课程设计浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计

化工原理课程设计任务书一设计题目：浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计二工艺条件生产能力：30200吨/年年工作日：300天原料组成：50%甲醇，50%水（质量分数，下同）产品组成：馏出液98%甲醇，釜液0.8%甲醇操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状态：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选三设计内容1.确定精馏装置流程;2.工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3.主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4.流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5.主要附属设备设计计算及选型目 录概述5第一章 总体操作方案的确定1.1操作压强的选择61.2物料的进料热状态71.3回流比的确定71.4塔釜的加热方式71.5回流的方式方法7第二章 精馏的工艺流程图的确定8第三章 理论板数的确定3.1物料数据83.2 物料衡算93.2.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率93.2.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量93.3 确定回流比93.4全塔物料衡算93.5理论板数NT的计算103.5.1塔的汽、液相负荷103.5.2求操作线方程103.5.3逐板计算法求理论板层数113.6 实际板数的确定113.6.1总板效率ET的计算113.6.2实际塔板层数12第四章 塔体主要工艺尺寸的确定4.1 列出各设计参数124.1.1操作压力124.1.2操作温度134.1.3平均摩尔质量计算134.1.4平均密度计算144.1.5液体平均表面张力的计算154.1.6平均粘度计算164.2 精馏段塔径塔板的实际计算174.2.1 精馏段汽、液相体积流率为174.2.2塔径塔板的计算174.2.3塔板流体力学的验算214.2.4塔板负荷性能图及操作弹性24第五章浮阀塔板工艺设计计算结果28第六章 辅助设备及零件设计6.1塔顶全凝器的计算及选型296.1.1 冷凝器的选择：（列管式冷凝器）296.1.2冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量306.1.3核算管程、壳程的流速及Re316.1.4计算流体阻力316.1.5管程对流给热系数326.2其他辅助设备的计算及选型336.2.1进料管336.2.2回流管336.2.3塔釜出料管346.2.4冷凝水管346.2.5冷凝水泵346.2.6进料泵356.2.7预热器36第七章 总结37第八章 主要符号说明38第九章 参考文献39概述:塔设备一般分为级间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。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的优点：1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 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，因此设计浮阀塔比较合适。本次的课程设计任务是甲醇和水的体系，要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型。其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。国内常用的浮阀有三种，即图1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB111868）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33g，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。 图1 浮阀（F1型） 图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型一 总体操作方案的确定1.1 操作压强的选择：精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×100KPa1.2 物料的进料热状态：进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即q=1 。1.3 回流比的确定： 对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的2,0倍。即：R=2,0 Rmin1.4 塔釜加热方式：塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。此处釜中残液是水，所以用直接蒸汽加热。1.5 回流的方式方法: 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。二. 精馏的工艺流程图的确定甲醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。三 理论板数的确定3.1 物料数据：表1基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.015373.15K273.15K甲醇CH3OH32.040337.85K176.15K表2常压下甲醇和水的气液平衡表(txy)tXytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.753.2 物料衡算：3.2.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率甲醇的摩尔质量 =32.04kg/kmol水的摩尔质量 =18.02kg/kmol3.2.