[材料科学]甲醇水筛板精馏分离.doc

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1、武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书设计题目 甲醇水混合液筛板精馏塔设计 学 号 0942030118 学生姓名 刘玉 专业班级 09高分子材料与工程01班 指导教师 陶老师 总评成绩 2012年 06 月 18 日武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 目录摘 要IAbstractII第一章 绪论1.1 化工原理课程设计的目的和要求1.2 化工原理课程设计的内容和步骤1.3 精馏操作对塔设备的要求1.4 板式塔类型1.5精馏塔的设计步骤第二章 总体设计方案的确定2.1操作条件的确定2.2确定设计方案的原则第三章 塔板的工艺计算3.1 精馏塔的物料衡算3.2塔板数的确定3.3精馏

2、塔工艺条件及有关物性数据的计算3.4精馏塔的塔体工艺尺寸的计算3.5塔板主要工艺尺寸的计算第四章 塔板的流体力学的验算4.1 塔板压降4.2 液面落差4.3 液沫夹带4.4 漏液4.5 液泛4.6塔板负荷性能图第五章 塔附件的设计5.1 换热器设计5.2馏塔接管尺寸的计算5.3塔的总体高度设计总 结致 谢参考文献附 录摘 要 精馏是化工生产、石油化工炼油生产过程中进行液体混合分离的一个重要操作，在提高生产过程的经济效益和产品质量中起着举足轻重的作用。本设计的任务四分离甲醇水溶液的混合物，提纯甲醇达到一定的纯度。采用的分离设备是筛板式精馏塔。设计根据给定任务书首先对精馏装置的流程、操作条件、主要

3、设备选型进行讨论，然后通过计算确定精馏塔的塔高为12080mm，塔径800mm，最后计算塔板的主要工艺尺寸，进行流体学校核，看结果是否符合设计要求，绘制精馏装置流程图等。关键词：精馏塔；筛板式；甲醇；水。AbstractDistillation is chemical industry, petrochemical, refining process to separate liquid mixtures. Distillation is an important action. In improving the economic efficiency of production proces

4、ses and product quality plays an important role. This design task is to separate a mixture of methanol in aqueous solution , purification of methanol up to a certain purity. Separation equipment is used sieve-type distillation column. Designed according to the given tasks are first on the process of

5、 distillation equipment, operating conditions, equipment selection for the main paper, and then determine the distillation tower by calculating the height of 4.8 meters, 1 meter diameter tower, the final calculation of the main tray Process size, check for fluid dynamics, to see whether the results

6、meet the design requirements, process maps drawn distillation unit. Keywords: distillation；column；sieve-type；methanol；aqueous solution.II化工原理课程设计 09高材01 第六组第一章 绪论1.1 化工原理课程设计的目的和要求课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。 课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，

7、即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。 通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养： 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力； 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；3. 迅速准确的进行工程计算的能力；4. 用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。1.2 化工原

8、理课程设计的内容和步骤 （一）课程设计的基本内容 1. 设计方案简介 对给定或选定的工艺流程，主要的设备型式进行简要的论述； 2. 主要设备的工艺设计计算 包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸计算及结构设计； 3. 典型辅助设备的选型和计算 包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定； 4. 带控制点的工艺流程简图 以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向、物流量、能流量和主要化工参数测量点；5. 主体设备工艺条件图 图面上应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表；完整的课程设计由说明书和图纸两部分组成。说明书是设计的书面总结，也是后续设计工作的主

9、要依据，应包括以下主要内容：（1）封面（课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间 ）；（2）设计任务书；（3）目录；（4）设计方案简介；（5）设计条件及主要物性参数表；（6）工艺设计计算；（7）辅助设备的计算及选型；（8）设计结果汇总表；（9）设计评述及设计者对本设计有关问题的讨论；（10）工艺流程图及设备工艺条件图；（11）参考资料。1.3 精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，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： () 气(汽)、

10、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 () 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 () 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 () 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 () 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 () 塔内的滞留量要小。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是互

11、相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，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。1.4 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。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。 板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，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。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多

