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第一章设计任务书、设计题目11设计题目甲醇一水分离过程板式精镭塔得设计设计要求:年产纯度为
99、5%得甲醇12000吨，塔底铺出液中含甲醇不得高于
0、1%,原料液中含甲醇40%,水60%o、操作条件121操作压力常压2进料热状态自选3回流比自选4塔底加热蒸气压力
0、3Mpa表压、塔板类型13筛孔塔、工作日14每年工作日为330天，每天24小时连续运行、设计说明书得内容151流程和工艺条件得确定和说明2操作条件和基础数据3精储塔得物料衡算；4塔板数得确定；5精馆塔得工艺条件及有关物性数据得计算；6精馅塔得塔体工艺尺寸计算；⑺塔板主要工艺尺寸得计算；8塔板得流体力学验算；9塔板负荷性能图；10主要工艺接管尺寸得计算和选取“max件二包式中，负荷因子0=020（2产由史密斯关联图（如图3）查得C20再求・V Pv2图得横坐标Fl、,二L/V X（Q/）°、5=（
3、85X10-6/
0、8973）X（
907、51/
0、8846）°5=13X10-4取板间距,HT=
0、40m,板上清液层高度取%=
0、6m,则Hrhi=
0、34m由史密斯关联图，得知C2o=O、07气体负荷因子C=C20X（/20）°、2=
0、07X（
54、271/20）°、2=00855Umax=
0、0855X［（
907.51/
0、8846）-1］°、J
2、73m/s取安全系数为
0、8,则空塔气速为U=08Umax=
0、8X
2、73=
2、184m/sD=（4V/（中））2=［（4X
0、8973）/（
3、14/
2、184）］°5=1580mS按标准塔径圆整后为D=
1、2m塔截面积为At=
3、14X
0、6义
0、6=
1、13m2实际空塔气速为U实际=
2、184/
1、13=
1.93m/su实际/Umax=l、93/
2、73=
0、707（安全系数在允许得范围内，符全设计要求）、精储塔有效高度得计算52精储段有效高度为Z精=（N精-1）H=（15-1）义
0、40=
5、6mT提锵段有效高度为Z提二（N提-1）HT=（6-1）X
0、40=2m在进料板上方开一个人孔，其高度为
0、8m故精储塔有效高度为精+提、、、、Z=Z Z+08=56+2+08=84m、塔板结构参数得确定
53、、精福段
5311、溢流装置计算因塔径D=l、2m,所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于
2、2m得塔中被广泛使用各项计算如下1堰长lw可取1w=
0、60D=072m2溢流堰高度hw由hw=h—h owL选用平直堰，溢流堰板得形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有how=284/1000XEXT.h/lw2/3并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=
1、0,则h ow=
0、0083m取板上清液层高度、05m故hw=
0、0417m3弓形降液管得宽度Wd和截面积A f由Wd/D=
0、6m查⑷可求得Af/AT=、057Wd/D=
0、15Af=O、057X
0、785=
0、0448m2Wd=0125X
1、2=
0、15m并依据下式验算液体在降液管中得停留时间，即9=3600AfX H/L=3600X0^0448X
0、40/3600X00084=
21、T h31s5s其中HT即为板间距
0、40m,Lh即为每小时得体积流量验证结果为降液管设计符合要求4降液管底隙高度h°h=L卜/3600X1w Xuo取Uo‘二
0、07m/s贝h=
0、0084X3600/3600X072X
0、07二
0、020024m002mH-h=00417-
0、020024=
0、021671910^006mw o故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h w=55mm
02、塔板布置1塔板得分块因为D800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块2边缘区宽度确定取Ws=W s=65mm,Wc=35mm
3、开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2[x r2-x2°5+n r2/180Xsi n_1x/r]其中x=D/2-Wd+Wsr=D/2-Wc并由Wd/D=
0、125,推出Wd=
0、125由上面推出Aa=
0、530m
24、筛孔计算与排列本实验研究得物系基本上没有腐蚀性,可选用6=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm4筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d o=l5mm筛孔得数目n为n=
1、155Ao/t2=2721个开孔率为y=
0、907d o/t2=101%气体通过阀孔得气速为u=Vs/Ao=l481/AaXg=
27、67m/s
5、
3、2提福段计算公式和原理同精铺段
