第三章物料衡算3.1精餾塔的物料計算3.1.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率甲醇的摩爾質量：Ma=30.02kg/kmol水的摩爾質量：M「18.02kg/kmol進料:0.76/32.04塔頂:x= =0.6404F進料:0.76/32.04塔頂:x= =0.6404F0.76/32.04+0.24/18.020.99/32.04塔底:xd0.99/32.04+0.01/18.020.001/32.04=0.9823Xw_0.001/32.04+0.999/18.02=0.00063.1.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量進料:M=0.6404X32.04F(1-0.6404)X18.02=27.00kg/kmol塔頂:M=0.9823X32.04D進料:M=0.6404X32.04F(1-0.6404)X18.02=27.00kg/kmol塔頂:M=0.9823X32.04D(1-0.9823)X18.02=31.79kg/kmol塔底:M=0.0006X32.04W(1-0.0006)X18.02=18.03kg/kmol3.1.3物料衡算本次設計甲醇精餾蒸發的年產量為2萬噸/年，生產時間以8000小時計D=20000*1000=78.64kmol/h8000x31.79由于F由于F=D+WFxF=DXd+WX)/(x-x)F=D)/(x-x)=0.9823-0.0006/0.6404-0.0006=120.66kmol/hW=F—D=120.66—78.64=42.02kmol/hF=120.66KMol/h甲醇0.6404水0.2596W甲醇0.001水0.999甲醇0.99水0.01圖3-1精餾塔物料衡算示意圖計算結果列入表3-1表3-1精餾塔物料衡算表組分塔頂塔底進料摩爾流量（kmol/h）78.6442.02120.663.1.4回流比的計算q值的確定MAH+MC(t-1)C(t-1)

q= r ^-i。=1+—^-i2—MAH AHrr根據化工工藝設計手冊知：Cp=0.7kcal/kg=2.926kj/kgAHr=35.65kJ/mol=(35.65kJ/mol)x32kg/kmol=1140.8kJ/mol1140.8q=1+是頸64一60)=1.010

1140.8?.?q>1...物料為泡點進料。即X廣七畫出平衡曲線根據表2-7甲醇-水的氣液平衡數的計算數據，畫出溫度-組成曲線如下圖3-2、氣液平衡曲線如下圖3-3所示圖3-2甲醇水的t-x-y圖圖3-3甲醇水的x-y圖

最小回流比和操作回流比的求取0.982-0.855=05910.855-0.640 .由于泡點進料，x廣七0.982-0.855=05910.855-0.640 .R=*

miny—x因為R/Rmin在1.1-2.0的范圍內取值，取R/Rmin=1.5故得操作回流比：R=0.8865L=RD，R為回流比貝U，L=0.8865xD=0.8865x78.64=69.71kmol/hV=（78.64+69.71）/0.99=9149.84kmol/h3.2全凝器的物料衡算冷凝器的物料衡算示意圖，如圖3-4。列冷凝器的總物料衡算式V=D+L由于尾氣的量較?。ㄒ话悖?.5%）在衡算中可先忽略不計總物料衡算V=L+D+1%V（其中1%V為尾氣，尾氣有獨自的水冷凝與鹽冷凝系統，但由于量太少，此處不作討論。）V64°C圖3-4全凝器的物料衡算示意圖冷凝器總物料衡算式：V=L+D式中L=RDR為回流比，經計算取R=0.8865。則：L=0.8865XD=0.8865X78.64=69.71kmol/hV=78.64+69.71=149.84kmol/h計算結果列入下表組分進冷凝器回流產出摩爾流量(kmol/h)149.8469.7178.64摩爾分數 甲醇0.98230.98230.9823% 水0.01770.01770.0177考慮尾氣損失，取進全凝器蒸汽的0.5%,即：V尾氣］=0.5%VS=0.005X149.84=0.749kmol/h則出全凝器的甲醇液的摩爾流量為L1=VS-V尾氣］=149.84-0.749=149.09kmol/h