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量=0.360032.04+(1-0.3600) 18.02=23.0672kg/kmol=0.965032.04+(1-0.9650) 18.02=31.5493kg/kmol=0.0045232.04+(1-0.00452) 18.02=18.0833kg/kmol3.3 确定回流比:根据甲醇水气液平衡组成表绘图因为泡点进料 所以 Xq = XF =0.50 在图上作q线和平衡线，找到精馏操作线截距为0.6 Rmin =0.6083R=2.0 Rmin =2.0*0.6083=1.21673.4全塔物料衡算原料处理量: ,3.5理论板数NT的计算3.5.1塔的汽、液相负荷 L=RD=1.2167×66.6040=81.0371kmol/hV=(R+1)D=(1.2167+1) ×66.6040=147.6411 kmol/h V=V=147.6411kmol/hL=L+F=81.0371kmol/h+181.836 kmol/h=262.8731kmol/h3.5.2求操作线方程精馏段操作线方程： = 提馏段操作线方程为: = 3.5.3逐板计算法求理论板层数 根据甲醇水气液平衡组成表和相对挥发度公式 ， 算得相对挥发度=4.83平衡线方程为：y=4.83x/(1+3.83x) x= y/(-(-1)y)由上而下逐板计算，自X0=0.965开始到Xi首次超过Xq =0.36时止 操作线上的点 平衡线上的点 （X0=0.965,Y1=0.965） (X1=0.851, Y1=0.965) （X1=0.851,Y2=0.902） （X2=0.656,Y2=0.902） （X2=0.656,Y3=0.795） （X3=0.446,Y1=0.795） （X3=0.446,Y4=0.680） （X4=0.305,Y4=0.680）因为X4 时首次出现 Xi <Xq 故第4块理论版为加料版，精馏段共有3块理论板。提馏段理论板数:已知X4=0.305, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.00452时为止。操作线上的点 平衡线上的点（X4=0.305,Y5=0.535） （X5=0.193,Y5=0.535）（X5=0.193,Y6=0.335） （X6=0.094,Y6=0.335）（X6=0.094,Y7=0.160） （X7=0.038,Y7=0.160）（X7=0.038,Y8=0.060） （X8=0.013,Y8=0.060）（ X8=0.013,Y9=0.015） （X9=0.00316,Y9=0.015）由于到X9首次出现Xi < X w ，故总理论板数不足9块总的理论板数NT=8+（X8-Xw）/（X8-X9）=8.862( 包括再沸器)3.6 实际板数的确定:实际塔板数Np=NT/ ET3.6.1总板效率ET的计算根据气液平衡表（x-y-t表）利用内插法求塔顶温度tLD，tVD，塔釜温度tW，进料温度tFa.塔顶温度tLD，tVD 可得：tLD =65.31可得：tVD =61.62b.塔釜温度tW可得：tw=99.40c.进料温度tF 可得：tF=76.01精馏段平均温度 tD =(65.31+61.62+76.01)/3=67.65提馏段平均温度 tm=(76.01+99.4)/2=87.71tD=(tLD+tVD)/2=(65.31+61.62)/2=63.465平均温度=(tD+tw)/2=(63.465+99.40)/2=81.4325又由奥克梅尔公式：ET=0.49(L)-0.245其中=6.15,L=0.342mPa·s,代入上式得:ET=0.40843.6.2实际塔板层数算得ET=0.4084 实际塔板数Np=NT/ET=8.862/0.4084=21.699块=22块其中： 精馏段：3/0.4084=7.3468块 提馏段: 5.862/0.4084=14.35415块 提馏段不算塔釜：15-1=14块四.塔体主要工艺尺寸的确定4.1 列出各设计参数4.1.1操作压力 1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=101.33kPa, p0.64kPa 取每层踏板压强p=0.64进料板压力=PD+0.64 ×13=109.65kPa精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.65)/2=105.49kPa2）提馏段: 塔釜压力PW=PD+31×0.64=121.17kPa提馏段平均操作压力Pm=(121.17+109.65)/2=115.41kPa4.1.2操作温度由于甲醇水溶液属于双组分理想溶液，因此可通过双组分理想溶液的汽液相平衡图查取 塔顶温度 进料板温度 塔釜温度 精馏段平均温度 tm=(63.465+76.01)/2=69.74提馏段平均温度 tm=(76.01+99.4)/2=87.714.1.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由， 进料板平均摩尔质量计算 塔釜平均摩尔质量计算 由y1=0.00005 x1=0.00452 MVWm=0.00005×32.04+(1-0.00005)×18.02=18.02kg/kmol MLWm=0.00452×32.04+(1-0.00452)×18.02=18.08kg/kmol精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量 MVm=(26.89+18.02)/2=22.46kg/kmol MLm=(23.07+18.08)/2=20.58kg/kmol4.1.4平均密度计算表3不同温度下甲醇和水的密度 物质 密度kg/m3温度/ 5060708090100甲醇 750741731721713704水 9889839789729659581.精馏段平均密度的计算1)气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 2)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算由，查手册2得 进料板液相平均密度的计算由，查手册得 精馏段液相平均密度为 2.提馏段平均密度的计算1)气相平均密度计算由理想气体状态方程得2)液相平均密度计算tw=99.4时 A704.54kg/m3 B=958.42kg/m3提馏段平均密度 Lm=(867.0 +958.14)/2=912.57kg/m34.1.5液体平均表面张力的计算 表4 查图整理得甲醇-水表面张力 物质 表面张力mN/m温度/20406080100甲醇 22.0719.6717.3315.0412.80水 72.7569.5666.1862.6058.90液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算由，查手册2得 进料板液相平均表面张力计算由，查手册2得 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=99.4查得 A= 14.48N/m B=58.27mN/mLWm=0.006×14.48+0.994×58.27=58.01mN/m精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力 =(48.44+58.01)/2=53.23mN/m4.1.6平均粘度计算 表5查图整理得甲醇-水粘度 物质 粘度mPa·s温度/20406080100甲醇 0.5800.4390.3440.2770.228水 1.0020.6530.4660.3540.282塔顶物料黏度：用内插法求得，查手册2得 求得 液体平均粘度进料黏度：用内插法求得查手册2得 求得塔釜物料黏度：用内插法求得，查手册得 求得精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：4.2 精馏段塔径塔板的实际计算4.2.1 精馏段汽、液相体积流率为：4.2.2塔径塔板的计算a.