12、降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。筛板塔是在塔盘版上开许多小孔，操作时液体从上层塔盘的降液管流入，横向流过筛板后，越过溢流堰经降液管导入下层塔盘；气体则自下而上穿过筛板，分散成气泡通过液层，在此过程中进行传质传热。由于通过筛孔的气体有动能，故在一般情况下液体不会从筛孔大量泄漏。筛板塔盘的小孔直径是一个重要参数，小则气体分布较均匀，操作较稳定，丹加工困难，容易堵塞。目前工业筛板塔常用孔径为38mm。筛板开孔面积总和开孔区面积之比称开孔率，是拧一个重

13、要的参数。在同样的空塔速度下，开孔率大则孔速小，易产生漏液，降低效率，但2雾沫夹带的减小；开孔率过小，塔盘阻力大，易造成大的雾沫夹带和液泛，限制塔的生产能力。通常开孔率在515%。筛孔一般按正三角形排列，孔间距与孔径之比通常为2.55。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： () 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约2

14、3)。() 小孔筛板容易堵塞。1.5精馏塔的设计步骤 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，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 （2）蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 （3）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。接管尺寸等，并画出塔的操作性能图。 （4）管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。(5) 抄写说明书。(6) 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。第二章 总体设计方案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。本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的

15、分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预加热器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。该物系属易分离系，最小回流比，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1操作条件的确定2.1.1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

16、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，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 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，本设计选择的进料方式是泡点进料。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，精馏段与提馏段的塔径

17、相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3 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。一般蒸馏塔釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，但是由于直接蒸汽加热的加入，对釜内溶液起一定的稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，要在精馏段增加塔板以达到生产要求。根据任务书的要求，对于本次任务采用间接蒸汽加热更为简单，方便。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

18、、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： (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，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，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

19、，以便采取相应措施。 (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

20、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。 (3) 保证安全生产 例如酒精属易燃物料，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。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章 塔板的工艺计算3.1 精馏塔的物料衡算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率表3-1甲醇-水相关物性参数表项目分子式摩尔质量M沸点/临界温度临界压强Pc/Kpa甲醇ACH3OH

21、32.0464.5288.56833.4水BH2O18.02100318.574107.7甲醇的摩尔质量=32.04kg/ kmol 水的摩尔质量 =18.02kg/kmolXF= XD=XW=3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.1.3 物料衡算原料处理量：F=kmol/h总物料衡算： 甲醇物料衡算： 联立解得 D=31.48kmol/h w=84.09kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1理论板数的求取由y=及甲醇水在不同温度下的汽液平衡组成表 3-2 甲醇-水的气液平衡组成温度液相气相温度液相气相92.90.05310.28347.0581.60.20830.62736.4

22、90.30.07670.40018.0380.20.23190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33330.69184.4983.20.16740.55866.2976.20.35130.73475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.30.59370.81833.0866.90.87

23、410.91941.64700.68490.84922.59=4.83得到相平衡方程 y=因为泡点进料，所以q=1 且q点过相平衡线 则=0.645=0.94 取操作回流比 3.2.2 精馏塔的气液相负荷 3.2.3操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 3.2.4逐板计算法求理论板数因为塔顶为全凝器 通过相平衡方程求再通过精馏段操作线方程 ，如此反复得 =0.99947 =0.9749 =0.9818 =0.9179 =0.9446 =0.7793 =0.8541 =0.5482 =0.7032 =0.3291 =0.5603 =0.20870.273当后，改用相平衡方程与提馏段操作方

24、程计算.如此反复得 =0.3995 =0.1211 =0.2308 =0.0585 =0.1101 =0.025 =0.0455 =0.1474 =0.02578 =5.4510-3 =7.8810-3 =1.6410-30.002818可得到进料板位置 总理论板数 3.2.5实际板层数的求取精馏段实际板层数：提馏段实际板层数：（不包括再沸器）3.3精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压力降 DP=0.7KPa进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 3.3.2 操作温度计算（内插法得）根据甲醇-水的气-液平衡组成表，再通过内插法得：塔顶温