3.3再沸器的物料衡算再沸器的物料衡算示意圖，如圖3-5。圖3-5再沸器物料衡算示意圖所需的低壓蒸汽用量可由熱量衡算求得。3.4其他設備的物料衡算3.4.1緩沖罐的物料衡算考慮尾氣損失，取進全凝器蒸汽的0.5%,即：V尾氣2=0.5%L1=0.005X149.09=0.745kmol/h則出緩沖罐甲醇液的摩爾流量為L2=L1-V尾氣2=149.09-0.745=148.35kmol/h.??實際的甲醇產品的摩爾流量為D=-^=148.35=78.64kmol/hsR+10.8865+1化為體積流量為V實際產量=DM=況64X31.79=3.18m3/V實際產量P 758.7D實際的回流摩爾流量為Rs=0.8865Ds=0.8865x78.64=69.7\kmol/h緩沖罐體積估算取緩沖時間為24h，即該緩沖罐可以維持24小時的產品供應。V緩沖罐=（0.8865+1）3.\8X24=\43.98m33.4.2甲醇大貯壇的體積估算取貯藏時間為24h,即該緩沖罐可以維持24小時的產品供應。甲醇大貯壇的體積為V甲享大貯壇=24X3.18=76.32m3殘液貯壇的體積估算實際塔釜WS=42.02kmol/h化為體積流量WMV=―s——w42.02x\8.02— —(1797m3PWxJ. 〃ZJ950取貯藏時間為24h,則V殘液貯壇=2"0.797=\9.\細3粗甲醇大貯壇的體積估算實際進料的體積流量為—丁-120.66x27=3.96m3fp 823F取貯藏時間為24h,則粗甲醇大貯壇的體積為V粗甲醇大貯壇=24X3.96=95.04m3第四章熱量計算4.1精餾塔的熱量衡算計算基準：以小時產量（單位為kmol/h）為基準。溫度基準為0°C（熱力學溫度273.15K，計算中涉及的溫度為溫差）。精餾塔的能量衡算示意圖如圖4-1：Q149.84kmol/h「64°C120.66kmol/h-Ql60°C69.71kmol/hQ 40°CF, QbQ=0.1QW242.13kmol/hb110°C4-1精餾塔的能量衡算示意圖：熱平衡式：QF+QL+Qb=Qv+Qw+Qn式中：Qf，Ql，Qb，Qv，Qw均為顯熱,需要熱容數據。計算中先按常壓下求取，然后再進行壓力校正。進料帶入的熱量Qf根據進料甲醇水溶液，tF=60C,PF=1atm查《化學化工物性數據手冊》（有機卷）得，CpF=3.5kJ/kg?K進料甲醇水溶液的質量流量為Gf=FMf=120.66X27=13257.82kg/h△tF=60-0=60KAHF=CpFAt=3.5X60=210kJ/kgQf=GfHf=3257.82X210=684142.2kJ/h塔底產品帶出的熱量QW根據塔釜殘液，AtW=110-0=110K,P=1atm查《化學化工物性數據手冊》（無機卷）得，CPW=4.2kJ/kg-K塔釜殘液的質量流量為Gw=WMw=42.02X18.03=757.62kg/hHw=CpwAtw=4.2X110=462kJ/kgQw=GwHw=757.62X462=350020.71kJ/h塔頂蒸汽帶出的熱量QV由已知，AtV=64-0=64K,P=1atm查《化學化工物性數據手冊》（有機卷）得，Cpv=3.8kJ/kg-K塔頂蒸汽的質量流量為Gv=VMv=31.79X149.84=4763.41kg/hHv=CPVAtV=3.8X64=243.2kJ/kgQv=GvHv=4763.41.57X243.2=1158462.19kJ/h回流帶入的熱量ql根據回流液，AtL=40-0=40K，P=1atm查《化學化工物性數據手冊》（有機卷）得，Cpl=2.8kJ/kg-K回流液的質量流量為GL=LML=69.71X31.79=2216.08kg/hHL=CPLAtL=2.8X40=112kJ/kgQl=GlHl=2216.08X112=248201.06kJ/h塔釜再沸器帶入的熱量Qb設備向外界散發的熱損失Qn熱損失Qn可由傳熱速率方程計算，一般估算可取Qn=0.1Qb根據總能量衡算式：QF+QL+Qb=QV+QW+Qn貝0 ， Qb=n ( Qv+Qw-Ql-Qf )T?i(1158462.19+350020.71-248201.06-684142.2)=640155.16kJ/h4.2再沸器的熱量衡算再沸器的熱量衡算示意圖如圖4-2：Qb――蒸汽383K ）—熱水一 Q損失1圖4-2再沸器的熱量衡算示意圖再沸器總量衡算式：Qb=Q汽化-Q損失i式中Qb 再沸器的熱負荷，單位kJ/h；Q汽化一一高溫水蒸汽的汽化潛熱，單位kJ/h；Q損失］——再沸器的熱損失，取Q汽化的10%，單位kJ/h。再沸器的熱負荷Qb由全塔熱量衡算已求出：Qb=640155.16kJ/h蒸汽用量G1查《化學化工物性數據手冊》（無機卷），得T=383.15K，P=0.7MPa下水的潛熱r水=2175kJ/kg由Qb=Q汽化-Q損=G蒸汽r水-Q損nQb=G蒸汽r水則，加熱蒸汽的用量為蒸汽1.1X640155.16蒸汽1.1X640155.162175=323.76kg/h4.3冷凝器的熱量衡算Q進水冷凝器的熱量衡算示意圖如圖4-3Q進水Q出水337K305K/Q尾氣qv337K305K/Q尾氣qv出298KQ損失2313K圖4-3冷凝器的熱量衡算示意圖冷凝器總熱量衡算式：Qv-Qv出-Q甲醇蒸汽=Q出水-Q進水-Q損失2式中Qv，Qv出，Q出水——均為顯熱，需要熱容數據，計算中先按常壓下求取，然后再進行壓力校正；Q進水——Q進水=Qd+Ql；Q損失2 熱損失，取總換熱量的10%。4.3.1進冷凝器蒸汽的熱量Qv在精餾塔的熱量衡算中已算出：Qv=1158462.19kJ/h4.3.2出冷凝器產品的熱量。八v出出冷凝器產品的質量流量為Gv出=149.84X31.79=4763.41kg/h

