年产66000吨甲醇---水精馏塔工艺设计

目：年产66000吨甲醇---水精馏塔工艺设计设计任务进料液含30%甲醇(质量)，其余为水。产品的甲醇含量不得低于95%(质量)。残液中甲醇含量不得高于0.5%(质量)。进料方式：饱和液体进料。采取直接蒸汽加热全凝器：列管式换热器，冷却介质循环水，冷却水入口t=15°C，出口t=45C。操作条件、精馏塔顶压强2.5KPa(表压)。、单板压降＜0.5KPa。、全塔效率：Et±50%设计内容•选定连续精馏流程；.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计：、塔高、塔径及塔板结构的主要参数；、塔板的流体力学验算(仅验算压降)；4辅助设备选型与计算；5包括全凝器的型号的选用及性能参数6设计结果一览表；7工艺流程图及全凝器主体设备图。3.3.1精馏段物性计算63.3.1精馏段物性计算6目录TOC\o"1-5"\h\z一．概述………………………………………………………………1二．精馏塔设计简介…………………………………………1操作压力的选择分析……………………………………2进料热状况的选择分析…………………………………2加热方式的选择分析……………………………………2回流比的选择分析………………………………………2产品纯度或回收率………………………………………2方案的确定………………………………………………22.7总述………………………………………………………2三．塔的工艺尺寸的计算……………………………………………3精馏塔的物料衡算………………………………………………33.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3物料衡算……………………………………………………3塔板数的确定…………………………………………………4理论板层数N的求取……………………………………4T实际板数的求取………………………………………………6精馏塔的物性计算…………………………………………………67.5.2.2壳程阻力203.3.1.1•操作压力计算6操作温度计算6平均摩尔质量计算7平均密度计算7液体平均表面张力计算73.3.2提馏段物性计算8操作压力计算……………………………………………8操作温度计算……………………………………………8平均摩尔量计算…………………………………………83.3.2.4平均密度计算9精馏塔的塔体工艺尺寸计算…………………………………………9塔径的计算…………………………………………………………9塔高的计算…………………………………………………………10塔板主要工艺尺寸的计算…………………………………………10溢流装置计算………………………………………………………11塔板布置……………………………………………………………12HYPERLINK\l"bookmark201"\o"CurrentDocument"六•流体力学验算136.1塔板压降……………………………………………………………13七•全凝器的设计14HYPERLINK\l"bookmark207"\o"CurrentDocument"7.1确定物性数据14HYPERLINK\l"bookmark209"\o"CurrentDocument"7.2换热器的初步选型14HYPERLINK\l"bookmark211"\o"CurrentDocument"7.3估算传热面积15157.3.1热流量TOC\o"1-5"\h\z平均传热温差15冷却水用量15传热面积15工艺结构尺寸…………………………………………………………16管径和管内流速16管程数和传热管数16平均传热温差16传热管排列和分程方法16壳体内径16折流板………………………………………………………17接管17HYPERLINK\l"bookmark243"\o"CurrentDocument"7.5换热器核算177.5.1热流量核算177.5.1.1壳程表面传热系数…………………………………………177.5.1.2管内表面传热系数187.5.1.3污垢热阻和管壁热阻187.5.1.4传热系数K19e7.5.1.4传热面积裕度197.5.2换热器内流体的流动阻力197.5.2.1管程流体阻力19八.换热器的结果汇总21九•总结22十•参考文献23十一•符号说明24概述甲醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，甲醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在公交、出租车行业内被采用。长期以来，甲醇多以蒸馏法生产，但是由于甲醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的甲醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进甲醇'水体系的精馏设备是非常重要的。二．设计方案简介2.1操作压力的选择分析操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于甲醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。