1、溢流装置计算因塔径D=l、0m,所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘同精锵段各项计算如下1堰长1w可取lw=
0、60D=060m2溢流堰高度hw由h w=hL—ku可选取平直堰，堰上层液高度脸,由下列公式计算，即有h卬=
2、84/1000X EX Lh/lw2/3并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=l、0，则h=
0、0159mow取板上清液层高度h L=
0、06m故hw=
0、06-
0、0159=
0、0441m3弓形降液管得宽度Wd和截面积A f由Wd/D=
0、6m查图⑷可求得A f/A=0057W d/D=0125TAf=
0、057X0785=
0、044745mW d=0125XK0=0125m并依据下式验算液体在降液管中得停留时间,即0=3600AfXH/L=3600X
0、044745X
0、40/3600X
0、0022=
8、14s5sT h其中HT即为板间距
0、40m,Lh即为每小时得体积流量验证结果为降液管设计符合要求4降液管底隙高度hh=L/3600X1w Xu foh o取U0=
0、17m则h=00022X3600/3600义
0、6X
0、17H-h=004170022=
0、0197m0006mw o故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h w=55mmo
2、塔板布置1塔板得分块因为D800mm，所以选择采用分块式,查表⑷可得，塔板可分为3块2边缘区宽度确定取Ws=W‘s=65mm,Wc=35mm
3、开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5—12计算，则有Aa=2[xr2-x205+n r2/180X sin1x/r]其中x=D/2-W d+Wsr=D/2-Wc并由Wd/D=
0.125,孑隹出Wd=
0、125由上面目隹出Aa=0530m
24、筛孔计算与排列本实验研究得物系基本上没有腐蚀性,可选用3=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=15mm筛孔得数目n为n=
1、155Ao/t2=2721个开孔率为片
0、907do/t2=101%气体通过阀孔得气速为
二、、、户、u V s/Ao=1466/0101X05302738m/s第六章筛板得流体力学验算、精馅段
616、
1、1塔板得压降
1、干板得阻力he计算干板得阻力he计算由公式:hc=005lu/c2X/00o并取do/6=5/3=
1、67，可查史密斯关联图得，c=0772o所以hc=O、
05127、67/
0、7722X
1、01/
819、1=00786m液柱
2、气体通过液层得阻力hl得计算气体通过液层得阻力hl由公式:h1=phLu=V s/ArAf=l、481/
0、785-
0、0047=1897m/saFo=l89710I=
1、90kgi々/sma查得产
0、54所以用=年]=
0、54X
0、0417+
0、0083=
0、027m液柱
3、液体表面张力得阻力%计算液体表面张力得阻力h由公式h0=4g XdO计算，则有h=4X
37.97X10-3/1x
9、81X
0、005=
0、0038m液柱a
819.气体通过每层塔板得液柱高度hp,可按下面公式计算h=hc+hl+h=O0786+
0、027+
0、0038=
0、1094m液柱P a气体通过每层塔板得压降为△Pp=h XXg=
0、1094义
819、1X
9、81=
879、07Pa09KPa«殳计允许值P
6、
1、2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大,所以可忽略液面落差得影响
6、
1、3液沫夹带液沫夹带量，采用公式:久=
5、7X106/o X[u/H-h]32L aT f由hf=
2、5h[=
2、5X005=
0、125m所以9二
5、7X10-6/
37、97XIO-3口、897/
0、4-0125]二
0、068kg液/kg气
0、1kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内对于筛板塔，漏液点气速U0,m in可由公式Uo,min=
4、4Co[
0、0056+013/Q\]1/2~881m/sQL实际孔速为Uo
27、67m/s Uo,m i n稳定系数为K=Uo/Uo m i n=2767/881=31415故在本设计中无明显漏液
6、
1、5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液高度Hd应服从式子:HdJ H+h Tw甲醇与水属于一般物系，取尸
0、5,则少Hi、+hw=
0、
50、40+
0、0417=
0、221m而Hd=h p+h[+hd板上不设进口堰，则有hd=O153u/2=
0、153X
0、072=00007m液柱Hd=hp+h+hd=01094+
0、05+
0、0007=
0、160m液柱L则有H dW少Hr+h于就就是可知本设计不会发生液泛、提馆段
626、
2、1塔板得压降