25、度 进料板温度 塔釜温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 3.3.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由通过相平衡方程求得 进料板平均摩尔质量计算通过逐板计算得进料板，再通过相平衡方程得塔釜平均摩尔质量的计算由 查平衡曲线得 精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量3.3.4 平均密度计算3.3.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算 即精馏段 提馏段 3.3.4.2 液相平均密度计算液相平均密度按下式计算 即表3-3 甲醇和水的相关物性参数5060708090100760751743734725716988.1983.2977.8971.8965.3958.40.3500.3620.2

26、770.2510.2250.4790.4140.3620.3210.28818.7617.8216.9115.8214.8966.264.362.660.758.8塔顶液相平均密度的计算 由查手册得 r甲=747.168Kg/m r水=980.613Kg/m进料板液相平均密度计算 由tF=78.3 查手册得 进料板液相的质量分率 提馏段液相平均密度计算 由查手册得 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度3.3.5液体平均表面张力的计算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 由查手册得 进料板液相平均表面张力的计算 由查手册得 塔釜液相平均表面张力的计算 由查手册得 精馏段液

27、相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力为3.3.6液体平均粘度计算液相平均粘度以下式计算，即塔顶液相平均粘度计算 由 查手册得 进料板液相平均粘度计算 由 查手册得 s 由 查手册得 精馏段液相平均黏度为: 提馏段液相平均黏度为: 3.4精馏塔的塔体工艺尺寸的计算3.4.1塔径的计算精馏段的气液相体积流率为提馏段的气液相体积流率为 精馏段 式中C由求取，可通过查图（化工原理下册P129页）筛板塔的泛点关联图的横坐标，功能参数 取板间距HT=0.35m 查筛板塔的的泛点关联图图3.1筛板塔的泛点关联图得到最大空塔气速取安全系数为0.8，则空塔气速按标准塔径圆整后 表3-4 不同塔径的板间距参考数

28、据塔径D/mm80012001400240026006600板间距/mm300、350、400、450、500400、450、550、600、650、700450、500、550、600、650、700、750、800塔截面积为实际空塔气速 (安全系数在允许范围内，符合设计要求)提馏段同理查阅筛板塔泛点关联图取板间距 查表得同上取安全系数0.8 圆整取 同上实际空塔气速（符合安全系数范围，设计合理）3.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为3.5塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1. 溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长 取溢流堰高度 由选用平直堰，堰

29、上液层高度 图3.2液体收缩系数计算图取E=1.03 查图得计算得 取板上清液高度为 弓形降液管宽度和截面积由 查图（弓形降液管的宽度与面积图）图3.3弓形降液管的宽度与面积图得 所以 所以依式计算液体在降液管中的停留时间精馏段：（故设计合理）提馏段： (故设计合理)降液管底隙高度 精馏： 提馏： 故降液管设计合理，选用凹形受液盘 2、塔板布置塔板的分块因,故塔板采用分块式表3-5 塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456塔板查表可知分为3块边缘区宽度确定取 开孔区面积计算（故筛孔计算及其排列选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，

30、取孔中心距t为 筛孔数目n为开孔率气体通过阀孔的气速精馏段提馏段第四章 塔板的流体力学的验算4.1 塔板压降干板阻力计算：（由查干筛孔的流量系数图有）图4.1 干筛孔的流量系数气体通过液层的阻力及查资料附表图3-15充气系数关联图，由 图4.2 充气系数e。与Fa的关联图得b=0.59查资料附表图4-2充气系数关联图，由得液体表面张力的阻力及计算气体通过每层塔板的液柱高度及计算气体通过每层塔板的压降及计算（设计允许值）（设计允许值）4.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本方案的塔径和液流量均不大，故可忽略页面落差影响。4.3 液沫夹带液沫夹带量及计算按经验，一般故在本设计中液沫夹带量及在

31、允许范围内4.4 漏液对筛板塔，漏液气速（）由下式计算实际孔速稳定系数实际孔速稳定系数4.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高及应服从下式 而板上不设进口堰故在本设计中不会出现液泛现象4.6塔板负荷性能图4.6.1 漏液线由得同理可得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表 表4-1（），0.00050.00100.00150.0020，0.3400.3490.3570.364，0.3340.3360.3380.340由上表数字即可作出漏液线4.6.2 液沫夹带线以=0.1液/气为限，求Vs-Ls关系如下由 整理得同理可计算出整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算

