甲醇回收塔基本工艺专业课程设计.doc

一 前言
甲醇用途广泛，是基本有机化工原料和优质燃料。重要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫酸二甲脂等各种有机产品，也是农药、医药重要原料之一。
塔设备是化工，制药，环保等生产中广泛应用气液传质设备。依照塔内气液接触部件形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备重要规定：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小构造简朴、设备取材面广等。
塔型合理选取是做好塔设备设计首要环节，选取时应考虑物料性质、操作条件、塔设备性能以及塔设备制造、安装、运转和维修等方面因素。板式塔研究起步较早，其流体力学和传质模型比较成熟，数据可靠。尽管与填料塔相比效率较低、通量较小、压降较高、持液量较大，但由于构造简朴、造价较低、适应性强、易于放大等特点，因而在70年代此前很长一段时间内，塔板研究始终处在领先地位。然而，70年代初期浮现世界能源危机迫使填料塔技术在近来获得了长足进展。由于性能优良新填料相继问世，特别是规整填料和新型塔内件不断开发应用和基本理论研究不断进一步，使填料放大技术有了新突破，变化了以板式塔为主局面。在国内，随着石油化工不断发展，传质分离工程学研究不断进一步，使填料塔技术及其应用进入了一种崭新时期，其工业应用与发达国家并驾齐驱，进入世界先进行列。
评价塔设备基本性能指标重要有：
1、产量和通量：前者指单位时间解决物料量，而后者指单位塔截面上单位时间物料解决量。
2、分离效率：对板式塔是指每层塔板所能达到分离限度。填料塔则是单位填料层高度分离能力。
3、适应能力及操作弹性：对各种物料性质适应性及在负荷波动时维持操作稳定而保持较高分离效率能力。
4、流体阻力：气相通过每层塔板或单位高度填料层压降。
除上述几项重要性能外，塔造价高低、安装、维修难易以及长期运转可靠性等因素，也是必要考虑实际问题。
填料塔由填料、塔内件及筒体构成。填料分规整填料和散装填料两大类。塔内件有不同形式液体分布装置、填料固定装置或填料压紧装置、填料支承装置、液体收集再分布装置及气体分布装置等。与板式塔相比，新型填料塔性能具备如下特点：生产能力大、分离效率高、压力降小、操作弹性大、持液量小等长处。
本设计综合考虑流程，产量，分离规定，操作控制等因素，采用填料塔实现甲醇回收目的。
二 设计题目
设计甲醇回收塔及附属设备，可按水—甲醇二元物系设计。
原料量为 60吨/天，原料含甲醇为 13 % (质量百分数)，别的为水。原料温度为25℃。常压操作，塔釜用直接蒸汽加热。
规定甲醇回收率不不大于98%。

三 设计阐明书符号表
a
——
质量比例。
a
——
填料比表面积，m2/m3。
A
——
面积，m2。
cp
——
比热容，kJ/kg·K。
d
——
管径，mm。
D
——
塔顶产品流量，kmol/h。
D
——
塔径，m。
Di
——
圆筒内径，mm。
DN
——
公称直径，mm。
F
——
进料量流量，kmol/h。
g
——
重力加速度，m/s2。
G
——
汽相摩尔流率，kmol/(s·m2)
H
——
扬程，m。
Hb
——
塔底空间高度，m。
Hd
——
塔顶空间高度（不涉及封头），m。
Hf
——
液体再分布器空间高度，m。
h0
——
封头直边高度，mm。
HETP
——
等板高度，m。
Σhf
——
沿程阻力，J/kg。
K
——
传热系数，W/(m2·℃)。
l
——
管长，m。
L
——
液相摩尔流量，kmol/h。
Lh
——
液体喷淋量，m3/h。
Lh,min
——
最小液体喷淋量，m3/h。
Lw,min
——
最小润湿率，m3/(m·h)。
M
——
摩尔质量，kg/kmol。
n
——
填料层分层数。
NT
——
理论塔板数。
p
——
压强，Pa。
Δp
——
压降，Pa。
PN
——
公称压力，Pa。
Q
——
换热器热负荷，W。
R
——
回流比。
Re
——
雷诺数，无量纲。
Rmin
——
最小回流比。
t
——
温度，℃。
Δtm
——
对数平均温度差，℃。
T
——
绝对温度，K。
u
——
空塔气速，m/s。
uf
——
空塔气体泛速，m/s。
U
——
喷淋密度，m3/(m2·h)。
Umin
——
最小喷淋密度，m3/(m2·h)。
V
——
汽相摩尔流量，kmol/h。
W
——
塔底产品流量，kmol/h。
W
——
质量流量，kg/h。
Wh
——
热流体质量流量，kg/h。
x
——
液相摩尔分数。
xD
——
塔顶产品浓度。
xF
——
进料浓度。
xW
——
塔底产品浓度。
y
——
气相摩尔分数。
Z
——
高度，m。
α
——
组分相对挥发度。
γ
——
汽化潜热，kJ/kg。
ε
——
空隙率。
ε
——
管壁绝对粗糙度，m。
ρ
——
密度，kg/m3。
μ
——
流体粘度，Pa·s。
λ
——
摩擦系数，无量纲。
ξ
——
局部阻力系数，无量纲。
η
——
回收率。
σ
——
表面张力，N/m。
δd
——
圆筒设计厚度，mm。
φ
——
填料因子，m2/m3。
φ
——
焊接头系数。