1、干板得阻力he计算干板得阻力he计算由公式:hc=
0、051u/c2X/o0ev91并取do/6=5/3=
1、67,可查图得,:二
0、772,所以h c=
0、0561m液柱
2、气体通过液层得阻力hl计算气体通过液层得阻力hl由公式:hl=§hLu=Vs/A-Af=
1、879m/sa TFo=R897X
0、8°、5=
1、68kg1/2/s m1/2可查图得§=
0、58,所以hl=§h[=O、0344m液柱
3、液体表面张力得阻力%计算液体表面张力得阻力ho由公式k7二九/@义g Xdo计算，则有h0=
0、0052m液柱气体通过每层塔板得液柱高度hp,可按公式:hp=h c+hl+h0=
0、0947m液柱气体通过每层塔板得压降为△Pp=h XXg=85059Pa09kPa计算结果在设计充值内P ei
6、
2、2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大,所以可忽略液面落差得影响
6、
2、3液沫夹带液沫夹带量，采用公式:ev=
5、7X10-6/O X[u a/HT-hf「、2由h f=
2、5%=
0、125mL所以e、,二
5、7X10-6/
55、13X10-3”、879/
0、40-
0、125]2二
0、04818液/1^气
0、1kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内
6、
2、4漏液对于筛板塔，漏液点气速U0,min可由公式Uo m in=44C o[
0、0056+
0、13h-h//gv]1/2=
9、55m/s roUo=
27、38m/sUo mi n稳定系数为I=U o/Uo,min=
27、38/
9、55=
2、87K5,故在本设计中无明显漏液
6、25液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液高度H d应服从式子HdW少HT+K甲醇与水属于一般物系，取少=
0、5则《H+h=
050、40+
0、417=
0、221mT w而Hd=hp+h+hd板上不设进口堰，则有hd=0153u°’2=0004m液柱Hd=hp+h+hd=0^095+
0、05+
0、004=
0、149m液柱L则有Hd-hJ于就就是可知本设计不会发生液泛第七章塔板负荷性能图、精偏段
717、
1、1漏液线Uo,min=
4、4co[
0、0056+0s13h-h/RL/RWL oU,=V/Aoo mins；minh1=hw+howh=284/100OX EXI.h/lw2/3owVs,min=44Co Ao{[
0、0056+
0、13h+
2、84/1000XEX Lh/lw2/3wQL1/2o—h]/ev}二
5、
1780、007151+
0、1219Ls2/31/2在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表
7、1Ls m3/s
0、
0005、
00150、
00300、0045Vs m3/s
0、
4610、
4840、
5100、
5297、
1、2液沫夹带线e=
0、1kg液/kg气为限，求V s—Ls关系如下ve、.=
5、7X10VO X[u/H-,-h]32L afu=Vs/A-A f尸
1、351Vsa Thf=25h=
2、5h w+hw Lh\、=
0、0417h°w=
2、84/1000XEX Lh/lw2/3hf=
2、
50、0417+093Ls2/3=0x10+
2、3Ls2/3H-h=040-010-
2.30LS2/3=03-
2、30L s2/3T fe=5s7X106/
37、7W3[1351Vs/
0、3—
2、30Ls2/3]32=0^v9X2/3整理得Vs=l70—
13、OOLs在操作范围内，任取几个Ls值,依上式计算出Vs值计算结果列于下表
7、2Ls m3/s
0、
00050、
00150、
00300、0045V sn/s
1、
5301、
4291、
34616197、
1、3液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度h°w=O、005m作为最小液体负荷标准，由式h=284/1000X EXowLh/lw2/3=
0、005L s,min=
0、00024m/s据此可做出与气体流量无关得垂直液相负荷下限线
7、
1、4液相负荷上限线以6=4s作为液体在降液管中停留时间得下限，由下式9=Af XH/L=4T S故Ls,max=AfXHT/4=
0、0447*
0、40/4=
0、00447m3/s据此可以作出与气体流量无关得垂直液相负荷上限
7、
1、5液泛线令Hd=^Hy+h wHd=h p+hj+hdh=h c+h1+hP nhl=phLhL=h+hw ow联立得少HT+Q平-lhw=6+l h+he+h d+%ow忽略h6将how与Ls、hd和Ls、he与Vs得关系代入上式得a V2s=b-c Ls2-d,L s2/3式中a=[
0、051/A c2]X@,/@o ob=妈1+少一1hwc=
0、153/lwh2d=