出冷凝器產品的溫度為△&出=40-0=40K出冷凝器產品帶走的熱量Qv出二Gv出CpQtv出=4763.41X2.8X40=533502.32kJ/h4.3.3尾氣帶走的熱量Q尾氣1已知出冷凝器的尾氣量為進冷凝器蒸汽量的0.5%,則Q尾氣「0.5%Qv=0.005X1158462.19=5792.31kJ/h4.3.4塔頂冷凝器的冷卻負荷Qa=1.1(Qv-Qv出-Q尾氣)二1.1(1158462。19-533502.32-5792.31)=681084.32kJ/h4.4預熱器的熱量衡算預熱器的熱量衡算示意圖如圖4-4：Q粗甲醇333.15KQ粗甲醇333.15K Qf343.65KQ損失3圖4-4預熱器的熱量衡算示意圖預熱器的熱量衡算式為：QF-Q粗甲醇=Q汽化-Q損失3式中Qf，Q粗甲醇 為顯熱，單位kJ/h；Q汽化一一加熱蒸汽的汽化潛熱，單位kJ/h；Q損失3 熱損失，取總換熱量的10%,單位kJ/h；。4.4.1進預熱器粗甲醇的熱量進預熱器粗甲醇的質量流量為G粗甲醇=Gf=3257.82kg/h由已知粗甲醇條件，At粗甲醇=25-0=25K查《化學化工物性手冊》（有機卷），得，Cpc=3.1kJkg進預熱器粗甲醇的熱量為Q粗甲醇二G粗甲醇CPC&粗甲醇=3257.82X3.1X25=252381.05kJ/h4.4.2出預熱器粗甲醇的熱量QF在精餾塔的熱量衡算中已算出：Q=684142.2kJ/hF4.4.3預熱器的熱負荷Qc=1.1（Q「Q粗甲醇）=1.1（684142.2-252481.05）=474827.67kJ/h第五章精餾塔設備工藝計算5.1精餾塔設計主要依據和條件5.1.1塔頂條件下的流量及物性參數Xd=0.9823 Xd’=0.99 D=78.64kmol/h氣相平均相對分子量MD=M甲XD+M水(1-x「=32.04X0.9823+18.03x(1-0.9823)=31.79kg/kmol液相平均相對分子量MD=MVD=31.79kg/kmolP甲P甲=765.4kg/m3P=980.96kg/m3水氣相密度PVD=』xTxP=立x273.15x1=1.150kg/m322.4TP22.4273.15+641(4)液相密度在64°C下查表2-4由內插法可以計算得到11ccc 八?=758.03kg/m30.99 0.01 1***5**8 + 756.4980.96塔頂出料的質量流量D'=DxMD=78.64x31.79=2499.89kg/h5.1.2塔釜條件下的流量及物性參數XW=0.0006 XW’=0.001 W=42.02kmol/h液相的平均相對分子量由于甲醇的濃度很小，所以液相也可以視為純水即:M=M=M=18.03kg/kmol（2）氣相密度皿=、xTxPVD皿=、xTxPVD22.4TP0=0.688kg/m3x x22.4273.15+110 1液相密度在110°C下查表2-4由內插法可以計算得到p碩=p水=950.89kg/m3液相粘度在110C下查表2-6由內插法可以計算得到日=日=0.2569mPa.s液相表面張力在110C下查表2-5由內插法可以計算得到=8水=59.87dyn/cm塔釜出料的質量流量W，=WxM碩=42.02x18.03=757.62kg/h5.1.3進料條件下的流量及物性參數Xf=0.6404 Xf’=0.76 F=120.66kmol/h由表2.7中的數據通過內插法計算可得到氣相中甲醇的含量為Yf=0.8432(1)氣相的平均相對分子量

