甲醇水筛板精馏塔化工原理课程设计.doc

·甲醇-水二元筛板精馏塔设计

化工与材料工程学院
《化工原理》专业课程设计

设计题目 常压甲醇－水筛板精馏塔设计

课程设计时间2011、11、25——2011、12、14

化 工 原 理 课 程 设 计 任 务 书

设计题目： 常 压 甲醇－水 筛 板 精 馏 塔 的 设 计
设计条件：
常压 P=1atm（绝压）
处理量：95kmol/h
进料组成0.55 馏出液组成0.965
釜液组成0.035 （以上均为摩尔分率）
加料热状况 q=1.0
塔顶全凝器 泡点回流
回流比 R=(1.1—2.0)Rmin
单板压降 ≤0.7kPa
设计任务：
1． 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算）。
2． 画出带控制点的工艺流程图（2号图纸）、精馏塔工艺条件图（2号图纸）。
3． 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。
专业：化工与材料工程学院班级：化工0906姓名：于清波
设计日期： 2011 年 11 月 25 日至 2011 年 12 月 14 日

一．前言 5
1.精馏与塔设备简介 5
2.体系介绍 5
3.筛板塔的特点 6
4.设计要求: 6
二、设计说明书 7
三．设计计算书 8
1.设计参数的确定 8
1.1进料热状态 8
1.2加热方式 8
1.3回流比（R）的选择 8
1.4 塔顶冷凝水的选择 8
2.流程简介及流程图 8
2.1流程简介 8
3.理论塔板数的计算与实际板数的确定 9
3.1理论板数计算 9
3.1.1物料衡算 9
3.1.2 q线方程 9
3.1.3平衡线方程 10
3.1.4 Rmin和R的确定 10
3.1.5精馏段操作线方程的确定 10
3.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定 10
3.1.7提馏段操作线方程的确定 10
3.1.8逐板计算 10
3.1.9图解法求解理论板数如下图: 12
3.2实际板层数的确定 12
4精馏塔工艺条件计算 12
4.1操作压强的选择 12
4.2操作温度的计算 13
4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 13
4.3.1 密度及流量 13
4.3.2液相表面张力的确定： 14
4.3.3 液体平均粘度计算 15
4.4塔径的确定 15
4.4.1精馏段 15
4.4.2提馏段 17
4.5塔有效高度 17
4.6整体塔高 17
5.塔板主要工艺参数确定 18
5.1溢流装置 18
5.1.1堰长lw 18
5.1.2出口堰高hw 18
5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af 18
5.1.4降液管底隙高度h0 19
5.2塔板布置及筛孔数目与排列 19
5.2.1塔板的分块 19
5.2.2边缘区宽度确定 19
5.2.3开孔区面积Aa计算 19
5.2.4筛孔计算及其排列 20
6.筛板的力学检验 20
6.1塔板压降 20
6.1.1干板阻力hc计算 20
6.1.2气体通过液层的阻力Hl计算 21
6.1.3液体表面张力的阻力计算hσ计算 21
6.1.4气体通过每层塔板的液柱高hp 21
6.2 筛板塔液面落差可忽略 21
6.3液沫夹带 21
6.4漏液 22
6.5液泛 22
7.塔板负荷性能图 22
7.1漏液线 22
7.2液沫夹带线 23
7.3液相负荷下限线 24
7.4液相负荷上限线 24
7.5液泛线 24
7.6操作弹性 25
8. 辅助设备及零件设计 26
8.1塔顶冷凝器（列管式换热器） 26
8.1.1方案Ⅰ：垂直管 26
8.1.2方案Ⅱ：水平管 29
8.2各种管尺寸的确定 30
8.2.1进料管 30
8.2.2釜残液出料管 30
8.2.3回流液管 31
8.2.4再沸器蒸汽进口管 31
8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管 31
8.2.6冷凝水管 32
8.3冷凝水泵 32
9.设计结果汇总 33
10. 参考文献及设计手册 35
四．设计感想 35
一．前言
1.精馏与塔设备简介
蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的甲醇-水体系，加热甲醇（沸点64.5℃）和水（沸点100.0℃）的混合物时,由于甲醇的沸点较水为低,即甲醇挥发度较水高,故甲醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。
在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。
蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即苯-甲苯体系。
在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。
塔设备一般分为阶跃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。
　　筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。