2、84X10-3XEX1+p3600/lw2/3o11塔板主要结构参数表12对设计过程得评述和有关问题得讨论第二章设计原则、确定设计方案得原则21确定设计方案总得原则就就是在可能得条件下，尽量采用科学技术上得最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理得要求，符合优质、高产、安全、低消耗得原则必须具体考虑如下几点
2、
1、1满足工艺和操作得要求⑴首先必须保证产品达到任务规定得要求，而且质量要稳定这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液得温度和状态稳定,从而需要采取相应得措施⑵其次所定得设计方案需要有一定得操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整因此，在必要得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叱也应考虑到生产上得可能波动再其次，要考虑必需装置得仪表如温度计、压强计，流量计等及其装置得位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程就就是否正常,从而帮助找出不正常得原因，以便采取相应措施
2、
1、2满足经济得要求要节省热能和电能得消耗，减少设备及基建费用如前所述在蒸镭过程中如能适当地利用塔顶、塔底得废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水,也能减少电能消耗同样,回流比得大小对操作费和设备费也有很大影响降低生产成本就就是各部门得经常性任务，因此在设计叱就就是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其她操作参数就就是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些而且，应结合具体条件，选择最佳方案
2、
1、3满足安全生产得要求将有关数据代入，得a=[0051/0101X0530X
0、7722]XK01/
819、1=
0、037b=
0、5X
0、4+
0、5-
0、54-1X
0、0417=
0、157c‘二
0、153/06X0022=
1062、
500.二
2、84X10-3*ix1+
0、543600/
0、6严=
1、444故V2s=
4、24-
28716、22Ls2-
39、03L2/3s在操作范围内任取几个Ls值,依上式计算出Vs得值，计算结果如下表
7、3L sm3/s
0、
00050、
0015000300、0045Vs m3/s
3、
993663、
172、60负荷性能图
7、
100.
0020.
0040.006Ls在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA,即作出操作线由图二可看出，该筛板得操作上限为液泛控制，下限为漏控制由图查得Vs,max=
1、623m3/s v=0s400m3/ssmin故操作弹性为:Vs,max/V=l623/
0、400=
4、058s；min、提馆段
727、
2、1漏液线Uo,min=
4、4Co[
0、0056+
0、13h-h/RL/RV]1/2L aUo,min=V mJAh L=h w+howhow=
2、84/1000XEXLh/lw2/3Vs,in=
4、4Co Ao{[
0、0056+
0、13h+
2.84/1000XEX Lh/lw2/3m xv—hjQL/Rv}1/2二
6、
1510、005821+
0、1219Ls2/31/2在操作范围内，任取几个Ls值,依上式计算出Vs值计算结果列于下表
7、4Ls m3/s
0、
00050、
00150、
0300、0045V sm3/s
0、
5000、
5300、
5620、
5887、
2、2液沫夹带线e=01kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下ve、,二
5、7X10-6/o X[u/H-h]32L aT fu=Vs/A-Af=
1、351Vsa T%=
2、5h产
2、5h+h wovvhw=
0、0417h”=
2、84/1000XEXLh/lw2/3hf=
2、
50、0417+
0、93L s2/3=
0、10+23L s2/3H-h=040-010-
2、30LS2/3=03-230Ls2/3T fq=
5、7x10-6/
37、10-3[1351Vs/
0、3—
2、30Ls2/3]32=
0、197X整理得:Vs=l、70-
13、00LS2/3在操作范围内，任取几个Ls值,依上式计算出Vs值计算结果列于下表
7、5L sm3/s
0、
00050、
00150、
00300、0045Vs m3/s
1、
6191、
5301、429K
3467、
2、3液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度h°w=O、005m作为最小液体负荷标准，由式h=284/1000XEX Lh/lw2/3=
0、005owLs,min=
0、00064m/s据此可做出与气体流量无关得垂直液相负荷下限线
7、
2、4液相负荷上限线以24s作为液体在降液管中停留时间得下限,由下式0=A fXH/L=4T S故Ls,max=AfX HT/4=00447X