进料热状况的选择分析该塔的进料状况选为泡点进料，因为泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。2.3加热方式的选择分析塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。回流比的选择分析影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D—定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。⑴根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的数据选定；⑵先求出最小回流比Rmin,根据经验取操作回流比为最小回流比的1.22倍,即R=(1.1s2)Rmin；产品纯度或回收率产品纯度通常是根据客户的要求决定的。若客户对精馏塔顶和塔底产品的纯度都有要求，则产品的回收率也已确定；若用户仅指定其中一种产品的纯度，则可根据经济分析决定产品的回收率。提高产品的纯度意味着提高产品的回收率，可获得一定的经济效益。但是产品纯度的提高或者是通过增加塔板数或者是增加回流比来达到的，这意味着设备费用或操作费用的增加，因此只能通过经济分析来决定产品的纯度或回收率。本设计中纯度已经给定，故设计时不需要再考虑。方案的确定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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。为保持塔的操作稳定性，采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。该物系属于恒沸物系，故不能用一般的蒸馏方法分离，可采用低压普通蒸馏的方法。操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用直接接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。总述蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽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，为此在确定装置流程时用考虑余热的利用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，以便于准确地控制回流比另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。3.1精馏塔的物料衡算三．塔的工艺计算3．1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔品质M=32kg/kmolA水的摩尔品质M=18.02kg/kmolBx=F0.3/320.3/32+0.7/18.020.95/32=0.195x==0.915d0.95/32+0.05/18.020.005/32.000.005/32.00+0.995/18.02""彳原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=0.195x32.00+(1-0.195)x18.02=20.93kg/kmolFM=0.915x32.00+(1-0.915)x18.02=30.81kg/kmolDM=0.002x32.00+(1-0.002)x18.02=18.05kg/kmolW3.1.3物料衡算塔顶产品量：F=66000x10=359.97kmol/h24x20.93x365总物料衡算：359.97=D+W甲醇物料衡算：359.97x=Dx0.915+0.003WF联立解得：D=75.78kmol/hW=284.19kmol/h物料衡算汇总如下表：摩尔流量kmol/h摩尔组成%平均分子量g/mol原料F359.9720.93甲醇70.1919.5水289.7880.5釜液W284.1918.05甲醇0.850.3水283.3399.7馏出液D75.7830.81甲醇69.3591.5水6.448.5塔板数的确定3.2.1理论板层数nt的求取对甲醇—水物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得甲醇一水物系的汽液平衡资料，绘出x—y图甲醇~水溶液体系的平衡数据甲醇水气液平衡关^(101.3kParKyT■代)ucTOO0.01豹3u.1D040.239350.OCi0.3319I.20.080.轴89.3C.1Li11甘S7.701:r0.517SI.10.20.SI.7U,30飞「诂78.0U.4A72'J75.吕U.5PD77^J73.10671.2070.87旳・38苛.5U.9r0.咖6C.0!■M!■979阪01111&4.5求最小回流比及操作回流比x=0.195。故q采用作图法求最小回流比。