2. 体系介绍
甲醇－水体系汽液平衡数据 (101.325kPa)：
x
0
0.0531
0.0767
0.0926
0.1257
0.1315
0.1674
0.1818
0.2083
0.2319
y
0
0.2834
0.4001
0.4353
0.4831
0.5455
0.5585
0.5775
0.6273
0.6485
t/℃
100
92.9
90.3
88.9
86.6
85.0
83.2
82.3
81.6
80.2
x
0.2818
0.2909
0.3333
0.3513
0.4620
0.5292
0.5937
0.6849
0.7701
0.8741
1.00
y
0.6775
0.6801
0.6918
0.7347
0.7756
0.7971
0.8183
0.8492
0.8962
0.9194
1.00
t/℃
78.0
77.8
76.7
76.2
73.8
72.7
71.3
70.0
68.0
66.9
64.7
甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值：

50
60
70
80
90
100
ρ甲醇
760
751
743
734
725
716
ρ水
988.1
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
µ甲醇

0.350
0.306
0.277
0.251
0.225
µ水

0.479
0.414
0.362
0.321
0.288
σ甲醇

18.76
17.82
16.91
15.82
14.89
σ水

66.2
64.3
62.6
60.7
58.8

3.筛板塔的特点
筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小
孔径筛板(孔径为3—8mm)和大孔径筛板(孔径为10—25mm)两类。工业应用小以小孔径
筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。
筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。
应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减
小，传质效率下降．故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，
可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。
4.设计要求:
设计条件：
体系：甲醇-水体系
常压 P=1atm（绝压）
处理量：95kmol/h
进料组成0.55 馏出液组成0.965
釜液组成0.035 （以上均为摩尔分率）
加料热状况 q=1.0
塔顶全凝器 泡点回流
回流比 R=(1.1—2.0)Rmin
单板压降 ≤0.7kPa

二、设计说明书
（1） 设计单元操作方案简介
蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。
蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。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，以便准确控制回流比。
（2） 筛板塔设计须知
（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。
（2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。
（3） 筛板塔的设计程序
（1）选定塔板液流形式、板间距 HT、溢流堰长与塔径之比lw/D、降液管形
式及泛点百分率。
（2）塔径计算。
（3）塔板版面布置设计及降液管设计。
（4）塔板操作情况的校核计算——作负荷性能图及确定确定操作点。

三．设计计算书
1.设计参数的确定
1.1进料热状态
泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q＝1。
1.2加热方式
精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130℃）间接水蒸汽加热。
1.3回流比（R）的选择
实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L’，V’增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R＝（1.2～2）Rmin。

1.4 塔顶冷凝水的选择
采用深井水，温度t＝12℃

2.流程简介及流程图
2.1流程简介
含甲醇0.55（摩尔分数）的甲醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含甲醇0.965），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含甲醇0.035）。
2.2简略流程图如下：

3.理论塔板数的计算、实际板数的确定及热量衡算
3.1理论板数计算
3.1.1物料衡算
已知进料量F＝95kmol/h，进料组成XF＝0.55，进料q＝1
设计要求：XD＝0.965，Xw=0.035
衡算方程 ：

F=D+W 95=D+W D=52.61Kmol/h
FXF=DXD+WXW 95*0.55=0.965D+0.035W W=42.39Kmol/h
3.1.2 相对挥发度的确定
纯组分的饱和蒸汽压Ｐ０与温度ｔ的关系

A
B
Ｃ
甲醇
８．０８０９７
１５８２．２７１
２３９．７２６
水
８．０７１３１
１７３０．６３０
２３３．４２６
㏒＝Ｐsat=A-Ｂ／（Ｔ＋Ｃ）　　Ｔ用℃表示，P用㎜Hg表示。
α顶=4.169 α底=3.573
α= α=3.860
Xe=0.55代入公式的：

（Xe,Ye）=(0.55,0.825)

3.1.3Rmin和R的确定

R

N
1.1
0.561
0.0327
0.610
14.795
1.2
0.612
0.0633
0.590
13.878
1.3
0.663
0.1190
0.550
12.556
1.4
0.714
0.127
0.510
11.449
1.5
0.765
0.1445
0.502
11.200
1.6
0.816
0.1685
0.490
10.961
1.7
0.867
0.1698
0.485
10.730
1.8
0.9182
0.2127
0.465
10.296
1.9
0.969
0.2331
0.451
10.091
2.0
1.020
0.2525
0.448
10.050

根据图可知R=1.138
在(1.1—2.0)之间，符合要求。
3.1.4精馏段操作线方程的确定
精馏段操作线方程：

3.1.5精馏段和提馏段气液流量的确定
已知 D＝52.61kmol/h R＝0.765
精馏段：L＝RD＝40.247kmol/h
V＝（R＋1）D＝92.857kmol/h
提馏段：L’＝L＋qF＝135.247kmol/h
V’＝V－（1－q）F＝V＝92.857kmol/h
3.1.6提馏段操作线方程的确定
提馏段操作线方程：