0、40/4=
0、00447m3/s据此可以作出与气体流量无关得垂直液相负荷上限
7、
2、5液泛线令Hd=少』+心Hd=h p+h+hdLh=h c+h l+hP ahl=phLht=h w+h ow联立得冲HT+少-1h=p+1h+h C+h d+hw owa忽略h0,将hw与Ls、hd和Ls、hc与V s得关系代入上式，得:/V2s=b Ls2一dLS2/3式中a=[
0、051/A c2]XRV/RIo ob=幽+峥1况c=
0、153/lwh2od=
2、84X1O_3XEX l+p3600/lw2/3将有关数据代入，得J=[0051/
0、101X0530X
0、7721X
0、80/
915、6尸
0、026b二
0、5*
0、4+
0、5—
0、58-1义
0、0417=
0、155c=
0、153/
0、6X
0、0222=
878、100「二
2、84X10-3x1x1+
0、583600/
0、6严⑶、482故V2s=
5、96-3377308Ls2-5700L s在操作范围内，任取几个Ls值,依上式计算出Vs得值，计算结果如下表
7、6L sm-7s
0、
00050、
00150、
00300、0045Vsm3/
55925、
1374、
4703、722S负荷性能图
7、2Ls在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA,即作出操作线由图（1--3）可看出，该筛板得操作上限为液泛控制,下限为漏控制由图查得Vs2二
1、562m3/S V=0s514m3/ss）min故操作弹性为Vs max/v=l562/
0、514=
3、039s mino,ill D,111X11f第八章辅助设备得计算及选型、原料贮罐81设计原料得储存利用时间为3天Qm h=631313kg/hx24hX3,=45454536kg则可知:v=Qm,h/进料密度=
454545、36/
904、75二
502、40m3设其安全系数为
0、8贝I有V=
502、40/
0、8=
628、0m3实际、产品贮罐82设计产品得储存时间为3天Qm,h=
89、02X3038X24h X3二
194718、79kg产品密度二甲醇密度X
0、882+水密度义
0、
118750、0X
0、882+
979、4X
0.118二=
777.07kg/m3则可知V=Qm,h/产品密度=194718/
777、
07250、58m3二设其安全系数为、8则有V
250、58/
0、8实际二=
313、23m3选择设备:采用立式圆筒形固定顶储罐系列HG-
21502、1-92原料储罐得选择规格为名称标准序号公称体计算体内径/总高材料总重/k积/n积/nmm/mm gHG-
21502、1-92-规格600660950010338Q23218402175-A、F产品储罐得选择规格为名称标准序号公称体计算体内径/总高材料总重/kg积/m，积/m，mm/mm规格HG-215021-30033075008305Q235-A、1276092-208F、原料预热器83原料加热:采用压强为
270、25kPa得水蒸汽加热，温度为130°C,冷凝温度至1300c流体形式采用逆流加热则Qm,h=50000X1000/330X24=
6313、13kj/kg-K同时有Cph
2、48k j/kg-K甲醇二C ph=
4、183k j/kg-K质量分数x=040水F根据上式可知:Cp c=
2、48X04+
4、138X
063、502kj/kg-K二设加热原料温度由10℃到85℃则有T=Qm,h Xcp,c XAT=
6313、13X
3、502X75=1658X106kj/h选择传热系数K=800w/m2-K则传热面积由下列公式计算A=p/KXATm其中△Tm=AT1-AT2/1n ATI/AT2=
76、49K故有A=p/KXATm=
27、20m2取安全系数为08I A2720/08=3387m
2、贝实际
二、、、选择固定管板式换热器系列，规格为:采用加热管得直径为25X
2、5mm公称压力P g/M公称直径Dg/mm名称管程数N管子根数nP a规格
5001、6IV152名称中心排管数管程流通面积/计算换热面积/换热管长度/mm22m m规格一一
0、
011933、
873000、塔顶全凝器84甲醇得气化热r6Qc=R+lDXr二
1、130+1X
89、02义
30、38/3600XI101二
1758、85kg/h冷凝塔顶产品由温度
67、0℃冷却到温度40℃采用冷凝水由20℃到40℃知道△Tm=AT1-AT2/lnATl/AT2二
23、33K选择K=800w/m2-K贝可有A=Qc/KXATm二
94、24m2取安全系数为
0、8实际面积A=
94、24/
0、8=
117、80m2选择冷凝器得系列:采用加热管得直径为:25X
2、5mm名公称直径Dg/m公称压力Pg/M管程数N管子根数n称m Pa规
6001、6n254格名管程流通面积/计算换热面积/换热管长度/mm中心排管数称m2m2规
0、
0399117、086000格、塔底再沸器85Qc=V，w r二
189、61X2258X
18、02=21438kg/h塔釜产品由温度
103、2℃加热到温度130℃△Tm=