在图中对角在线，自点e(0.195,0.195)作垂线,即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为y=0.575,q最小回流比为：=0.89厂x-y0.915-0.575miny-x0.575-0.195qq实际操作回流比R=2求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2x75.78=151.56kmol/hV=(R+1)D=(2+1)x75.78=227.34kmol/hL'二L+F=151.56+359.97=511.53kmol/hV'=V=227.34kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为R121y=x+x=x+—x0.915=0.667x+0.305R+1R+1D33提馏段操作线方程为L,W_511.53,x一x_x—V'V'W227.34284.19x0.003=2.25x'-1.25227.34图解法求理论塔板数采用图解法求理论板层数，求解结果如图：总理论板层数N=9（包括再沸器）T进料板位置N=5F实际板数的求取全塔效率E=50%0精馏段实际板层数N=5/0.50=10精提馏段实际板层数N=4/0.5=8提3.3精馏塔的物性计算3.3.1精馏段物性计算3.3.1.1.操作压力计算塔顶操作压力P=101.3+2.5=103.8kpaD每层塔板压降进料板压力AP=0.5kpaP=103.3+0.5x9=107.8kpaF精流段平均压力P=(103.3+107.8)/2=105.5kpam操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇，水的饱和蒸汽压用安托尼方程计算。查手册（《化学方程手册》第一卷）可得BAntonie方程lgp0二A-—（P为在T温度下的蒸汽压，mmHg）T+Cvp对于甲醇，A=7.87863,B=1473.11,C=230.0塔顶温度P0=103.3kpa,代入解得:t=21.180CAD泡点进料Po=P=107.8kpa,代入解得：t=21.98oCAFF精馏段平均温度t=（t+1）/2=21.58oCmDF平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由x=y=0.915，查平衡曲线，得x=0.80D11M=0.915x32.00+(1-0.915)x18.02=30.81VDmM=0.80x32.00+(1-0.80)x18.02=43.82LDm进料板平均摩尔质量计算：由图解理论板，得y=0.517F查平衡曲线，得x=0.15FM二0.512x32.00+(1-0.512)x18.02二25.17VFmM=0.15x32.00+(1-0.15)x18.02二20.12LFm精馏段平均摩尔质量为：M二(M+M)/2二(30.81+25.27)/2二28.04VmVDmVFmM二(M+M)/2二(43.82+20.12)/2二31.97LmLDmLFm平均密度计算①气相平均密度计算：由理想气体状态方程计算得，PMp=―mVmVmRTmkg/m3107.8x28.04=1.238.314x(21.58+273.15)②液相平均密度计算：液相平均密度依下式计算，即1Ya—ippLmi塔顶液相平均密度的计算：由t—21.98oC，查手册得，p—791.0kg/m3FB精馏段液相平均密度为pLFm—744.35kg/m3P0—1+p/(九一九)0液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即b—ExaLmii塔顶液相平均表面张力的计算：由t—21.180C，查手册(《化学方程手册》第一卷)得,Da—22.6mN/m，Aa—72.8mN/mBa—xa+(1—x)a—0.915x22.6+(1-0.915)x72.8LDmDADB=26.87mN/m进料板液相平均表面张力的计算：—71.7mN/m由t—21.980C，查手册得，a—27.25mN/m，aFABa—xa+(1-x)a—0.159x27.25+(1—0.159)x71.7LFmFAFB—64.63mN/m精馏段液相平均表面张力为：a—(a+a)/2—(26.87+64.63)/2—45.75mN/mLmLDmLFm3.3.2提馏段物性计算操作压力计算每层塔板压降AP—0.5KPa进料板压力P—107.8KPaF塔底操作压力P—107.8+8x0.5—111.8KPaw提馏段平均压力P/=(111.8+107.8)/2=109.8KPam操作温度计算由安托尼方程lnpvp=A-ttcP=111-8KPa时，t=300.7K则t=30.5osww(21.98+30.5)2=26.24oC而tF=21.98oC,则提馏段温度t=平均摩尔量计算塔底平均摩尔质量计算由x=0.003=y/,x/~y/=0.003(因为0.003太小，就近似相等，误差可w111忽略)M=0.003x32.00+(1-0.003)x18.02=18.02VWmM=0.003x32.00+(1-0.003)x18.02=18.02LWm进料板平均摩尔质量M=31.97M=28.04VFmLFm提馏段