采用逐板计算法：
XD=y1=0.965 x1=0.877
y2=0.9268 x2=0.7663
y3=0.8788 x3=0.6527
y4=0.8296 x4=0.5577
y5=0.7884 x5=0.4912<0.55
因x5<xq，第五块上升的气相组成由提馏段操作方程计算，
y6=0.6995 x6=0.3762
y7=0.5320 x7=0.2275
y8=0.3153 x8=0.1066
y9=0.1393 x9=0.0402
y10=0.0426 x10=0.0114<0.035
所需总理论板数为10块，第5块板为加料板，精馏段需5块板。

全塔效率：
3.2热量衡算
3.2.1比热容及汽化热的计算

比热容（kj/kmol.k)

60
70
80
90
100
甲醇
88.3

94.29

101.3
水
75.294
75.366
75.51
75.672
75.816
汽化潜热
T
60
80
100

甲醇（kj/kg）
1128
1070
1030

T
62
64
66
68
水(j/mol)
42329
42241
42153
42065
(1)塔顶温度td =64.85℃时，内插法求得

同理可分别求出：
(3)进料塔温度tF=72.15℃时，比热容

(3)塔底温度tw=94.23℃时，比热容

(4)塔顶温度下的汽化潜热
根据内插法：
td =64.85℃

3.2.1热量衡算
（1）0℃时塔顶上升的热量，塔顶0℃为基准

（2）回流液的热量 td =64.85℃

(3)塔顶馏出液热量

(4)进料热

(5)塔底残液热

(6)冷凝管消耗热

(7)再沸器提供热：塔釜热损失10%。即

即实际热负荷：

计算得：

热量衡算结果
项目
进料
冷凝器
塔顶馏出液
塔底残液
再沸器
平均比热容kj/kmol.k
84.506
--------
89.12
76.6
------
热量Q（kj/h）
2042594.53
2863678.44
1167550.426
1192893.811
24324540.82

4精馏塔工艺条件计算
4.1操作压强的选择
应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。
塔顶压力P顶=101.3=101.3kPa
单板压降ΔP=0.7kPa
进料板压力pF=101.3+0.7*9=107.6kPa
塔底压力pw=101.3+0.7*13=115.3kPa
精馏段平均压力pm=(101.3+107.6)/2=110.4kPa
提留段平均压力pm' =(107.6+110.4)/2=105.85kPa

4.2操作温度的计算
利用汽液平衡数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW
塔顶温度： tD=64.85 ℃
进料温度： tF=72.15℃
塔底温度： tW=94.23℃
精馏段平均温度：t1=68.55℃
提溜段平均温度：t2=79.54℃
4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算
4.3.1 密度及流量
甲醇分子量为：32.04kg/kmol (Ma)　　　　　水的分子量为：18.01 kg/kmol (Mb)　　　
加料甲醇含量：x=0.55(质量分数) 塔底甲醇含量：x=0.061（质量分数） 塔顶甲醇含量：x=0.898（质量分数）

Ⅰ、精馏段
精馏段平均温度：68.55℃
精馏段平均液相组成：
精馏段平均汽相组成：
精馏段液相平均分子量：
精馏段气相平均分子量：
液相密度：
气相密度：
液相流量：
气相流量：
Ⅱ、提馏段
提馏段平均温度：79.54℃
提馏段平均液相组成：
提馏段平均气相组成：
提馏段液相平均分子量：
提馏段气相平均分子量：
液相密度：
气相密度：
液相流量：
气相流量：
4.3.2液相表面张力的确定：
查图知：二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算

其中

上述诸式中 下标 W,O,S------分别代表水、有机物及表面部分；
Xw，Xo-----主体部分的分子数：
Vw，Vo------主体部分的分子体积；
σw，σo-----分别为纯水、有机物的表面张力；
对甲醇q=1。
塔顶液相表面张力
=64.855℃，

代入上式得：
塔顶液表面张力：
进料板液相表面张力
tF=72.15℃,

代入上式得：
进料液相表面张力：
塔底液相表面张力
tw=96.76℃，

代入上式得：
塔底液相表面张力：
精馏段平均液相表面张力
提馏段平均液相表面张力
全塔平均液相表面张力
4.3.3 液体平均粘度计算
塔顶温度：t1=64.85℃