全凝器
四 流程设计
原料
回收塔
预热器
饱和蒸汽
精馏塔
塔底产品
塔顶产品
塔顶产品
塔底产品
再沸器
进料泵

图4.1 精馏流程图
对于给定低浓度甲醇水溶液，采用两塔流程回收甲醇，如图4.1所示。流程概述如下：
原料为浓度很低甲醇水溶液，经预热器加热到泡点进入回收塔；经回收塔将原料中大量水和杂质从塔底排出，塔顶得到浓度较高甲醇蒸汽；甲醇蒸气直接引入精馏塔精馏，精馏塔顶可获得高纯度甲醇。回收塔塔底产品为甲醇含量极低水，可直接排放。
回收塔目是初步提纯甲醇并除去大量水，这样在精馏塔中可减少解决量，相比单塔精馏，能耗更低，操作弹性也更大。针对回收塔规定有很高甲醇回收率，但不规定塔顶浓度很高。本设计采用提馏塔形式，原料从塔顶直接加入，不设回流装置。此外考虑到塔底浓度已经接近水，本设计采用直接蒸汽加热，省去了再沸器简化了附属设备。采用直接蒸汽另一种好处是对蒸汽压规定更低，这是由于省去了间接加热温度差。
本流程在回收塔前设立原料预热器，这样可减少原料温度波动对塔分离性能影响。加热介质采用低压蒸汽，通过蒸汽压很容易调节加热效果稳定流程工况。考虑到塔釜排放液中杂质较多，故不运用回收塔塔底排放液热能。
综合前述考虑，本设计拟定甲醇回收塔工况如下：
将25℃下质量百分数为13%甲醇水溶液预热到泡点；经回收塔浓缩，塔顶产品甲醇回收率不不大于98%，塔顶产品浓度和流量将通过优选拟定； 回收塔用直接蒸汽加热。

五 物性参数
水物性参数：M水 = 18.02 kg/kmol
表5.1 水物性参数
压强
p×10-5
Pa
温度
t
℃
密度
ρ
kg/m3
比热容
cp×10-3
J/kg·K
黏度
μ×105
Pa·s
表面张力
σ×103
N/m
1.01
0
999.9
4.212
178.78
75.61
10
999.7
4.191
130.53
74.14
20
998.2
4.183
100.42
72.67
30
995.7
4.174
80.12
71.20
40
992.2
4.174
65.32
69.63
50
988.1
4.174
54.93
67.67
60
983.2
4.178
46.98
66.20
70
977.8
4.167
40.60
64.33
80
971.8
4.195
35.50
62.57
90
965.3
4.208
31.48
60.71
100
958.4
4.220
28.24
58.84
甲醇物性参数：M甲醇 = 32.04 kg/kmol
表5.2 甲醇物性参数
压强
p×10-5
Pa
温度
t
℃
密度
ρ
kg/m3
比热容
cp×10-3
J/kg·K
黏度
μ×105
Pa·s
表面张力
σ×103
N/m
1.01
0
809
2.366
0.825
24.50
10
801
2.458
0.700
23.29
20
792
2.512
0.600
22.07
30
782
2.550
0.524
20.87
40
772
2.572
0.470
19.67
50
764
2.618
0.400
18.50
60
754
2.675
0.510
17.33
70
746
2.730
0.319
16.19
80
736
2.770
0.278
15.04
90
725
2.831
0.245
13.92
100
714
2.892
0.225
12.80
水蒸汽物性参数：M水蒸汽 = 18.02 kg/kmol
表5.3 水蒸汽物性参数
温度
t
℃
压强
p×10-5
Pa
密度
ρ
kg/m3
汽化潜热
γ
kJ/kg
100
101.33
0.5970
2258.4