平均摩尔质量M=(18.02+28.04)/2=23.03VmM=(18.02+31.97)/2=24.99Lm平均密度计算气相平均密度计算由前计算可得知P=1.23Kg/m3Vm液相平均密度计算z液相平均密度依照下列公式计算，即Lm塔底液相平均密度计算，t=26.24oC,查手册（《化学方程手册》第w卷）得P=791.0kg/A/m3则PLWm£o791.0-1+P(X-X)1+12.2X10-(26.24-20.00)-791.0町曲0由前面计算，进料板液相密度PLFm=744.35kg!m3LFm•-提憎段液相平均密度P二(744.35+791.0)/2二767.67kg/m3Lm四精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：VsLsVM227.34X28.04Vm—=—3600p3600X1.23VmLM151.56X31.97Lm—3600p3600x767.67Lm-1.440m3/s-0.0018m3/s由卩-C:PL—PV，式中C=C(N)0.2max\iP2020丫VC20由史密斯关联图可查得,先算横坐标：/(吳)1/2-hV0.0018x36001.440x3600x(744^)1/2-0.0311.23取板间距H-0.40m，板上液层高度h-0.05m，则TLH-h-0.40-0.05-0.35mTL查史密斯关联图得，C20-0.075C二％鬻）O-2=OS5（导=O'088r=0.0885：744.35—I'23=2.16max1.23取安全系数为0.75，则空塔气速为r=0.75r=0.7552.16=1.62m/smaxD=西一FS兀r3.1451.62—1.12m按塔径圆整后，D=1.0m塔截面积为：TOC\o"1-5"\h\z兀兀A=一D2=5(1.0)2=0.785m2T44实际空塔气速为：V1.44r=〜=—一=1.83m/sHYPERLINK\l"bookmark160"\o"CurrentDocument"A0.785T塔高的计算塔的高度可以由下式计算：Z二H+(N-2-S)H+SH+H+HDTTFW已知实际塔板数N=18为块，板间距为0.4，由于料液较清洁，无需经常清洗，可每隔六块板设一个人孔，则人孔数目S:S=18/6-l=2个取人孔之间间距为0.7,塔顶空间1.0m,塔底空间2.0m,进料板空间高度0.6m，那么全塔高度：Z=1.0+(18-2-2)X0.4+4X0.7+2.0=11.4m五塔板主要工艺尺寸的计算五塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径D=1.0m，由溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，因此可采用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。计算如下：堰长lW取l=0.7D=0.7x1.0=0.7mw溢流堰高度hW由h=h一hwLow选用平直堰，堰上液层高度h可由弗兰西斯公式计算，即owhow二篇E(卜)2/3w近似取E=l,则72.84[/0.0018x3600、门门〜0.7h二xlx()2/3二0.0126mow1000取板上清夜层高度h=0.05mL故h二0.05-0.0126二0.037mw弓形降液管宽度W和截面积Adf由-w=0.7，查图，得，一f=0.098，d二0.150DADT故A=0.098x3.14三4=0.0770m2fW=0.150md由式9=AfH^>3〜5验算液体在降液管中停留时间，即Lh=17.11>53600x0.077x0.400.0018x3600故降液管设计合理。降液管底隙高度h03600luw0f取u=0.1m/s，则00.0018x36003600x0.7x0.1h-h=0.037-0.0065=0.032>0.006mw0故降液管高度设计合理。f选用凹形受液盘，深度h=50mm。w塔板布置①塔板的分块因Dn800mm，故塔板采用分块式。查表可知，塔板分为5块。②边缘区宽度确定取W二W二0.08m,W=0.06mssc开孔区面积计算开孔区面积A按公式计算，即a2（x兀r2.sm180其中x=—-（W+W）=10-（0.15+0.08）=0.27m2ds2r=—-W=10-0.06=0.442c2=2x（027“曲）2-（㈣2+sin-1（船））=0-695m2浮阀布置浮阀按正三角形叉排排列，这样相邻两阀中吹出气流搅拌液层的相互作用较显著，相邻两阀容易吹开，液面梯度较小，鼓泡均匀。采用F］型重阀，重量为33g，孔径为39mm。