主机(精馏塔)的设计计算

目录

一、 前言 …………………………………………………………(2) 二、 工艺流程说明…………………………………………………(3) 三、 精馏塔的设计计算

1. 由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率………………（4） 2. 全塔物料衡算…………………………………………………（4） 3. 采用图解法，求解R Min ，R ……………………………………(4） 4. 填料塔压力降的计算…………………………………………(5） 5.D 、Z 、 P 计算…………………………………………………（6） 6. 计算结果列表 ………………………………………………（13） 四、 辅助设备的选型计算

7. 储槽的选型计算…………………………………………… （14） 8. 换热器的选型计算 …………………………………………（15） 9. 主要接管尺寸的选型计算 …………………………………（18） 10. 泵的选型计算 …………………………………………… （20） 11. 流量计选取 ……………………………………………… （20） 12. 温度计选取 ……………………………………………… （21） 13. 压力计选取 ……………………………………………… （21） 五、 设备一览表 …………………………………………………（22） 六、 选用符号说明 ………………………………………………（23） 七、 参考文献 ……………………………………………………（24）

前 言

甲醇俗称木醇，木精，是一种大宗有机化学品，它不仅容易运输和储藏，而且可以作为很多有机化学品的中间原料。由它可以加工成的有机化学品有100余种，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。随着近年来技术的发展和能源结构的改变，甲醇开辟了新的用途。甲醇是较好的人工合成蛋白质的原料，目前，世界上已经有30万吨的甲醇制蛋白质的工业装置在运行。甲醇是容易运输的清洁燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。用孟山都法可以将甲醇直接合成醋酸。随着近年来碳一化学工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。此外，甲醇在工业应用和实验室中是十分重要的溶剂。许多反应在甲醇作为溶剂时产率非常好。虽然有一定的毒性，但相对于其它有机溶剂来说，还是比较安全的。

本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的，所以塔釜排出的水中含有的甲醇含量不大于0. 002％（wt ％），以提高甲醇的回率，减少对环境的污染；塔顶得到的甲醇的浓度为98.5％（wt ％），可以代替纯的甲醇直接使用，这说明塔的效率是很好的。采用填料式精馏塔，因为随着填料塔技术的不断完善，在性能上比板式塔要好很多，而且填料塔的结构比较简单，制造、维修难度和造价比板式塔低很多，所以选用填料塔，可以减少设计、制造、操作费用。

工艺流程说明

本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的，要求回收甲醇的浓度达到98.5％，所采用的流程如图所示，含19%的原料液通过原料泵加压，再经过过滤器、原料预热器，再进精馏塔进行精馏分离，塔顶气相通过冷凝器冷凝，不凝气体放空。冷凝液一部分由回流泵压回塔内作为回流液，