六 工艺计算
6.1汽液平衡数据和汽液平衡（t-x-y）图
由[6]水—甲醇体系平衡数据：
表6.1 水—甲醇体系平衡数据
x
y
t/℃
x
y
t/℃
x
y
t/℃
0.000
0.000
100.0
0.150
0.517
84.4
0.700
0.870
69.3
0.020
0.134
96.4
0.200
0.579
81.7
0.800
0.915
67.5
0.040
0.230
93.5
0.300
0.665
78.0
0.900
0.958
66.0
0.060
0.304
91.2
0.400
0.729
75.3
0.950
0.979
65.0
0.080
0.365
89.3
0.500
0.779
73.1
1.000
1.000
64.5
0.100
0.418
87.7
0.600
0.825
71.2

可得t-x-y平衡图：

图6.1 水-甲醇平衡体系t-x-y图

6.2 物料衡算
6.2.1 数据换算
M甲醇 = 32.04 kg/kmol
M水 = 18.02 kg/kmol
F = 60吨/天 = 126 kmol/h
原料液甲醇摩尔分率：xF =0.0775
6.2.2 物料衡算
F = D + W
W = F = 126 kmol/h

塔釜产品甲醇摩尔分率：xW=0.00155

图6.2 x-y平衡图 图6.3 局部放大x-y平衡图

6.3 理论板数计算
本设计采用图解法初步拟定理论板数和加热蒸汽量。最后采用化工模仿软件ASPEN进行严格法计算验算。
由图6.4可见，进料板为提馏线第一块板，进料构成xf=0.0775。在回收率拟定状况下，加热蒸汽量变化将变化提馏线斜率，进而影响塔顶产量，浓度和所需理论板数。加热蒸汽量加大，斜率小，所需理论板数少，设备投资小。但塔顶产品量大，浓度低，能耗大。并且会给后续精馏塔操作增大承担。反之，减小气量设备投资变大。
由提馏线方程可知，当蒸汽进量V0= V’=26.84kmol/h，直线斜率=F/V’=4.673。xw= 0.00155，yw=0，xF= 0.0775，yF= 0.3565时，所需理论板数 NT→∞。
因而必要依照理论塔板数，选取最适当蒸汽用量。
对两组分非抱负体系，采用图解法拟定理论板数是以便而有效办法，本设计用计算机图解分析了加热气量对理论板数影响。 图6.4至图6.7.为全塔和局部放大图解成果。

y11
y17
y15
y13
xF
xw

图6.4 气相构成为y13、y15、y17图解法
y11
y17
y15
y13
xw

图6.5 局部放大气相构成为y13、y15、y17图解法
y18
y16
y14
y12
xF
xw

图6.6 气相构成为y12、y14、y16、y18图解法
y18
y16
y14
y12
xw

图6.7 局部放大气相构成为y12、y14、y16、y18图解法

由图解法得到进气量与塔顶产品浓度关系如表6.2所示，进气量与理论板数关系如表6.3和图6.8所示。其规律和前面分析一致。

表6.2 进气量变化相应y1不同取值
序号
V0（kmol/h）
F/V'
y1
1
26.84
4.694
0.3565
2
28.15
4.477
0.34
3
31.90
3.950
0.30
4
36.81
3.423
0.26
5
43.50
2.897
0.22
6
53.17
2.370
0.18
7
68.36
1.843
0.14
8
95.70
1.317
0.10