Mvf=M甲七+M水(1-七)=32.04X0.8432+18.03x(1-0.8432)=29.85kg/kmol(2)液相的平均相對分子量MF=M甲七+M水(1-xQ=32.04x0..6404+18.03x(1-0.6404)=26.99kg/kmol氣相密度oF=虬xTxP=空x 刀3」5 x1=1.059kg/m3VF22.4TP22.4273.15+70.51液相密度在70.5°C下查表2-4由內插法可以計算得到P=P=748.66kg/m3甲P=977.25kg/m3水1oT1oT= LFx' (1-x')P「P:(5)液相粘度8甲=16.15dyn/cm水=64.88dyn/cm1 八…，，— —=793.27kg/m30.76 0.24 5 +——748.66977.25在70.5C下查表2-6由內插法可以計算得到日甲=0.3088mPas r水=0.409mPa匕=r甲Xf+R水(1-Xf)=0.3088x0.6404+0.4098x(1-0.6404)=0.3452mPa.s(6)液相表面張力在70.5C下查表2-5由內插法可以計算得到8=6x+8(1-x)=16.15x0.6404+64.88x(1-0.6404)=33.67dyn/cmLF甲F水F進料的質量流量20000x20000x1000-~8000=2500kg/h5.1.4精餾段的流量及物性參數(1)氣相的平均相對分子量礦=匕+MvfV精 231.79+29.852=30.82kg/kmol(2)液相的平均相對分子量Mld；Mlf=31.79+26.99=29.39kg/kmol(3(3)氣相密度(4(4)液相密度Pv精Pvd；Pvf=L150+L059=1.105kg/Pv精PLD；%=758.03+793.27=775.65kg/m3(5(5)液相粘度P+PLD2P+PLD2LF5.1.5提餾段的流量及物性參數(1)氣相的平均相對分子量O.3326+O.3452=0.3389mPa.s(6)液相表面張力8=&d+1f=17.33+33.67=25.50伽/cm精2(7)氣相流量摩爾流量V=(R+1)D=(0.8865+1)x78.64=148.35kmo/h精質量流量 V精=V精xMv精=148.35x31.79=4716.05kg/h液相流量摩爾流量 L精=RxD=0.8865x78.64=69.71kmo/h質量流量,“精，m精乙=獨71，2頃=1882.17廄/h29.85+18.03=23.94kg/kmol(2(2)液相的平均相對分子量(3)M+M^(3)M+M^LF226.99+18.03=22.51kg/kmol液相密度Pld；Plf=793.27+950.89=872.08kg/m3(4(4)氣相密度PL提PL提PVF+PVW21.059+0.688=0.874kg/m3(5)液相粘度七提=四lw+口lf=0.2569+0.(5)液相粘度七提=四lw+口lf=0.2569+0.3452=0.301ms2(6)液相表面張力8=」w+'f=33'67+59?87=46.77dyn/cm提2(7)氣相流量摩爾流量,=VLq-1)F因為泡點進料所以q=】V提=V精=148.35kmol/h質量流量 V，=VxM =148.35x23.94=3551.50kg/h(8)液相流量摩爾流量乙提"提+qF=69.71+120.66=190.37kmo/h質量流量乙提=乙提xM提=190.37x22.51=4285.23kg/h5.2理論塔板數的計算5.2.1精餾塔的氣一液相負荷的計算L=RD=0.8865x78.64=68.71kmol/hV=(R+1)D/0.99=(0.8865+1)78.64/0.99=149.85kmol/hL=L+F=69.71+120.66=190.37kmol/hV'=V=149.85kmol/h5.2.2求操作線方程精餾段:=0.4699x=0.4699x+0.5195 X+—D= X+ R+1R+10.8865+1 0.8865+1提餾段:LtLtWx-xx'- 0.0006=1.2704x'-0.000168149.85 149.85圖解法求理論板數采用圖解法求理論板的確定，如圖5-1所示，求解結果為總理論板層數Nt=16進料板位置Nf=11精餾段板層數10提餾段板層數6甲醇與水氣液平衡圖蠢氽頂劇g&frfr要r液相中甲醇的摩爾分數一甲醇與水氣液平衡圖圖5-1甲醇與水氣液相平衡圖5.3精餾塔的塔體工藝尺寸計算5.3.1塔徑的計算5.3.1.1填料的選擇填料是填料塔的核心構件，它提供了氣液兩相接觸傳質和傳熱的表面，與塔內件一起決定了填料塔的性質，本次設計選用規整填料，金屬板波紋250Y型填料250Y型填料具有以下特點：1，比表面積與通用型散裝填料相比可以提高近一倍，填料壓降降低通量和傳質效率均有大幅度的提高。2，與各種通用板式塔相比，不僅傳質面積大幅提高，而且全塔壓降及效率均有大幅度提高。3,250Y型填料具有整齊規范的結構，具有良好的抗堵性能，可以在較多場合使用，擴大填料塔使用的范圍5.3.1.2精餾段空塔氣速及塔徑的計算由Bain-Hougen關聯式lg[[―^.三..日0.2]=A-K(4)0.25.(―^)g&3pL Vp其中七——空塔氣速，m/sg 重力加速度，m/s2a/e3——干填料因子，m-1a——比表面積，250Y型取250m2/m3e——空隙率，250Y型取0.97m3/m3A——常數，取0.291K——常數，取1.75由前面的計算可以知道：V精=4716.05kg/hL精=1882.17kg/hpv精=1.105kg/m3pL精=775.65kg/m3r七精=0.3389mPa.s