取F0=11，由公式可得:U0=F0几「乂话=9.88m/s故浮阀个数为N=S-兀2U00=122.14xl.443.14x0.039x0.039x9.88若同一横排的阀孔中心距t=80mm，那么相邻两排间的阀孔中心距为TAt=——a-N-10.695123x0.08=0.07m5.3塔板负荷性能图漏液线提馏段漏液气速u二4.4^/(0.0056+0.13h-hjp/po,minoLOLVVu0,min=—s,minA0板上清液高度hL=h一hwow堰上液层高度how_2.84-1000/L]E—h11丿w2/3L=LhS得，精馏段最小气相体积流率：V=4.4cAs,minoo284T0.0056+0.13h+^—w1000'lwE(产)2/3一h0-PL/PV(3600L]2/3s―0.00399(0.48丿J814.81.0940.05265+284x1.031000V二4.4cAs,minoo20.0056+0.13(L)2/3-h'>O―hlV丿w-P'/P'LVh，+竺ew1000=4.4x0.82x0.0944x0.370320.0056+0.13V=3.441辺.0088545+0.1457L2/3s,mins同理可得，提馏段最小气相体积流率：(3600L)2/3s-0.0055110.48丿919.480.84270.04869+284x1.031000=4.4x0.82x0.0944x0.370320.0056+0.13V'二4.15*0.00642+0.1457L's,mins在操作范围内，任取几个L(L')值，依上式计算出V(V')值，计算结果列于下表ssss表4-1L(L')、V(V')数据表ssssL(L'),m3/sSs0.00050.00100.00150.0020V，m3/ss0.3400.3490.3570.364ss0.3340.3360.3380.340由上表数字即可作出漏液线1。5.3.2液沫夹带线以e=0.1kg液/kg气为限，求精馏段Vs-Ls关系如下v由液沫夹带量5.7x10-6ev气体通过液层的速度ua堰上清液层高度how(ua3.2IHt-hf丿VVS—S-20997VA-A0.5024-0.02612'sTf竺x1.031000(3600LW=1.1208L2/3S(0.48丿清液高表示的板压降h—2.5h—2.5(h+h)fLwow—2.5xG.03882+1.1208L2/3)—0.09075+2.802L2/3SH-h-0.259-2.802L2/3TfS2.0997Vs5.7x10-6e-v35.94x10-3(0.2592-2.802L2/3丿S3.2=0.1整理得，精馏段气体体积流量V=0.9245-9.994L2/3S同理可计算，提馏液沫夹d+f;带量,5.7x10-6e—v2.0997V's-35.94xlO-310.2592-2.802L'S3.2=0.12/3丿整理得，提馏段气体体积流量V'二0.9368-11.50L®SS在操作范围内，任取几个Ls(LsO值，依上式计算出V(V')值，计算结果列于ss下表表4-2L(L),V(V')值ssssL(L'),m3/sss0.00050.00l00.00l50.00200.8620.8250.7930.766sss0.7860.754V',m3/s0.8640.822s由上表得出液沫夹带线2。液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度h=0.006m,作为最小液体负荷标准，由下式ow得堰上液层高度仁=誥已2/3=0.006m取E=l,则精馏段最小的液体体积流率Ls,min（0.006xlOOO丫/20.482.84丿3600=4.094X10-4m3/S同理，提馏段最小的液体体积流率L'=4.094X10-4m3/ss,min据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图3。液相负荷上限线以9=4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得9=^AfHT=4Ls故，精馏段的最大液体体积流率Ls,maxAH—fT40.02612x0.354=2.2855X10-3m3/s提馏段的最大液体体积流率L'=2.2855x10-3m3/ss,max据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图4。液泛线令H=9（H+h）dTwH=h+h+h,hh+h+h,h=h+hdpldp=clSLwow由联立得申H+（9—卩—l）h=（卩+1）h+h+h+hTwowcdS忽略h将h与L，h与L，h与v的关系式带入上式，并整理得S,owsdscSa'V2=b'—c'L2—dL2/30.051，0.051(P)0.0511.09400833a=(―l)=x=0.0833(AC)2p(10.0944x0.3703x0.82)2814.800Lb=«H+仰-0-1)h二0.5x0.35+(0.5—0.59—1)x0.03882二0.1327T式中，0.153c==(lh)2wo0.153=3.472x103(0.48x0.01383)2dr=2.84x10-3E(1+0X3600lw)2/3=2-84x10-3x1-03x(1+°59咪归=1782故0.0833V2二0・1327-3.472x103L2-1.782L2/3ssS精馏段的气体体积流率的平方V2二1.59-41680.67L2-14.14L2/3SSS0.057V2=0.1204-925.26L2-1.82L2/3SSS提馏段的气体体积流率的平方V'2=2.11-16232.6L2-31.93L2/3SSS在操作范围内，任取几个L(L')值，依上式计算出V(V')值，计算结果列SsSS于下表表4-3Ls(L：)，Vs(VZ)值L(L),m3SS0.00050.00100.00150.0020V,m3/sS1.2211.1861.1451.095V,m3/sS1.3801.3321.2861.240由上表数据即可作出液泛线5。