表6.3 进气量变化与理论板数关系
V0（kmol/h）
NT
28.15
10
31.90
7
36.81
6
43.50
5
53.17
4
68.36
3
95.70
3

图6.8 进气量变化与理论板数关系
由图6.4可见，在流量达到43.50 kmol/h后，增长气量对理论板数影响不大，且进气量越大，塔顶汽相构成越小，塔径越大，因而选取理论塔板数NT = 5，进气量V0 = 43.50 kmol/h。
提馏线方程：y=2.897x-0.0044898

6.4 ASPEN模仿软件验算
ASPEN PLUS模仿软件是国际知名化工模仿软件，并被诸多知名公司定为公司原则[10]。
考虑到本设计解决体系是非抱负物系，且前述图解法采用了恒摩尔流假设等近似。本节对回收塔应用ASPEN PLUS软件进行模仿，采用塔器模仿中RADFRC办法进行了验算。这种办法是按严格热力学模型和精馏分离算法模仿过程。图6.9为回收塔模型图。给定条件来自上节选定成果，即：
理论板数为5块，原料进塔温度90℃，蒸汽用量43.5kmol/h ，进塔蒸汽1.5atm（绝压）。

图 6.9 aspen甲醇回收塔图

表6.4 aspen计算成果流股数据

F
V0
D
W

进塔
进塔
出塔
出塔

LIQUID
VAPOR
VAPOR
LIQUID
Substream：MIXED

Mole Flow kmol/hr

METHANOL
10.14291
0
10.05823
0.0846782
WATER
120.7311
43.5
32.76568
131.4654
Total Flow kmol/hr
130.874
43.5
42.82391
131.5501
Total Flow kg/hr
2500.006
783.6647
912.5703
2371.1
Total Flow l/min
46.68168
15267.27
21486.66
43.06357
Temperature K
363.15
384.9496
366.8793
373.042
Pressure atm
1.1
1.5
1
1
Vapor Frac
0
1
1
0
Liquid Frac
1
0
0
1
由表6.4可见，甲醇回收率=10.058/10.143=99%. 满足给定设计指标。
表6.5 aspen计算成果塔内各板参数
Stage
Temperature
Liquid flow
Vapor flow
METHANOL
WATER
℃
kmol/hr
kmol/hr

1
93.7293381
131.104309
42.8239103
0.234874
0.765126
2
96.9414561
131.51397
43.0541946
0.19
0.879901
3
98.7507401
131.790179
43.4638555
0.050729
0.949271
4
99.5645731
131.92318
43.7400646
0.018355
0.981645
5
99.8920221
131.550115
43.873065
0.005119
0.994881
依照ASPEN 验算选定蒸汽量V0 = 43.50 kmol/h，理论板数为5时，可满足工艺规定。
通过回收塔进入精馏塔气量减小为原料量1/3。

七 塔重要工艺尺寸计算
7.1塔内物性拟定
7.1.1 平均分子量计算
7.1.1.1 进料板平均分子量

7.1.1.2塔底平均分子量
7.1.1.3 提馏段平均分子量
7.1.2平均密度计算
7.1.2.1 液相平均密度
依照进料板构成查水-甲醇平衡体系t-x-y图，得进料板温度tF = 89.54℃，塔底温度tW = 99.72℃，第三块理论板温度t3 = 98.91℃
运用物性数据参数表查得：
在89.54℃下，甲醇密度与水密度：

在98.91℃下，甲醇密度与水密度：

在99.72℃下，甲醇密度与水密度：

因而，甲醇平均密度、水平均密度取t3 = 98.91℃温度下甲醇密度与水密度，
其中进料甲醇质量比例 a1 = 0.13
塔底甲醇质量比例 a2 = 0.00275
第三块理论板甲醇质量比例 a3 = 0.01069
进料液相密度：
塔底液相密度：
提馏段液相平均密度：
7.1.2.2气相平均密度
进料板压力：
进料板气相平均密度：
塔釜气相平均密度：
提馏段气相平均密度：