lg[%x^^°X1.105X0.33890.2]=0.291-1.75x(1882.17)0.25x(1.105)0.1259.80.973 775.65 4716.05 775.65解得uF=3.77m/s取安全系數為0.6故u=0.6uF=0.6x3.77=2.26m/s，"精3600，"精3600pV精= =1.186m3/s3600p 3600x1.1.5V■4^ ，4x1.186s=' =0.817m:兀u\'3.14x2.26圓整后D=1m兀塔截面積A=—D2=0.785m2t4空塔氣速u=匕=11■竺=1.510m/sAt0.7855.3.1.3提餾段空塔氣速及塔徑的計算由前面的計算可以知道：V提=3551.50kg/hL提=4285.25kg/hp嘩=0.874kg/m3p頃=872.08kg/m3H =0.301mP^.s七提即lg[虬x^5^x0.874x0.3010.2]=0.291-1.75x(4285.25)0.25x(0.874)0.1259.80.973872.08 3551.50 872.08解得uF=3.72m/s取安全系數為0.6故u=0.6uF=0.6x3.72=2.23m/sVsV提巴提=二=3551.50 =1.129m3/Vs3600p 3600p 3600x0.874VV=0.803m3.14x2.23=0.803m3.14x2.23D=—— 圓整后D=1m