32、出值，计算结果列于下表 表4-2Ls（Ls），0.00050.00100.00150.0020Vs，0.8620.8250.7930.766Vs，0.8640.8220.7860.754由上表得出液沫夹带线4.6.3 液相负荷下限线对于平直堰，取液上液层高度，作为最小液体负荷标准，由下式得取E=1，则同理，据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图4.6.4 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得故据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图4.6.5 液泛线令由式中，故在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表4-3（），0.00050.00100.001

33、50.0020，0.8620.8250.7930.766，0.8640.8220.7860.754由上表数据即可作出液泛线4.6.6 塔板负荷性能图由所算数据作出塔板负荷性能图如下：图4.3 塔的负荷性能图在负荷性能图上可以看出，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 故操作弹性为4.6.7 筛板塔工艺计算结果汇总表5-4 筛板塔工艺设计计算结果汇总表项目符号单位数值/形式精馏段提镏段平均温度71.5488.95平均压强kPa108.45115.10平均流量气相平均流量m3/s0.66570.6586液相平均流量m3/s0.0005310.001029平均摩尔质量液

34、相平均摩尔质量kg/kmol26.3219.50气相平均摩尔质量kg/ kmol28.9222.04平均密度气相平均密度kg/ m31.0940.8427液相平均密度kg/ m3814.8919.48液体平均表面张力mN/m35.9456.05液体平均粘度mPa.s0.33970.3194实际塔板数N块910板间距m 0.35含有人孔板的板间距m 0.7项目符号单位数值/形式精馏段提镏段人孔直径m0.45塔有效高度m7.35塔径m0.8塔顶高度m1.2进料板高度m 0.7塔底空间高度m 0.88空塔气速um/s1.3251.313塔板液流形式单流型溢流装置溢流管形式单溢流降液管形式弓形受液盘形

35、式平行溢流堰形式平直进口堰形式不设堰长m0.48堰高m0.052650.04869溢流堰宽度m0.08管底与受液盘距离m0.013830.02679板上清液层高度m0.06安定区宽度m0.04项目符号单位数值/形式精馏段提镏段边缘区宽度m0.03筛板开孔区面积m20.3703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m/s19.0418.84每层板上开孔面积m20.3703干板阻力m0.03690.0242气体穿过板上液层的阻力m0.03540.0372克服表面张力的阻力m0.003990.00551总塔板压强kPa0.076290.0669单板压强

36、Pa609603.44雾沫夹带线kg液/kg气0.079860.0489漏液速度m/s9.43510.55筛板稳定系数2.021.8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m0.137290.1279项目符号单位数值/形式精馏段提馏段液相负荷上限m3/s0.00228550.0022855液相负荷下限m3/s0.00040940.0004094操作弹性2.143塔板分块形式3块冷凝器热负荷kJ/s895.35再沸器热负荷kJ/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第五章

37、 塔附件的设计5.1 换热器设计5.1.1 冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500kcal/(.h.)本设计取。出料液温度：64.6（饱和气）（饱和液）64.6冷却水温度：3040逆流操作： 传热面积： 在此温度下，查化工原理附录得，表5-1 冷凝器选择的相关参数设备型号公称直径公称压力管程数管子根数中心排管数管程流通面积换热管长度计算换热面积f252.5600mm1.6MPa2232160.03643000mm52.85.1.2再沸器的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取料液温度：99.6100 热流体温度：120120逆流操作： Dtm=同上查表知此温度下 表5-2 再沸器选择的相关参数设备型号公称直径公称压力管程数管子数中心排管数管程流通面积换热管长度计算换热面积f252.5700mm4.00MPa4322210.02534500mm111.25.2馏塔接管尺寸的计算5.2.1 接管（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形进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： 取表5-3 不同温度下甲醇和水的密度791785998.2995.725进料，此温度下（ ）由化工原理