130、0—
103、2=
26、8K选择K=1000w/m2•K则有A=Qc/KXATm=7800m2取安全系数为
0、8则有A=
78、00/08=10000m2实际名公称直径D g/公称压力Pg/M管程数N管子根数n称mm Pa规
6002、5IV242格名管程流通面积/m计算换热面积/换热管长度/中心排管数2称m2mm规
0、0190100006000格、产品冷却器86假设产品从
67、0℃冷却到40°C时冷却水从进口温度15℃到40℃时CH OH:Cp,c=
2、48Kj/kg K3H O:Cp,c=
4、183Kj/kg K29=Qm,c Cp cAT二
89、02X
30.38X
2、48X67-40=
1、811X105kj/h取K=600w/m2-KA=p/K ATm=1811X105X1000/600X260X3600二
3、22m2取安全系数为
0、8则A实际=
3、22/
0、8=
4、03m2名公称直径Dg/m公称压力Pg/管程数N管子根数nm称MPa规
2732、5n32格名管程流通面积/m计算换热面积/换热管长度中心排管数2称m2/mm规
0、0050100003000格、精铺塔
878、
7、1塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶得间距，为利于出塔气体夹带得液滴沉降，其高度应该大于板间距所以塔顶间距为
1、5—
2、0HT=
1、8X
0、4=
0、72m
8、
7、2塔底空间塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定设塔底得密度为1000kg/m3V=20004X
18、04X5/60/1000二
0、30m3V=IlR2h算出h=
0、38m所以塔底高度设计为
1、45m
8、
7、3塔支座为
2、5m
8、
7、4塔体总高度为H=n-n-n-1H+np HF+H H_|_H HFP Tp+D1+2=14-1-1-1X
0、4+1X
0、4+1X
0、8+
0、72+
1、45+
0、5+
2、5二
10、77m第九章精馆装置工艺流程图L再沸器
2.塔节3,冷凝器
4.回流流量计
5.产品流量计
6.塔顶取样阀
7.加料流量计
8.加料泵
9.原料罐
10.塔底出料阀
11、
12.产品收器第十章设计结论甲醇最早就就是用木材干馅得到得，因此又叫木醇，就就是一种易燃得液体，沸点能溶于水，毒性很强,误饮能使人眼睛失明，甚至致死由于甲醇和水不能形成恒沸点得混合物，因此可直接用常压蒸储法把65℃,油漆得溶剂和甲基化剂等、得精福塔，选取效率较高、塔板结构简单、加本设计进行甲醇和水得分离，采用直径为工附录:方便得单溢流方式，并采用了弓形降液盘0m1主要符号说明总板效率塔板得开孔区面积,ET--一-回流比Aa----m2降液管得截面积,R—小回流比Af——m2筛孔区面积，R—m平in—均摩尔质量Ao——m2-一塔得截面积M平均温度℃kg/km o1AT m2负荷因子无因次tm--重力加速度、C——表面张力为得负荷因子g--—-板式塔得有9效8高1度m/s2C20-20mN/m筛孔直径Z——-筛—孔气相动能因子（、）do——----------塔径大部分得水除去，再用金属镁处理,就得无水甲醇甲醇在工业上主要用来制备甲醛，以及作为Fo—kgl/2/s ml/2D-m液沫夹带量液/气―一进口堰与降液管间得水平距离ev——kg kg hl―mo例如甲醇属易燃有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花得设备又如，塔就就是指定在常压下操作得，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏,因而需要安全装置以上三项原则在生产中都就就是同样重要得但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多得考虑，对第二个原则只作定性得考虑,而对第三个原则只要求作一般得考虑、精镭操作对塔设备得要求和类型
222、
2、1对塔设备得要求精馆所进行得就就是气（汽卜液两相之间得传质，而作为气（汽卜液两相传质所用得塔设备，首先必须要能使气（汽/液两相得到充分得接触，以达到较高得传质效率但就就是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求
（1）气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量得雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作得现象⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备得气（汽）、液负荷有较大范围得变动时，仍能在较高得传质效率下进行稳定得操作并应保证长期连续操作所必须具有得可靠性⑶流体流动得阻力小，即流体流经塔设备得压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用对于减压精镭操作，过大得压力降还将使整个系统无法维持必要得真空度，最终破坏物系得操作
（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修