塔径的计算欲求塔径应先求出u，而u安全系数×umax 式中： 横坐标的数值为：(Ls/Vs)(L/v)0.5=0.01784参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系表6塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.06m，故分离空间HT-h1=0.4-0.06=0.34m根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.0715由公式C=校正得 C=0.0839Umax=C=0.0839×(804.1-1.0383)/1.03830.5=2.3333m/s取安全系数0.70，则u=0.70×umax =1.63333m/s故 D=(4×1.15415)/(3.14×1.63333)0.5=0.94877m所以圆整取D=1m塔截面积： AT= =0.7070空塔气速u= VS / AT = 1.15415/0.7070=1.63246 m/s b.溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。溢流堰长lw=0.7D=0.7m出口堰高 h w Ls / l W 2.5 =0.00074×3600/0.72.5= 6.498 l W / D= 0.7查流体收缩系数图得：E=1.025,选用平直堰，堰上液层高度由下式计算则how=7.293mm, 又h1 =0.06mh w = h1- how=0.06-0.007293=0.05271m=52.71mm降液管的宽度与降液管的面积lW / D=0.7 ,查得 =0.14,=0.088Wd=0.14×1=0.14m, AF=0.088×0.7070=0.062216m2降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho)不应低于6mm才能保证降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。hw-ho=52.71- 22 =30.708 mm> 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。c.安定区与边缘区的确定取安定区宽度=0.07m，边缘区宽度取=0.04m 弓形降液管宽度 Wd=0.14md.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子 FO=9.5孔速 uo=9.5/(1.0383)0.5=9.32314 m/s浮阀数：n=1.15415/（1/4×3.14159×0.0392×9.32314）=103.6=104(个)有效传质区：根据公式：其中：R=0.46mx=0.29m=0.49563m2塔板的布置因 D>800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块，采用等腰三角形叉排。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。 阀孔的排列：第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t可取65mm,80mm,100mm. 经过精确绘图，得知，当t=65mm时，阀孔数N实际=97个按N=97重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0= VS/（× 1/4 ×d2× N）=11.3394 m/sFO = u0×(V,M) 0.5=11.5544阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。开孔率空塔气速u= VS / AT = 1.15415/0.7070= 1.63246m/s =u / uo =1.63246 / 11.3394 =14.3964 %5%<14.3964%<15%, 符合要求故：t=75mm , t=65mm, 阀孔数N实际=97个则每层板上的开孔面积AO =A a × = 0. 49563×14.3964 %=0.07135m24.2.3塔板流体力学的验算a.塔板压降气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)干板阻力: 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=10.2892m/s>9.32314 m/s =5.34×1.0383×10.28922/（2×804.1×9.81）=0.0372m液柱液层阻力h1充气系数 =0.5,有:h1=×h1=0.5×0.06=0.03m液柱液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp= h1+=0.03+0.0372=0.0672m常板压降=0.0672×804.1×9.81=530.088Pa <640Pa,符合设计要求。b. 液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=0.005271+0.007293+0.2(0.00074/(0.7×0.022)2+0.0672=0.08023m（HT+hW）=0.5(0.4+0.05271)=0.226m因0.08023m<0.226m， 故本设计中不会出现液泛c.降液管停留时间为使液体夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。由实际经验可知，液体在降液管内停留的时间不应小于35s。lW / D=0.7 ,查得 =0.14,=0.088Wd=0.14×1=0.14m, AF=0.088×0.7070=0.062216m2停留时间=AfHT/LS=0.062216×0.4/0.00074=33.6303s>5s 符合要求d雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=1-20.14=0.72Ab=AT-2Af=0.7070-20.062216=0.58257式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ；CF泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098 K特性系数，查下表，取1.0.表7物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如BF3，氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30由上代入数据得：泛点率=73.959% 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev<0.1kg液/kg(干气)的要求。