jì)基本上是可行的，但仍存在一些不足之處,在此我們將體會(huì)和不足總結(jié)如下：（1）從設(shè)計(jì)總體看，各設(shè)計(jì)過(guò)程和結(jié)果是相互關(guān)聯(lián)，相互影響的。對(duì)某一設(shè)計(jì)值若取的不好，就很有可能影響到后邊乃至全設(shè)計(jì)的結(jié)果。在本次課程設(shè)計(jì)中，由于一開(kāi)始的回流比取得不好，導(dǎo)致最后負(fù)荷性能圖上操作點(diǎn)不在安全范圍內(nèi)，于是重新取的回流比計(jì)算，又調(diào)整了其他參數(shù)，最