提溜段塔底温度：t2=94.23℃

4.4塔径的确定
4.4.1精馏段
欲求塔径应先求出空塔气速 u＝安全系数×umax
功能参数：
取塔板间距=0.35m，板上液层高度，
那么分离空间：- h1=0.35-0.05=0.30m

从史密斯关联图查得：，由于

圆整得 D=0.8m
塔截面积：
实际空塔气速：
4.4.2提馏段
功能参数：
取塔板间距=0.35m，板上液层高度，
那么分离空间：
- h1=0.35-0.05=0.30m
从史密斯关联图查得：，由于

圆整取： D'=0.8m
塔截面积：
空塔气速：
4.5塔有效高度
三精馏段有效高度
提馏段有效高度
从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米
所以应多加高(0.7-0.35)×[33/7]=1m
Z=++1.0=9.9+4.95+1.0=15.58m
4.6整体塔高
(1)塔顶空间HD
取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共为1.32m
(2)塔底空间
塔底储液高度依停留4min而定
m
取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间开一直径为0.6米的人孔 1+0.803=1.803m
(3)整体塔高
5.塔板主要工艺参数确定
5.1溢流装置
选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。
5.1.1堰长lw
取堰长lw=0.65D,lw=0.52m
5.1.2出口堰高hw
查图可知
E=1.02
hw＝hL－how 其中
h，
得how=0.005607m ，how‘= 0.007626m
hw取0.04439m hw'取0.04237m
5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af
查图知 m
精馏段：

验算液体在降液管内停留时间

提镏段：

验算液体在降液管内停留时间

停留时间>5s 故降液管尺寸可用。
5.1.4降液管底隙高度
，取
则精馏段：

提镏段：

故降液管底隙高度设计合理
5.2塔板布置及筛孔数目与排列
5.2.1塔板的分块
D≥800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为3块。
5.2.2边缘区宽度确定
取
5.2.3开孔区面积计算

5.2.4筛孔计算及其排列
物系无腐蚀性，选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
开孔率为φ=0.907
筛孔数目n为个

精馏段气体通过阀孔的气速:

提馏段气体通过阀孔的气速:

6.筛板的力学检验
6.1塔板压降
6.1.1干板阻力计算
由/δ=1.67查图得=0.84

精馏段：
m
提馏段：
m

6.1.2气体通过液层的阻力Hl计算
精馏段：

由图查取板上液层充气系数

提馏段：

4
由图查取板上液层充气系数

6.1.3液体表面张力的阻力计算计算
精馏段：=液柱
提馏段：=液柱
6.1.4气体通过每层塔板的液柱高
可按下计算
∴精馏段=0.050+0.029+0.00184=0.08084m液柱
提馏段=0.033+0.031+0.00184=0.06584m液柱

6.2 液面落差
对于D1.6m的筛板，液面落差可以忽略不计。
6.3液沫夹带
(kg液/kg气)

精馏段：
提馏段：
本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求.
6.4漏液的验算
筛板塔,漏液点气速
带入数据得：
精馏段，
提馏段
实际孔速:精馏段＞,提馏段＞，
稳定系数:
精馏段，
提馏段
均大于1.5小于2,所以设计无明显液漏符合要求.
6.5液泛的验算
为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高Hd≤φ()
对于设计中的甲醇-水体系φ=0.5, Hd≤0.5=0.197m
由于板上不设进口堰
精馏段
液柱

提馏段

所以不会发生淹泛现象
以上各项流力学验算可认为精馏段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
7.塔板负荷性能图
7.1漏液线
由

得
精馏段：
=

得=
提馏段：
=

得=

精馏段
0.34
0.36
0.38
0.39
提馏段
0.30
0.33
0.35
0.36

7.2雾沫夹带线
以kg液/kg气为限求-关系：
由
精馏段：

整理得
提馏段：

整理得

精馏段
0.11
0.0089
0.081
0.073
提馏段
0.113
0.099
0.09
0.082

7.3液相负荷下限线
对于平流堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，由式计算
精馏段：
提馏段：
7.4液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留的下限
故
精馏段：
提镏段：
7.5液泛线
Hd=φ()
由，，，
得
其中带入数据
精馏段 提馏段
所以精馏段
提馏段

精馏段
1.25
1.18
1.13
1.09
提馏段
0.42
0.39
0.35
0.29

7.6操作弹性
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，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线

由图，
故精馏段操作弹性为/=3.56

由图，
故提馏段操作弹性为/=4.93
精馏段提馏段操作弹性均大于3小于5,符合要求。
8. 辅助设备及零件设计
8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）
甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式

8.1.1.1估计换热面积
①．甲醇-水冷凝蒸汽的数据
tD=65.05℃冷凝蒸汽量：
由于甲醇摩尔分数为0.965,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg
②．冷凝水始温为12℃，取冷凝器出口水温为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）