7.2 塔径计算
甲醇回收操作，为防止堵塞选取散装填料。采用效率高、阻力小、公称直径为25mm金属鲍尔环填料，其特性数据如下表，
表7.1 金属鲍尔环填料特性数据
填料名称
公称直径/mm
外径和高/mm
h
比表面积/ m2/m3
空隙率/ ％
泛点填料因子/ m2/m3
每m3填料个数
堆积密度kg/m3
金属鲍尔环
25
25*25
6.8505
209
94
160
61.5×103
480

液相质量流量：WL = 2280.6 kg/h
气相质量流量：WG = 808.67 kg/h
温度为t3 = 98.91℃时，μL,重组分 = 0.2871 mPa·s
μL,轻组分 = 0.2308 mPa·s
lg(μL) = x3×lg(μL,轻组分) + (1－x3)×lg(μL,重组分)
液体粘度μL＝0.2867 mPa·s

查埃克特通用关联图（即通用压降关联图）得，

可得泛点气速uf = 1.961 m/s，取u = 0.5uf = 0.9806 m/s (u = 0.5 ~ 0.8 uf )
，得D = 0.1621 m，圆整后D = 0.3 m
此时，塔径与填料尺寸之比，以便气、液分布均匀。
7.3 填料层高度计算
散装填料，提馏段高度：
σL = x3×σL,轻组分 +（1－x3）×σL,重组分
液体表面张力：σL = 0.0586 N/m
液体粘度：μL＝ 0.2867 mPa·s
HETP = exp (h-1.292lnσL + 1.47lnμL) = 0.23m
其中：HETP —— 等板高度，m
σL —— 液体表面张力，N/m
μL —— 液体粘度，Pa·s
h —— 常数（见上表）
Z提馏段 = NT * HETP ＝ 1.15 m
圆整后 Z提馏段= 1.5 m

7.4 填料塔流体力学性能
7.4.1 压降
散装填料：
提馏段：
查埃克特通用关联图得压降△P/Z ＝14mmH2O/m = 137.3 Pa/m
△P＝Z*△P/Z ＝206.0 Pa
因而可忽视设备中压力变化，均视为常压。
7.4.2 气速
提馏段 u = 0.9806 m/s
7.4.3 喷淋量
提馏段：
液体喷淋量：Lh ＝ 2.37 m3/h
喷淋密度：U = Lh/（0.785D2） = 33.55 m3/(m2·h)
最小喷淋密度：Umin = (Lw)min a= 16.72 m3/(m2·h)
最小喷淋量：Lh,min = Umin×0.785D2 = 1.18 m3/h
式中：a —— 填料比表面积，m2/m3；
Umin —— 最小喷淋密度，m3/（m2·h）；
Lw,min —— 最小润湿率，m3/（m·h）。
Lw,min取值：
算得液体喷淋量>最小喷淋量

7.5 塔内附件选取
7.5.1液体喷淋装置选取
填料塔操作规定液体沿同一塔截面均匀分布。为使液流分布均匀，液体在塔顶初始分布必要均匀。
图7.1 直管喷孔式分布器
因塔径为300mm，在此选用直管喷孔式分布器，直管上小孔直径取φ4~φ8mm，可有3~5排。小孔积总和约等于直管截面积。

7.5.2 填料支撑装置选取
图7.2 波纹板网支承板
散装填料支撑装置构造最简朴是栅板，由竖立扁钢焊在钢圈上制得。为防止在栅板处积液导致液泛，栅板自由截面率应不不大于50％。此外，效果较好是具备圆形或条形升气管筛板式支承板，液体从板上筛孔流下，气体通过升气管由管壁小孔流出，气液分布较均匀，又因在支承装置处逆流气液相各有通道，可避免因支承装置而引起积液现象。
选用不锈钢波纹板网支承板。
表7.2 不锈钢波纹板网支承板设计参照数据
塔径D/mm
外板径D1/mm
板高/mm
300
294
25
7.5.3 液体再分布装置选取
（）
则 = 1.2 即每隔1.2m需安装一种液体再分布装置
由于Z = 1.5 m，因而不需要装液体再分布装置

7.5.4 填料压紧装置
又称填料压板，自由放置于填料层上端，靠自身重量将填料压紧，合用与散装填料。压板应具备高自由截面，空隙率应不不大于70%。
依照塔径，选取丝网压板，其直径为280mm，高100mm。