e. 漏液验算对于F1型重阀，可取阀孔动能因子56作为负荷下限，此时漏液点由下式计算 式中 u0M漏液点气速，m/s；F0阀孔动能因子 0.5686 m3/s<Vs=1.15415 m3/s,可见不会产生过量漏液。4.2.4塔板负荷性能图及操作弹性液相下限线因堰上液层厚度how为最小值时，对应的液相流量为最小。设how,小=0.006m LW=0.7 推出 LS=0.0005754 m3/s液相上限线当停留时间取最小时，LS为最大，求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，因Af=0.062216m2 ， HT=0.4 =AfHT/LS 则LS,大=0.062216×0.4 / 5=0.004977m3/s漏液线 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。雾沫夹带线根据经验值，因该塔径1.0m 控制其泛点率为80%，代入上式lL=D-2Wd=1-20.14=0.72Ab=AT-2Af=0.7070-20.062216=0.58257K物性系数查表得K=1, CF泛点负荷因素，查表得CF=0.098代入计算式，整理可得：0.03596VS+0.9792LS=0.0571由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式算出相应的值列于下表中。 LSVS0.0011.56060.0021.53340.0031.50620.0041.47890.0051.45170.0061.42450.0071.39730.011.3156液泛线为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。联立以下三式：由上式确定液泛线。忽略式中项，将以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而与又有如下关系，即：式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化成与的如下关系式： 其中 ： 带入数据： 由得LS0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007vs2.25852.17612.08991.99421.88541.75961.6120操作负荷线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P(0.00074，1.15415)在正常的操作范围内。过圆点连接OP作出操作线.由塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）操作弹性Vmax=1.99107, Vmin=操作弹性=Vmax/ Vmin =1.99107/0.5686=3.5017>3此设计符合要求。五浮阀塔板工艺设计计算结果项目精馏段塔径D，m板间距HT，m塔板型式实际塔板数空塔气速u，m/s堰长lW，m堰高hW，m板上液层高度hL，m降液管底隙高度ho，m浮阀数N，个阀孔气速uo，m/s阀孔动能因数Fo临界阀孔气速uoc，m/s孔心距t，m排间距t，m单板压降pp，Pa液体在降液管内停留时间，s安定区宽度Ws,m边缘固定区宽度Wc,m弓形降液管宽度Wd,m开孔率%泛点率%气相负荷上限(Vs)max，m3/s气相负荷下限(Vs)min，m3/s操作弹性1.00.4单溢流弓形降液管221.632460.70.052710.060.0229711.339411.554410.28920.0750.0655333.63030.070.040.1414.396473.9591.991070.56864.055六 辅助设备及零件设计6.1塔顶全凝器的计算及选型6.1.1 冷凝器的选择：（列管式冷凝器）按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。整体式如图a，b所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。 自流式如图c所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。强制循环式如图d，e所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。根据本次设计体系，甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式。冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。6.1.2冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量热流体为63.465的98%的甲醇蒸汽， 冷凝蒸汽量：由于甲醇摩尔分数为0.98,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始温为12，取全凝器出口水温为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）（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.m)(w/(m.)甲醇-水1.1562.59645×10-50.1888水998.84.18621111×10-50.5887a. 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=2000W/(m2.) 传热面积的估计值为：安全系数取1.2 换热面积A=1.2×12.76=15.313m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管数： 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/mm600管子尺寸/mm25公称压力 PN/（MPa）1.6管子长l/m1.4管程数NP1管数n/根113壳程数NS1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列6.1.3核算管程、壳程的流速及Re管程流通截面积：管内水的流速壳程流通截面积： 取=11壳内甲醇-水流速 当量直径 6.1.4计算流体阻力管程流体阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.004,查得摩擦系数=0.033 符合一般要求壳程流体阻力 Re=696.84>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=9329.6Pa<10kPa故管壳程压力损失均符合要求6.1.5管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管壳程对流给热系数Reo=696.84Pr0=8=0.360.14=862.34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 