（6）塔内得滞留量要小实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也就就是互相矛盾得不同得塔型各有某些独特得优点,设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型
2、
2、2板式塔类型气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类精镭操作既可采用板式塔，也可与干板压降相当得液柱高度压力降he———与液体流过降液管得压降m相当得液注△P--气体通KP过a每层筛得压降hd——高度△Pp—理-论板层数KPa塔板上鼓m层高度T———--空塔气速hf----板上清液层高度mu漏m夜/点s气速hL——-与-极液层阻力相m当得液注鬲度u0-,m--i液n体—通—过降液管底隙m得/s速度h1一一一一t降液管得义底隙高度m uo气体体积流量m/sh堰上液层高度mo Vh---气体体积流量m3/hh ow--—出-口堰高度m Vs——・一边缘无效区m宽3度/shW--—进口堰高度m We—弓—形降液管宽度mhW与-—克服表面张力m得压降相当得液注高度Wd---破沫区宽度mho—板式塔高度m W-s--—板—式塔得有效高度mH--塔底空间m高度Z希腊字母m..HB--一—降液管内清液层m高度筛板得厚度H d--塔顶空间曲度m8仇—一—一一液体在降m液管内停留得时间sH D—进料板处塔板m间距-粘度、H F----—人孔处塔板间距m U---mPa sQ----密度HP———塔板间距m表面张kg力/m3HT封头高度mo中————开孔率无N因/m次裙座高度m口--—质量分率无因次H2——稳定系数m下标K———堰长最大得1W——液体m体积流量max——最小得L h-—---—----液体体积流量m3/hm-i-n----—----液-相得L s—-筛孔数目m3/sLn—操作压力P——-KPa参考文献［］时钧等、化学工程手册［］、化学工业出版社［1］王志魁、化工原理第三版M［］、化学工业出版社2M［］吴俊生，邵惠鹤、精馆设计、操作和控制［］、中国石化出版社3M［］贾绍义，柴诚敬、化工原理课程设计［］、天津大学出版社［4］潘国昌，郭庆丰、化工设备设计［］M、清华大学出版社［5］武汉大学、化学工程基础［］、高M等教育出版社［6］吴昌祥、板式精馅塔得操作M［］、化学工程师，、［7］王中麟、板式精馅塔进料口最佳J位置得确定及理论2塔00板7数得09求解［］、东北林业大学学报
8、、［］李云飞，葛克山、食品工程原理（第二版）［］J、中国农业大学出版社,
20、0403329J,200908采用填料塔，板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气一液接触元件得不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种目前从国内外实际使用情况看，主要得塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛筛板塔也就就是传质过程常用得塔设备，她得主要优点有1结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔得60%,为浮阀塔得80%左右O2处理能力大，比同塔径得泡罩塔可增加10〜15%3塔板效率高，比泡罩塔高15%左右4压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右筛板塔得缺点就就是1塔板安装得水平度要求较高，否则气液接触不匀2操作弹性较小约2〜3⑶小孔筛板容易堵塞第三章设计步骤、精馅塔得设计步骤31本设计按以下几个阶段进行1设计方案确定和说明根据给定任务，对精健装置得流程、操作条件、主要设备型式及其材质得选取等进行论述⑵蒸馅塔得工艺计算，确定塔高和塔径⑶塔板设计:计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算接管尺寸、泵等,并画出塔得操作性能图4管路及附属设备得计算与选型，如再沸器、冷凝器5抄写说明书6绘制精锵装置工艺流程图和精储塔得设备图本设计任务为分离甲醇——水混合物对于二元混合物得分离，应采用连续精储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馅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加回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐第四章精镭塔得工艺计算、物料衡算
414、
1、1原料液及其塔顶、塔底产品得摩尔分率甲醇得摩尔质量为:设,=
32.04kg/kmol水得摩尔质量为M=
18.01kg/kmolh
0.4/
32.04原料液摩尔分率:=
0.
270.4/
32.04+
0.6/
18.
010.995/
32.04塔顶摩尔分率:然=
0.
990.995/
32.04+
0.005/
18.
010.001/
32.04塔底摩尔分率:%卬==
5.62xlT
0.001/
32.04+
0.999/
18.