图7.3 丝网压板

7.6 管道设计与选取
取：液体流速：uL = 0.1~1 m/s
蒸汽流速：u0 = 30~50m/s
7.6.1 塔顶蒸汽出口管
取u0 = 40 m/s
则蒸汽出口管管径：

圆整后d = 150mm
7.6.2 进料管管径
取uL = 0.82m/s
则进料管管径：

圆整后d = 25mm
7.6.3塔釜出料管
取uL = 0.82m/s
则出料管管径：

圆整后d = 25 mm
7.6.4塔底蒸汽进管
取u0 = 40 m/s
则蒸汽进口管管径：

圆整后d = 150 mm

7.6.5 管道规格汇总
表7.3管道规格表

塔顶蒸汽出口管
进料管管径
塔釜出料管
塔底蒸汽进管
管径/mm
φ150×5
φ25×2.5
φ25×2.5
φ150×5
7.7 其她部件
7.7.1 筒体
7.7.1.1 设计壁厚
圆筒计算厚度，
考虑到介质对筒壁腐蚀作用，在设计筒体所需厚度时，还应在计算厚度基本上，增长腐蚀裕度C2。由此得到筒体设计厚为
式中：δd ——圆筒设计厚度，mm；
Di ——圆筒内径，mm；
p ——容器设计压力，MPa；f
φ——焊接头系数。
由于p与[δ]tφ比很小，采用简写式： .
依照表8-6[2]，设计温度为98.91℃≈100℃，采用碳素钢钢板，查得钢号为Q235-B，钢板原则为GB912，在此设计温度下许用应力为113MPa，
计算压力
圆筒内径：
焊接头系数：
则，
圆整后为4mm，在钢号为Q235-B，钢板原则为GB912厚度3~4mm范畴内。

7.7.1.2 筒体参数
依照表8-6[2] 选取如下参数：
表7.3 压力容器用碳素钢钢板需用压力
钢号
钢板原则
使用状态
厚度mm
常温强度指标
100℃下许用应力
MPa
δb
MPa
δs
MPa
Q235-B
GB912
热轧
3~4mm
375
235
113

7.7.2 封头
选用原则椭圆形封头。
这种封头是由半个椭圆球和一段高度为h0圆柱形筒节构成。
公称直径：
曲面深度：
依照表8-12[2]，封头直边高度，壁厚4mm
选用EHB325椭圆形封头，其参数如下，
表7.4 EHB椭圆形封头内表面积、容积、质量
公称直径
DN
mm
总高度
H
mm
名义厚度
δn
mm
内表面积
A
m2
容积
V
m3
质量
M
kg
325
106
6
0.1292
0.0058
6.1529

7.7.3 法兰
由于在常压下操作，所有法兰均采用原则管法兰——平焊法兰。
由公称压力PN=1.0MPa。
填料筒法兰查表10-4[2]选取如下参数：
表7.5 PN=1.0MPa甲型平焊法兰尺寸与质量
公称直径DN/mm
法兰/mm
螺柱
对接筒体最小厚度/mm
连接尺寸
法兰盘厚度
高颈尺寸
质量/kg
规格
数量
D
D1
D2
D3
D4
d
甲型平焊
H
h
δ1
δ2　
R
300
415
380
350
340
337
18
26
85
25
12
22
12
12.5
M16
16
4

7.7.4 耳式支座
依照表13-5[2]，AN型耳式支座参数如下：
表7.6 AN型耳式支座尺寸/mm
支座号
支座本体容许载荷[Q]/(kN)
合用容器公称直径DN
高度
H
底板
筋板
螺栓(孔)
支座质量/kg
l1
b1
δ1
s1
l2
b2
δ2
d
螺纹
1
10
300~600
125
100
60
6
30
80
80
4
24
M20
0.7

7.8塔总高度计算
塔有效高度Z = Z提馏段 + 0.8 = 2.3 m
H = Hd + Z + (n-1)Hf + Hb = 1.5 + 2.3 + 1.5 = 5.3 m
圆整后 H = 6 m
式中：Hd ——塔顶空间高度（不涉及封头），m。取1.5 m。
Hf —— 液体再分布器空间高度，m。取0.8 m。
Hb —— 塔底空间高度，m。取1.5 m。
n —— 填料层分层数。