ρ（kg/m3）
Cp(KJ/k.℃)
μ[kg(s.m)]
λ(w/(m.℃))
甲醇-水
1.156
2.596
45×10-5
0.1888
水
998.8
4.1862
111．1×10-5
0.5887
③a. 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*12.2=14.64m2
管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s
管数：个
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/mm
600
管子尺寸/mm
25
公称压力 PN/（MPa）
1.6
管子长l/m
1.5
管程数Np
2
管数n/根
113
壳程数Ns
1
管心距t/mm
31.25
管子排列
正三角排列

核算管程、壳程的流速及Re:
（一）管程
流通截面积：
管内水的流速

（二）壳程
流通截面积： 取=11

壳内甲醇-水流速
当量直径

8.1.1.2计算流体阻力
管程流体阻力
设管壁粗糙度ε为0.1mm，则ε/d=0.005,
查得摩擦系数λ=0.022

符合一般要求
壳程流体阻力

Re=661.2>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
=8376.9Pa<10kPa
故管壳程压力损失均符合要求

8.1.1.3计算传热系数
管程对流给热系数
膜的雷诺数所以为垂直湍流管
=3.89×104
壳程对流给热系数
Re=661.2
Pr0===8
=0.36
=837.8
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
所选换热器实际面积为
A=n=13.3m2
裕度
所选换热器合适

釜式再沸器：
计算热负荷：

考虑到5%的热损失后
选用0.2MPa饱和水蒸气加热，℃
因两侧均为恒温相变 ℃
取传热系数K=1000W/（m2.K）
估算传热面积
取安全系数0.8，实际传热面积A=172.9/0.8=216.12m2

原料预热器
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Cp甲醇=2.48 kJ/(kg•K) Cp水=4.183 kJ/(kg•K)
摩尔分数 xF=0.20
根据上式可知：Cpc=2.48×0.2+4.138×0.8=3.8064kJ/(kg•K)
设加热原料温度由20℃到81.7℃

考虑到5%的热损失后
选择传热系数K=800 w/(m2•K)
计算传热面积：
℃

取安全系数为0.8
A实际=5.23/0.8=6.6m2

8.2.2釜残液出料管
釜残液的体积流量：

取适宜的输送速度uw=1.6m/s则

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：12mm2.5mm
8.2.3回流液管
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：ϕ20mm3.5mm
8.2.4再沸器蒸汽进口管
V=0.023×18/0.65=0.637
设蒸汽流速为23m/s,
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ188mm12.5mm
8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管
V=0.023×32.04/1.147=0.64
设蒸汽流速为20m/s,
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ202m13mm m
8.2.6冷凝水管
深井水温度为12℃，水的物性数据：
ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363,
深井水的质量流率，取流速为2m/s
管径
选取 Φ159×4.5mm热轧无缝钢管
实际流速为

8.2. 1 进料管

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：70mm2mm

8.2.2塔底出料管

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：60mm2mm
8.2.3回流液管
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：ϕ62mm2mm

8.2.4再沸器蒸汽进口管

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ68mm8mm
8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管
,
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ1918mm m
8.2.6冷凝水管
深井水温度为12℃，水的物性数据：
ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363,
深井水的质量流率，取流速为2m/s
管径
选取 Φ159×4.5mm热轧无缝钢管
实际流速为
8.3冷凝水泵
雷诺数
取ε=0.01，,查图摩擦系数λ=0.0315
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
ξ
0.5
6
0.75×4
9.5
设管长为5米,
=
=4.44
扬程 取20m
流量
选择IS100-65-250型离心泵,参数为
流量V=120,扬程,H=74.5m转速
泵效率,Ƞ=73%轴功率Na=33.3kW

9.设计结果汇总
筛板塔设计计算结果及符号汇总表
参数符号
参数名称
精馏段
提馏段
T m (C)
平均温度
68.5
83.19
P m (kpa)
平均压力
104.45
111.45
M Lm(kg/kmol)
液相平均摩尔质量
28.61
22.01
M Vm(g/kmol)
气相平均摩尔质量
35.509
24.054
ρlm (kg/m)
液相平均密度
798.20
893.28
ρvm (kg/m)
气相平均密度
1.0896
0.982
σm (dyn/cm)
液体平均表面张力
27.81
47.91
μm (mpa·s)
液体平均粘度
0.3533
0.2846
Vs(m/s)
气相流量
0.7221
0.6580
Ls (m/s)
液相流量
0.00040065
0.00063552
N