014、
1、2原料液及其塔顶与塔底产品得平均摩尔质量原料液平均摩尔质量M=
0.27x
32.04+1-
0.27x
18.01=
21.80^/kmolF塔顶产品平均摩尔质量=
0.99x
32.04+l-
0.99xl
8.01=
31.90Zg/Zmo/塔底产品平均摩尔质量M=
5.62xl0-4x
32.04+l-
5.62xl0^xl
8.01=
18.03^/bw/w
4、
1、3全塔物料衡算=
1.2X17・
31.90+24X330=
47.50^//hXD~XW=F=D
47.50x
0997.62X11=14A3brwl/hZF-ZW
0.27-
5.62X10-4W=F-D=\
74.43-
47.50=12693kmol/h、精储段操作线方程42甲醇一水属理想物系，可采用图解法求理论板层数
①由手册查得甲醇一水物系得气液平衡数据（表1）,绘出X—y图，见图
4、lo表1温度/℃温度/℃X yX V
0、
000、
0075、
30、
400、
72910096、
40、
020、
13473、
10、
500、
77993、
50、
040、
23471、
20、
600、
82591、
20、
060、
30469、
30、
700、
87089、
30、
080、
36567、
60、
800.
91587、
70、
100、
41866、
00、
900、
95884、
40、
150、
51765、
00、
950、
97981.
70、
200、
57964、
51、
001、
0078、
00、300665查得:狼二
0、647,x6=
0、273Rmin=x D-y8/y8-x8二
0、99-0647/
0、647-0273=
0、917R=l8Rmin=l8*
0、917=
1、651L=R xD=
1.651义
47.50=
78.42kw///zV=R+lxO=
1.651+Ix
47.5=
125.92版〃V=V=
125.92kmo h£，=L+尸=
78.42+
174.43=
252.85左加//hR券+i~R+\、精健段操作线方程
431.
6510.99-----------------------%+i7+
1.651+
121.651+1y用=
0.623%,+
0.
373、提镭段操作线方程43wuy〃+i—L-W-L-W
252.
85126.93一个y口二----------------------Z-------------------------x
5.62x
1252.85-
126.
93252.85-
126.93笫用=201%〃-
5.67x10-
4、进料方程44由于为泡点进料，则q=1q XF八ery=—%y=^=o.27q-\q-\、图解法确定塔板数45可知,总理论塔板数NT为12块（包括再沸器）进料板位置NF为自塔顶数起第9块精储段理论塔板数NT=8块提福段理论塔板数NT=3块精福段实际塔板数N精二
8、8/60%=15块提储段实际塔板数N提=
3、2/60%=6块、理论板层数得求取46NT、塔效率47T]=xDXD/xFXF=
99、83%第五章精储塔结构设计、塔径与板间距
515、
1、1精馆段L=
78、63km o1/h V=12611kmo1/h精福段得气、液相体积流率为V=VM/3600pvm=l
26、11X
29、46/3600X
1、049=
0、9838m3/ss VmL=LM/3600=
78.63X
19、99/3600X
787、33=
0、000554m3s LmeLm式子中，负荷因子°=Go（悬尸由史密斯关联图（如图
5、1）查得N Py
0.02C20再求图得横坐标为F iv=L/VX@/a）°、5二（
0、000554/
0、9838）X（
716、91XI、049）°、5=
0、0176取板间距,％=
0、40m,板上清液层高度取hj=005m,则H-hj=0x35mT由史密斯关联图得C2o=O、065气体负荷因子C=C20*（/20）°、2=
0、065X（
62、6/20）°、2=00817U=
2、06maxU=
0、8Ugx=
0、8X
2、06=
1、648m/sD=（4Vs/g））2二［（4X
0、8671）/（
3、14义
1、648）］°、♦、819按标准塔径圆整后为D=l、2m塔截面积为At=
3、14X06X
0、6=
1、1304m2实际空塔气速为U实际=
1、648/
1、1304=
1、458m/sU实际/Uma、=l、458/
2、06=
0、71（安全系数在允许得范围内，符全设计要求）史密斯关联图（图
5、1）L=
251、28kmol/hV=
126、1lkmol/h至■■■■■■■□■■■■・・提储段得气、液相体积流率为v KM/3600e，vm=（
126、11X
22、66）/（3600X
0、8846）=
0、8973mVm3/s，L s二L M//3600/4（
251、28X
19、96）/（3600义
907、51）=
3、85X
105、
1、2提馆段塔径得计算与板间距得确定5ms•£££MS-=S,•!ntii。
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