塔板负荷性能图根据所求数据作出的负荷性能图如下图4.3塔板操作负荷性能图在负荷性能图4.3上可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为液相负荷下限控制。由图5-1查得V=1168m3/sV=0.545m3/ss,maxs,minV1.168故操作弹性为矿宀=0545=2143s,min六.流体力学验算塔板压降干板阻力h的计算c由公式h=5.34竺x—^得c2gpLh=5.34x(9.88)2x1.23=0..040m液柱c2x9.81744.35气体通过液层的阻力h］的计算h=0.5h=0.5(h+h)=0.5x0.5=0.025m液柱1Lwowh4oO二L-pgdL0液体表面张力的阻力件由公式计算得:=0.0018m液柱4x27.49x10-3744.35x9.81x8x10-3h=h+h+h=0.040+0.025+0.0018=0.0658m液柱pc1b气体通过每层塔板的压降为：Ap=h-p-g=0.0658x744.35x9.81=480.47p<0.5kpppLaa筛板塔工艺计算结果汇总表4-4筛板塔工艺设计计算结果汇总表数值/形式项目符号单位精馏段提镏段平均温度tm°C71.5488.95平均压强PkPa108.45115.10m气相平均流量VSm3/s0.66570.6586液相平均流量LSm3/s0.0005310.001029液相平均摩尔质量MLMkg/kmol26.3219.50气相平均摩尔质量MVMkg/kmol28.9222.04气相平均密度PVMkg/m31.0940.8427液相平均密度PLMkg/m3814.8919.48液体平均表面张力OmmN/m35.9456.05项目符号单位数值/形式精馏段提镏段液体平均粘度uLmmPa.s0.33970.3194实际塔板数N块910板间距HTm0.35含有人孔板的板间距H'Tm0.7人孔直径m0.45塔有效高度Zm7.35塔径Dm0.8塔顶高度HDm1.2进料板高度HFm0.7塔底空间高度HBm0.88空塔气速um/s1.3251.313塔板液流形式单流型溢流管形式单溢流降液管形式弓形受液盘形式平行溢流堰形式平直进口堰形式不设堰长lwm0.48堰高hwm0.052650.04869溢流堰宽度Wdm0.08管底与受液盘距离hom0.013830.02679板上清液层高度hLm0.06项目符号单位精馏段数值/形式提镏段安定区宽度Wsm0.04边缘区宽度Wcm0.03开孔区面积Aam20.3703筛孔直径mm4.5筛孔数目n个2189孔中心距tmm13.95开孔率%9.44筛孔气速u0m/s19.0418.84每层板上开孔面积A0m20.3703干板阻力hcm0.03690.0242气体穿过板上液层的阻力hlm0.03540.0372克服表面张力的阻力hm0.003990.00551总塔板压强hpkPa0.076290.0669单板压强APpPa609603.44雾沫夹带线evkg液/kg气0.079860.0489漏液速度uowm/s9.43510.55筛板稳定系数K2.021.8液体在降液管停留时间s17.2178.884稳定系数2.021.8降液管内清液层高度Hdm0.137290.1279液相负荷上限Ls,maxm3/s0.00228550.0022855项目符号单位数值/形式精馏段提镏段液相负荷下限Ls,minm3/s0.00040940.0004094操作弹性2.143塔板分块形式3块冷凝器热负荷QckJ/s895.35再沸器热负荷QbkJ/s1329.8进料管管径mm24回流管管径mm65塔底出料口管径mm29塔顶蒸汽出料管管径mm206塔釜进气管mm191七．全凝器的设计7.1确定物性数据由前面的计算可知，混合气体进入换热器的进口温度是21.18°C，而混合气体的出口温度满足y=x=0.915,由t-x-y图可查的t=67.6C，由于t与t2不接近,可1D21近似认为t=(t1+12)/2=44.39C,进料的体积流量V=1.440m3/ss定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为T=15+452二30C管程流体的定性温度为t=44.39C根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据混和气体在44.39C下的有关物性数据如：密度热导率粘度P=1.24kg/m311*=0.0279w/m卩1=1.5X10-5Pas循环水在21.58C下的物性数据:密度定压比热容热导率粘度P1=998kg/m3c=4.183kj/kgCp1*=0.599w/m1卩1=1.005X10-3Pa・s7.2换热器的初步选型根据流体的温差相差不大，可以选用固定管板式换热器，从两物流的操作压力看，应使混合汽体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和汽体走壳程。