八 塔设计计算参数总汇
表8.1 塔设计计算参数总汇
项目
符号
单位
计算数据
提馏段
平均压强
Pm
kPa
101.325
平均温度
t
℃
99.72
平均流量
气相
Vs
m3/s
0.6354
液相
Ls
m3/s
0.0006750
理论塔板数
NT
块
5
塔有效高度
Z
m
2.3
塔径
D
m
0.3
空塔气速
u
m/s
0.9806

九 辅助设备选取
9.1 预热器选取
表9.1 预热器设计参数
预热器名称

介质
温度℃
进
出
进料预热器
壳程
常压下饱和蒸汽
100
100
管程

25
89.54
Q=FMFcp(tb-tF)
进料温度：tF = 25℃
泡点温度：tb = 89.54℃
F = 126kmol/h
查液体比热容图得：cp,甲醇 = 2.569 kJ/(kg·K)，cp ,水 = 4.173 kJ/(kg·K)
kJ/(kg·K)
查[1]表4-8（K值得大体范畴）：取总传热系数K = 1500 W/(m2·℃)
Q = FMFcp(tb-tF) = J/s
由于热流体为饱和蒸汽冷凝， Q = Whγ = F MF(tb - tF)
查表得t = 100℃时，γ = 2258.4 kJ/kg 则，Wh = 277 kg/h
℃
传热面积：
圆整后

在[1]附录中选取换热器：

表9.2 固定管板式热互换器系列参数
外壳直径D/mm
273
公称压强pg/(kgf/cm2)
25
公称面积A/m2
4
管子排列办法
正三角排列
管长l/m
2
管子外径d0/mm
25
管子总数N/根
32
管程数
2
壳程数
1
管程通道面积/m2
0.00503

换热器实际传热面积：

W/(m2·℃)
定性温度为t =（25+89.54）/ 2 = 57.27℃，查表得，
ρ = 0.97595 g/m3，μ = 0.56mPa·s，λ = 0.5446 W/(m·K)，cp = 4.2059 kJ/(kg·K)

W/(m2·℃)
W/(m2·℃)

经计算，在传热任务所规定换热条件下，实际面积不不大于所需面积
安全系数=
表白该换热器可用于原料预热。

9.2进料泵选取

圆整后 V = 3 m3/h

表9.3 扬程计算有关参数数值
uL/m/s
1.0
Re
51602
ΔZ/m
6
ε/d
0.000877
ε/mm
0.05
λ
0.0335
d/mm
20
ζ
0.75
ρLm/kg/m3
961.3
ΣHf/ m
0.519
μL/mPa·s
0.56
换热器
4.9

损失/m

涉及换热器压头损失为
圆整后 H = 12 m
则查[1]选取IS80-65-125型号泵,其参数为：

表9.4 IS80-65-125型离心泵性能参数
泵型号
流量/
(m3/h)
扬程/
m
转速/
(r/min)
气蚀余量/
m
泵
效
率
/%
功率/kW
参照价格/元
泵外形尺寸
（长×宽×高）
/mm
泵口径/mm
轴功
率
配带
功率
吸
入
排
出
IS50-32-250
3.75
20.5
1450
2.0
23
0.91
15
850
600×320×405
50
32

十 参照文献
[1] 管国锋，赵汝溥。化工原理。第二版。北京：化学工业出版社，.
[2] 董大勤。化工设备机械基本。北京：化学工业出版社，.
[3] 刘光启，马连湘。化学化工物性数据手册，有机卷。北京：化学工业出版社，.
[4] 潘国昌，郭庆丰。化工设备设计。北京：清华大学出版社，1996.
[5] 潘红良，郝俊文。过程设备机械设计。上海：华东理工大学出版社，.
[6] 时均，汪家鼎。化学工程手册。第二版。北京：化学工业出版社，1996.
[7] 王树楹。当代填料塔技术指南。北京：中华人民共和国石化出版社，1998.
[8] 顾芳珍，陈国桓。化工设备设计基本。天津：天津大学出版社，1994.
[9] 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.
[10] 汤吉海。ASPEN PLUS 在化工设计过程中应用。南京：南京工业大学教材。