兀 _塔截面積A=—D2=0.785m2t4空塔氣速u=匕=1129=1.438m/s人了 0.7855.3.2液體噴淋密度的核算精餾塔液體噴淋密度為U精U精=0.785D21882.17/775.650.785x12=3.09m3/(m2?h)>0.2m3/(m2-h)提餾段液體噴淋密度為4285.23/872.08=6.26m3/(m2?h)>0.2m3/(m2.h)提= 0.785x125.3.3填料層高度計算對250Y金屬孔波紋填料，查化工工藝設計手冊得，每米填料理論板數為2.5塊，取2.5貝UHETP=—=—=0.4mn2.5由Z=NtxHETP，精餾段填料層高度為Z精=10x0.4=4.0m提餾段填料層高度為Z提=6x0.4=2.4m設計取精餾段填料層高度為4.0m，提餾段填料層高度為2.4m。故填料層的總高度為Z精+Z提=6.4m5.3.4填料層壓降的計算5.3.4.1精館段壓降的計算動能因子F=u瓦=1.510x\：1.105=1.587m/s.(kg/m3)0.5液體負荷l=3600F^^=3600x1.587x"」05=7.74m3/(m2.h)

pl 775.65用精餾段動能因子F查液體負荷l分別在5和10時每米填料壓降l 5 10AP—— 0.166 0.179Z由內插法可以計算出l=7.74m時精餾段的壓降為AP=1.73x10-4x4=6.92x10-4MPa5.3.4.提館段壓降的計算動能因子F=^P~V=1.438x10.874=1.344m/s.(kg/m3)0.5液體負荷l=3600F^^=3600x1.344x0.874=5.19m3/(m2.h)pl 872.08用精餾段動能因子F查液體負荷l分別在5和10時每米填料壓降l 5 10AP0.166 0.179Z由內插法可以計算出l=5.19m時提餾段的壓降為AP=1.665x10-4x2.4=3.996x10-4MPa故全塔的填料層總壓降AP總=6.92x10-4+3.996x10-4=10.92x10-4MPa第六章精餾系統附屬設備選型計算6.1全凝器設備工藝計算本次設計選用管殼式冷凝器，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選用列管式空氣冷凝螺旋板式換熱器，因為本次設計冷熱流體溫差不大，所以選用管殼式換熱器，被冷凝氣體走管間，以便及時排除冷凝液。查《化學化工物性手冊》(有機卷)得，甲醇在定性溫度t『(64+40)/2=52°C下的物性數據為P=773.5kg/m30P-0.394mpa-scp0=85.90kJ/kmol-K人0=0.205W/m-K查《化學化工物性手冊》(無機卷)得，水在定性溫度tm=(25+32)/2=28.5C下的物性數據為P=996kg/m3P.=0.827mpa-sCp.=4.17kJ/kmol-K人.=0.617W/m-K甲醇蒸汽-水的系統冷凝操作的傳熱系數K范圍為580?1100W/(m2?C)，初選K=840W/(m2?C)。(1)熱流量

Q0=Q=681084.32燈Q0=Q=681084.32燈/h=189.19kW(2)平均傳熱溫差AtmAt-At1At2

ln1At2(64-40)-(32-25) 17I64-40

ln 32-25=13.80°C1.23(3)傳熱面積189.19x103KAt=16.32m2840x13.80m(4)管徑由于流速對蒸汽冷凝熱系數的影響較小，并且為了使冷凝液易于排出，選擇甲醇蒸汽在管外冷凝，水流經管內。從腐蝕性、傳熱面積和價格三方面綜合考慮后，選用025X2.5mm無縫鋼管，此管的內徑d=0.02m。由《化工工藝設計手冊》下冊760頁可以進行設備選型，選型的型號為G400-I-1.6-17.6表6-1冷凝器選型參數表名稱參數名稱參數公稱直徑/mm273換熱管長度/mm6000公稱壓力/MPa1.6流通面積/m20.0119管程數/N1列管尺寸①25X2.5管子根數/n38管子排列方法三角形排列中心排管數6管心距/mm32G400-I-1.6-17.6的冷凝器的實際傳熱面積是17.6m26.2重沸器的設備計算物理參數甲醇水溶液在質量濃度為0.1%的沸點是99.8C總熱負荷為 Q=640155.16kJ/h=2675681.37kcal/hb

蒸汽溫度為131.8°C平均溫差 直=131.8-99.8=32C圖6-1圖6-1立體吸虹式再沸器關系圖 ■-?由圖6-1查得單位面積設計熱負荷為54000kcal/(m3-h)所需面積廠2675681.37F= =49.55m254000由《化工工藝設計手冊》下冊763頁可以進行設備選型，-1.6-51.1選型的型號為G800-I表6-2再沸器選型參數表名稱參數名稱參數公稱直徑/mm800換熱管長度/mm1500公稱壓力/MPa1.6流通面積/m20.1466管程數/N1列管尺寸①25X2.5管子根數/n467管子排列方法正方形排列中心排管數23管心距/mm32