根据JB\T4715—1992，初步选定换热器的型号为G450H—1M^—58.4.具体要求如下：外壳直径450mm公称压力1MP1—1—公称面积58.4m2实际面积55.58m2管子规格©25mmX2.5mm管长6m管子排列方式正三角形管程2管间距32mm管程流通面积0.0198m27.3估算传热面积7.3.1热流量从《化学工程》手册查得:水的比汽化热r=2425kj/kg甲醇的比汽化热r=1168kj/kg2故r二rX0.085+rX0.91512=1275kj/kgQ=qXr1m=1.23kg/m3X0.144m3/sX1275X103=0.3X103kw7.3.2.平均传热温差因为是蒸汽冷凝，所以无论是逆流，还是并流，At相差不大，故本设计中仅仅m只考虑逆流的情况，则:At=m(44.39-45)—(44.39-15),44.39-45ln44.39-15二47.96°C7.3.3.冷却水用量Q1.2x103x3600m二1—=cAt4.174x(45-15)pii=1.29x104kg/h7.3.4.传热面积由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=600W/(m?k)则估算的传热面积为S1=KAt1200X103600x47.96=41.68m27.4工艺结构尺寸7.4.1．管径和管内流速折流板数目N=折流板间距-"聲-"32折流板数目N=折流板间距-"聲-"32选用①25X2.5较高级冷拔传热管(碳钢)，取管内流速u=0.75m/s。17.4.2．管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数0.785x0.022x0.75血=丄=51700(3600x744・35)=81.9〜82-d2u4i41.68按单程管计算，所需的传热管长度为L==沁6.5m兀dn3.14x0.025x82o按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为Np=-=65二1.1沁2l6传热管总根数Nt=82X2=1647.4.3.平均传热温差因为是直接是蒸汽，则可以不用考虑平均热温差校正系数,则可以认为At=47.96m7.4.4.传热管排列和分程方法采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列。取管心距t=1.25d，则t=1.25X25=31.25~32mm0横过管束中心线的管数n=1.19、「N二15.2根c7.4.5．壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。取管板利用率n=0.75，则壳体内径为D=1.05t、NT?=1.05x32\：164/0.75=446mmT按卷制壳体的进级档，可取D=450mm7.4.6．折流板采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的30%，则切去的圆缺高度为H=0.3X450=135m，故可取h=150mm取折流板间距B=0.3D，则B=0.3X450=130mm，可取B为200mm。7.4.7．接管壳程流体进出口接管：取接管内冷却水流速为ui=2m/s，则接管内径为:'4%2・38一744・35=0.039m3.14x2圆整后可取管内径为50mm。管程混合气体进出口接管：取接管内液体流速u=2.5m/s,则接管内径为：4x51700/(3600x994.3)==0.0853.14x2.5圆整后去管内径为100mm7.5换热器核算7.5.1热流量核算7.5.1.1壳程表面传热系数壳程走的是混合气体,是冷凝放热过程,对流传热系数可按下式计算:Q2g九3r1a=0.725(g-)024n3pdAt0当量直径:4谆12-手d2]d=一2土厶=0.02mendo壳程流通截面积，得s=BD(1-do)=0.20x0.45(1-兰)=0.027ot32壳程流体流速及其雷诺数分别为:0.785u==3.5m/so0.0274x0.785—==5.2x105L9.6x10-6x3.14x0.02粘度校正Ll()0.14沁1Lw则有：二1080w/m2-K1.42X9.81x0.02793x1195x103二0.725x(—21323x0.02x9.6x10-6x(78.81-78.50)管内表面传热系数对流传热系数按下式计算:九a=0.023—Re0$Pr0.4idi管程流体流通截面积164S二0.785x0.022x——二0.025TOC\o"1-5"\h\zi2管程流体流速51700/(3600x744.35)u==0.77m/si0.025Re二0.02x0.77x998.2/(0.801x10-3)二17900由《化学工程手册》可查得：Pr0.4二1.92HYPERLINK\l"bookmark273"\o"CurrentDocument"a二0.023x0618x179000.8x1.92二3446w/m2.i0.025污垢热阻和管壁热阻查表可得:管外侧污垢热阻R=0.86x10-4m2-k/wo管内侧污垢热阻R=3.4x10-4m2-k/wi管壁热阻下式计算，依表可知，碳钢在该条件下的热导率为45w/(m・K)。