所选换热器合适6.2其他辅助设备的计算及选型6.2.1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，经圆整选取热轧无缝钢管，规格42×3mm6.2.2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无缝钢管，规格：50mm3mm实际管内流速：6.2.3塔釜出料管釜残液的体积流量：=0.000879m3/s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：42mm3mm实际管内流速：6.2.4冷凝水管冷凝水进口温度为12，水的物性数据：水的物性数据：=999.4kg/m3,=1.2363,冷凝水质量流率，取流速为1.6m/s管径选取 180×4.5mm热轧无缝钢管实际流速为6.2.5冷凝水泵雷诺数: 取=0.01，查图摩擦系数=0.031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0.560.75×49.5设管长为50米,塔有效高度加裙座加全凝器高度取Ho=20m扬程取29m流量选择IS150-125-315型离心泵,参数为流量V=200,扬程,转速,泵效率,轴功率6.2.6进料泵塔总高（不包括群座）由下式决定式中 H塔高，m；-塔顶空间，m；-塔板间距，m；-开有人孔的塔板间距，m；-进料段高度，m； -塔底空间，m；-实际塔板数，m； -人孔数（不包括塔顶空间与塔底空间的人孔数）。已知实际塔板数为32块，板间距,由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目为：S=32/8=4个取1.5m ，=32块 ，=0.4m ,=0.8m，每8块取一个人孔， =4个。的计算:塔釡料液最好能在塔底有35分钟的存储，所以取5分钟来计算。则=1.5+(32-2-4)×0.4+4×0.4+0.8+0.66=14.96m裙座高度取5m，所以总高度为 19.96m。有效高度精馏段有效高度 提馏段有效高度泵的选择F=210kmol/h=1.815kg/s=7.627m3/h料液罐的压强为常压1atm，加料板的压强为109650Pa进料口的高度为11.7m ，进料段的表压为1.08216atm，管路阻力管路的高度为 11.7+1.08216×10+=22.522+,所以要选一个适合这个流量和高度的泵，查型离心泵性能表 ，使用重力回流从各个方面考虑下来，IS65-40-315比较适合作进料泵，其有关参数为：流量/(m3/h)扬程/m转速/(r/min)气蚀余量/m泵效率/%轴功率配带功率12.53214502.5372.9446.2.7预热器 进料冷夜的温度为15.7，经过加热器变成饱和液体温度为81.82，用列管式加热器。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=2.48 kJ/(kgK) =4.183 kJ/(kgK)摩尔分数 =0.20根据上式可知：Cpc=2.48×0.2+4.138×0.8=3.8064kJ/(kgK)设加热原料温度由15.7到81.82 考虑到5%的热损失后选择传热系数K=800 w/(m2K)计算传热面积：取安全系数为0.8 A实际=5.778/0.8=7.22m2七 总结进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落，对我自己而言两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结于下：对化工设计有了比较深刻的认识，在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行了计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识。平常的学习总会有题设的条件，省去了我们很多劳动，但在设计中大量用到了物性数据是我们需要自己去查取的。我学会了去互联网上查取这些数据，如在中科院过程工程研究所的数据库中就有许多我们所需要的数据。设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，还查阅了一些图书馆中的资料。刚开始的时候真的是完全没有方向，直到用了两周的时间慢慢的把这份设计做出来，这样的设计让我从中获得了一些自信，觉得专业还是学了不少东西的，至少学会了一种研究的方法，将来工作中或学习遇到了什么困难或从未接触过的领域，我也不再会感到畏惧。因为我已经有了一定的自主研究的能力，我能通过自学慢慢的将问题化解。设计帮助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用电脑上网，进行些娱乐活动，真正这些实用的软件却触碰的很少，虽然以前有学过但隔的时间也比较久了，大多都淡忘了。设计教会了我耐心，很多地方都是需要先假设数据，再验算，不符合时再调整数据重新进行验算。很多地方我都不得不重复的算上好几遍，而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病，计算必须准确到位才能更快的完成设计任务。 八 主要符号说明项目符   号项目符 号平均压强Pm每层塔板压降平均温度tm安定区宽度平均流量气相Vs边缘区宽度液相Ls液相摩尔分数x实际塔板数N气相摩尔分数y板间距HT空隙率塔的有效高度Z筛板厚度塔径D表面张力空塔气速u密度溢流装置堰长lw开孔率堰高hw最大值max（下标）弓形降液管宽度Wd最小值min（下标）弓形降液管底隙高度ho气相V（下标）板上清夜层高度hL液相L（下标）孔径do理论板层数孔间距t塔顶空间高度孔数n塔底空间高度开孔面积A0裙座高度筛孔气速uo总板效率塔板压降hp气相最大负荷Vs，max液体在降液管中停留时间气相最小负荷Vs，min降液管内清液层高度Hd雾沫夹带参考文献1 管国锋, 赵汝溥.化工原理(第二版). 北京: 化学工业出版社, 2003年2 毕诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津科学出版社，1996年3 化学工程编委会. 化学工程手册(第1、13卷)，北京: 化学工业出版社，1989年4 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 国家医药管理局上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下)(第二版). 北京:化学工业出版社，1996年6 刘佩茹. 化工过程与设备. 北京: 中国轻工业出版社, 1994年7 潘国昌, 郭庆丰. 化工过程设备与设计. 北京: 化学工业出版社, 1996年8 葛婉华, 陈鸣德. 化工计算. 北京: 化学工业出版社, 1990年9 董大勤. 化工设备机械基础(第二版). 北京: 化学工业出版社, 1994年10 崔子筠, 崔子伟. 计算机绘图教程. 上海: 同济大学出版社, 1996年11 邱景宏, 宁宇. 中文AutoCAD2000应用培训教程. 北京: 高等教育出版社, 2000年- 39 -