G800-I-1.6-51.1的冷凝器的實際傳熱面積是51.1m26.3預熱器的選型成品冷凝器冷水進口溫度25°C，出口溫度32°C，成品進口溫度為60°C，出口溫度為70.5Co成品定性溫度為35C，此溫度的甲醇水物性數據為：p.=824kg/m3p.=0.102mPa-sCp.=3.47kJ/kmol-K人=0.282W/m-K

.熱負荷為Qd=Gf.Mdcd七=120.66x27x3.47x(70.5-60)=118698.67kj/h]=32.97kwAtmAtmAt-Atln—At2(130-25)-(130-60)―予壬—=90.6Cln 130-60進料流量AtmAAtmAt-At/At°In—1At2(70.5-60)-(32-25)35心“ =8.63C]70.5-60 0.405ln32-25傳熱面積為S=KAtm冬103S=KAtm840x8.63由《化工工藝設計手冊》下冊760頁可以進行設備選型，選型的型號為G273-H

-1.6-4.8表6-3預熱器選型參數表名稱參數名稱參數公稱直徑/mm273換熱管長度/mm2000公稱壓力/MPa1.6流通面積/m20.0050管程數/N2列管尺寸①25X2.5管子根數/n32管子排列方法三角形排列中心排管數7管心距/mm32G273-II-1.6-4.8的冷凝器的實際傳熱面積是4.8m26.4成品冷凝器的選型成品冷凝器冷水進口溫度25°C，出口溫度32°C，成品進口溫度為40°C,出口溫度為30Co成品定性溫度為35C，此溫度的物性數據為：p=796.4kg/m3ir.=0.541mpi-sCp=2.74kJ/kmol-K人.=0.213W/m-K熱負荷為Qc=GMct=78.64x31.79x2.74x(40-30)=68449.06財/h=19.02kw68449.06冷水使用量68449.06=2346.66kg/=2346.66kg/h4.17x(32-25)cAtpiipi傳熱面積為S=史=19020=2.62m2KAt 840x8.63由《化工工藝設計手冊》下冊760頁可以進行設備選型，選型的型號為G219-I-1.6-2.7名稱參數名稱參數公稱直徑/mm219換熱管長度/mm1500公稱壓力/MPa1.6流通面積/m20.0079管程數/N1列管尺寸①25X2.5管子根數/n25管子排列方法三角形排列中心排管數5管心距/mm32表6-4成品冷凝器選型參數表6.5接管管徑的計算和選擇6.5.1進料管管徑的計算和選擇本次加料為高位槽進料，WF可以取0.4-0.8m/s，本次WF取0.6m/sd.f\3600hWfpl4x2500, =0.043mV3600x3.14x0.6x793.23圓整后d=50mmF根據《化工工藝設計手冊》下冊可以進行選型管子尺寸為中50x4mm6.5.2回流管管徑的計算和選擇本次設計為重力回流，WR可以取0.2-0.5m/s，本次WR取0.4m/s4x1882.17d=' =,， =0.046mR \；3600吧pl V3600x3.14x0.4x775.65圓整后d=50mmR根據《化工工藝設計手冊》下冊可以進行選型管子尺寸為中50x4mm6.5.3塔頂蒸汽管管徑的計算和選擇因為操作壓力基本在常壓下，故蒸汽WV可以取12-20m/s，本次WV取15m/s4Vd.d4Vd.d\3600nWvpv4x4716.05=0.317m3600x3.14x15x1.105圓整后d=325mmV根據《化工工藝設計手冊》下冊可以進行選型管子尺寸為①325x4mm6.5.4塔釜出料管管徑的計算和選擇塔釜流出液速度WW可以取0.5-1.0m/s，本次WW取0.6m/s4W, … : 4x4Wd=‘ =, =0.0538mw\3600叫pl \3600x3.14x0.6x872.08圓整后d=60mmW根據《化工工藝設計手冊》下冊可以進行選型管子尺寸為中60x3mm6.6除沫器的設計為了確保氣體的純度，減少液體的夾帶損失，選用除沫器，常用的除沫器裝置有折板除沫器、絲網除沫器以及旋流板除沫器。本次設計塔徑較小，且且氣液分離，故采用小型絲網除沫器，裝入設計上蓋。氣速的計算：W=K:Pl_pvK\；P'V帶入前面的數據可以知道：1.105WK=°.107\：775.65T105=2.833m,占1.105除沫器直徑的計算:

D=:互

兀.WKV=匕=4716.05=1.186m3/s3600xp3600x1.105V精帶入數據得到:帶入數據得到:八：4x1.186D= =0.730m\，3.14x2.8336.7液體分布器的設計采用蓮蓬頭噴淋器，選用此裝置使截面的填料表面較好的濕潤制造和維修方便。1,回流液分布器流速系數甲可取0.82-0.85，推動力液柱高度H可以取0.12-0.15m以上，本設計選擇甲=0.83，H=0.16mW=中\；2gH=、、:2x9.8x0.16=1.47m/s小孔輸液能力計算:LplLplx36001882.17775.65x3600=6.74x10-4m3/s=5.52x10-4=5.52x10-4m20.83x1..47=43.9牝44個f=43.9牝44個n= = 0.785.d2 0.785x(4x10-3)2噴灑球面中心到表面距離的計算, gr2h=rco魁+ 2W2sin以其中r為噴射圓周的半徑a為噴射角a=40r=D-(75-100)=1000—80=420mm=0.42m2 2

所以所以gr2 9.8x0.422h=rcot以+—g =0.42cot40。+ =0.484m=484mm2W2sin2以 2xsin240°x1.472,進料液分布器流速系數甲可取0.82-0.85,推動力液柱高度H可以取0.12-0.15m以上，本設計選擇甲=0.83，H=0.16mW=言2gH=*2x9.8x0.16=1.47m/s2500小孔輸液能力計算:2500=8.75x10-4m3/sPlx3600793.27x36008.75x10-4=7.17x10-4m20.83x1..477.17x10-4——=57.08俐58個0.785.d2 0.785x(4x10-3)2噴灑球面中心到表面距離的計算gr2h=rco(&+2W2sin以其中r為噴射圓周的半徑a為噴射角a=40r=—-(75-100)=1000—80=420mm=0.42m2 2所以gr2 9.8x0.422h=rcot以+—g =0.42cot40°+ =0.484m=484mm2W2sin2以 2xsin240°x1.47又因為蓮蓬頭直徑d可?。?.2?0.3）D本次設計取:d=0.25—=0.25x1000=250mm6.8液體再分布器的設計由于規整填料本身就具有使液體均勻分布的性能，故本次設計不需另外設計液體再分布器對液體的再次分布。6.9填料支撐板的設計選擇本次設計采用分塊式氣體噴射式支撐板，板網支撐結構簡單，重量輕，自由截面大，但強度低，本次設計的填料層高度較低，故此支撐板適用，主要設計參考見表6-5、6-6，參考《塔設備設計》269頁表6-5分塊式氣體噴射式支撐板的設計參數表塔徑/mm 板外徑/mm 分塊數 近似重量/NTOC\o"1-5"\h\z1000 988 3 380表6-6支撐圈尺寸參數表塔徑/mm D1/mm D2/mm 厚度/mm 重量/N1000 994 894 8 9886.10塔釜的設計選擇料液在釜內停留15min，裝料系數取0.5塔釜高（h）_ : =2：1塔徑（d）塔釜料液量:L_x15=42^x15=1.228m360 872.0860塔釜體積V=—w=1228=2.456m3w0.5 0.5又因為所以'2^ ：2x2.456 …1d=3'—=v =1.161mI'兀33.14塔釜高度h=2d=2x1.161=2.322m6.11塔的頂部空間高度的計算塔的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭切線的距離，為了減少塔頂出口氣體中夾帶的液體量，頂部空間一般取1.2?1.5m本次設計取1.2m。6.12精餾塔高度的計算表6-7精餾塔各部分高度列表 單位：mm名稱參數名稱參數塔頂空隙1200塔釜法蘭高200塔頂接管高150噴頭彎曲半徑90填料層高度6400噴淋高度484塔釜2322進料口噴頭高度200鞍式支座300H=1200+150+6400+2322+300+200+90+484+200=11346mm"11.35m第七章