所以R二0.0025二0.000056m2-k/ww457.5.1.4传热系数K依式有eKe+Rd——i——odiRd+——w——odm］二556w/m2・°C+R+厶oao而前面计算时假设K=600w/m2-°C，基本相近。传热面积裕度计算传热面积Ac为Q1-KAt1200X103556x47.96二44.98m2em该换热器的实际传热面积为ApA=兀dl(N-n)=3.14x0.025x6x(164-14)=70.65m2poTc该换热器的面积裕度为A-AH二一pcAc70.65-44.9844.98传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。注:所计算出的面积裕度会稍稍偏大,是因为计算时忽略了一部分热量,即蒸汽冷凝之后的那部分温差所释放的热量。7.5.2换热器内流体的流动阻力7.5.2.1管程流体阻力Ap=(Ap+Ap)NNFtirspsN=1,Np=2,Ap=Xsiid2i由Re=17900,传热管相对粗糙度0.005,查莫狄图得X=0.035,流速u=0.77m/s,iP=995.7kg/m3，所以,Api=0.035x60.020.772x9982=3099PaAp=匚r学=3x"=885PaAp】=(3099+885)x2x1.5=11952Pa<100KPa管程流体阻力在允许范围之内。7.5.2.2壳程阻力壳程阻力按下式计算：Ap=(Ap+Ap)FN,soiss其中N=1,F=1ss流体流经管束的阻力pu2Ap二FfN(N+1)—ooCB2F=0.5,f=5x52000-0.288=0.084oN=14,N=29,u=3.2m/sCBO1.4x3.22TOC\o"1-5"\h\z故Ap=0.5X0.084X14X(29+l)X-：__3—=126.4Pao2流体流过折流板缺口的阻力Ap=N(3.5一)卩,B=0.2m,D=0.45miBD22x0.21.4x3.22Ap=29x(3.5—)x=1085.32PaHYPERLINK\l"bookmark269"\o"CurrentDocument"i0.452总阻力:Ap=126.4+1085.32=1211.36Pas流经管程和壳程的压力都小于IMp。以上核算结果表明，选用JB-T4715-1992，符合标准。八．设计结果汇总表列官式换热器形式固定管板式参数管程壳程流量/(kg/h)517002826进/出口温度厂C15/4521.18/67.6物性定性温度/C3078.65密度/(kg/m3)9981.4粘度/(Pa・s)1.005X10-31.5X10-5热导率（W/m・k）0.5590.0279管程数2壳程数1管径/mm①25X2.5管长/mm6000管心距/mm32管子排列正三角形管数目/根164材质碳钢传热面积/m41.68壳体内径/mm450折流板间距/m200折流板数/个32通过中心官数16主要计算结果管程壳程流速/(m/s)0.773.2表面传热系数/[W/(m?・k)]33461080污垢热阻/(m・k/W)3.4X10-46.4X10-5阻力降/Pa119521121.96传热系数/[W/(m・K)]556面积裕度/%56%精馏塔气相流量/(ms/s)1.440液相流量/(ms/s)0.0018实际塔板数18塔咼/m11.4塔径/m1.0板间距/m0.4溢流形式单溢流堰长/m0.7堰咼/m0.037板上液层高度/mm5堰上液层高度/mm12.6降液管高度/mm6.5开孔区面积/m?0.695浮阀个数122同排空中心距/m80相邻两排孔中心距0.07孔径/mm39空塔气速m/s1.62每层塔板压降/Kpa0.487九.总结精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下，使汽液两相多次直接接触和分离，利用混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。在本设计中设计一定处理量的精馏塔，实现甲醇---水的分离,并设计一个换热器（主要设备）进行冷凝操作。浮阀塔是生产中最常用的板式塔之一。板式塔具有结构简单，制造和维修方便，生产能力大，塔板压降小，板效率较高等优点本次设计主要任务为一定处理量的精馏装置的全凝器，实现甲醇－水的分离。精馏装置主要有精馏塔、冷凝器和蒸馏釜（或称再沸器）组成。鉴于全凝器的进料温度与出料温度差别不大，故选用固定管板式传热器。由于冷热流体的温差相差不大，可以选用固定管板式换热器。固定管板式传热器是最常用的冷凝器之一，具有结构简单，制造和维修方便，管、壳压降小，传热效率高等优点。由于本设计为假定性的设计，因此有关的其它设计项目，如：进行设计的依据、厂区或厂址、主要经济技术指标、原料的供应、技术规格以及燃料种类、水电汽的主要来源与其他工业企业的关系、建厂期限、设计单位、设计进度及设计阶段的等均从略。本课程设计的主要内容是过程的衡算、热量衡算、工艺计算以及设备选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏缪误之处，恳请各位老师指出，以便订正。