其余部分则作为产品输送到罐场包装。

主机（精馏塔）的设计计算

1. 由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率：

x F =

a F /M

a F /M

A

A

B

+1-a F )/M

A

B

=

0. 19/32. 04

0. 19/32. 04+(1-0. 19)/18. 02

0. 985/32. 04

=0. 1165

x D =

a D /M

a D /M

A

+(1-a D )/M a W /M

A

=

0. 985/32. 04+(1-0. 985)/18. 02

0. 002/32. 04

0. 002/32. 04+(1-0. 002)/18. 02

=0. 9736

x W =

a W /M

A

+(1-a W )/M

=

B

=0. 001127

求得各个物料的摩尔分率如下：

2. 全塔物料衡算 F=

年处理量总生产时间

=

⨯

1平均分子量

⨯

1

=29. 45mol /s

15000⨯1000kg 7200⨯60⨯60s

32. 04⨯0. 1165+18. 02⨯0. 8835

则有：

⎧F =D +W ⎨

⎩Fx F =Dx D +Wx

⎧D +W =29. 45`

⎨

⎩0. 9736⨯D +0.001127⨯W =29. 45⨯0. 1165

W

解得 W=25.956mol /s D=3.494mol /s 3. 采用图解法，求解R M in ，R

甲醇－水溶液的平衡数据及部分数据。

由平衡数据在坐标纸上描点，画出甲醇－水溶液的x-y 图 （附图在后）。 由图读知N=12-1=11 ，从塔顶算起第7块塔板为进料板，塔的理论塔板数为11。

原料泡点进料，故x q =xF =0.1165,从图可知y q =0.440，故有：

R Min =

x D -y q y q -x q

=

0. 9736-0. 4400. 440-0. 1165

=1. 649

对于指定的物系，R Min 只取决于分离要求，即设计型计算中达到一定分离程度所需回流比的最小值，实际操作回流比应大于最小回流比。但增大回流比，起初显著降底所需塔板层数，设备费用明显下降。再增加回流比，虽然塔板层数仍可继续减少，但下降的非常慢。与此同时，随着回流比的加大，塔内上升蒸气量也随之增加，致使塔径、塔板面积、再沸器、冷凝器等设备尺寸相应增大。因此，回流比增至某一数值时，设备费用和操作费用同时上升，回流比的采用原则是使设备费用和操作费用的总费用最小。通常，适宜回流比的数值范围为R=（1.1~2.0）R Min 。本设计中取R ＝2R Min 。 R=2 RMin =2×1.649 =3.298 4. 填料塔压力降的计算

各组分的饱和蒸汽压由安托尼方程

Ln

B T +C

p

s

=A -

求得各组分的饱和蒸汽压的计算值：

塔顶的压力：109.5 kPa 塔釜的压力：（t w =103℃）

P A =387425Pa

P B 0=112060Pa

x A =0. 000225 x B =0. 99977 5

∴P W =P A 0x A +P B 0x B

=387425⨯0. 001127+112060⨯0. 998873=112370Pa 所以精馏塔的压力降为：∆P =P W -P D

=112370-109500=2870Pa 5. D、Z 、∆P 计算 5.1精馏段 5.1.1平均温度t m

料液泡点进料，取t F =85℃, 假设t D =67℃，则精馏段平均温度

t m (精) =

85+672

=76

℃

5.1.2平均分子量M m

塔顶：x D =y 1=0. 9736 ，由图可知x 1=0.950

M V D m =

0.9736⨯32.04+（1-0.9736）⨯18.02＝31.67kg/kmol 0.950⨯32.04+(1-0.950)⨯18.02=31.34 kg/kmol

M

L D m

=

进料板： x F =0. 1165， 由图可知y F =0. 440

M VFm =M

=

0.440⨯32.04＋（1-0.440）⨯18.02＝24.12kg/kmol 0.1165⨯32.04+(1-0.1165)⨯18.02=19.65kg/kmol

LFm

精馏段平均分子量： M Lm (精馏）＝

M LDm ＋M LFm

2

M VDm ＋M VFm

2

＝

31. 34+19. 65

2

＝25.495k g/kmo l

M Vm (精馏）＝5.1.3精馏段平均操作压力P m

＝

31. 67+24. 12

2

=27.9895k g/kmo l

塔顶压力P D ＝109500Pa ，取每层塔板压力降∆P ＝料板压强 P F ＝238.36⨯7+109500＝111169Pa P m ＝

P D +P F

2

=

109500+111169

2

262211

＝238.36Pa ，则进

＝110334Pa

5.1.4液相密度ρL m

塔顶 由图一得x A =0. 950

a A =

x A ⨯M

A

x A ⨯M A ＋（1－x A ）⨯M B

＝

0. 950⨯32. 04

0. 950⨯32. 04+（1-0. 950）⨯18. 02

＝0. 971

查得67℃下甲醇ρA =755kg /m 3 水ρ=979. 4kg /m 3 由

1

=a A

+a B

ρLm ρLA ρLB

1

ρLm

=

0. 971755

+

1-0. 971979. 4

得：

ρLm ＝760.050k g/m3

进料板 由图知加料板液相组成x F =0. 1165

a A =

x F ⨯M

A

x F ⨯M A ＋（1－x F ）⨯M B

＝

0. 1165⨯32. 04

0. 1165⨯32. 04+（1-0. 1165）⨯18. 02

＝0. 190

查得85℃下甲醇ρA =741K g /m 3 水ρB =968.6K g /m 3 由

1

=0. 187741

+

1-0. 187968. 6

ρLFm

得：ρLFm ＝915.988k g/m3

763. 219+915. 988

2

＝839. 604kg /m

3

故精馏段液相平均密度 ρLm (精馏）＝

5.1.5精馏段汽相平均密度 ρm V

ρmV （精馏）＝

P m M Vm （精馏）

RT

＝

＝1. 064kg /m 3

8.314⨯10⨯（76＋273）

3

110334⨯27.9895

5.1.6液体粘度μ

查《化学工程手册》第一篇 ：

L og μL =

A T -A B

塔顶： 67℃时

L og μLA =L og μLB =

555.3067+273.15658.2567+273.15

--

555.30260.64658.25283.16

=-0.4980

μLA ＝0.3177cp

=-0.3895 μLB =0.4079cp

ln μLD ＝x A ⨯ln μLA +(1-x A ) ln μLB =0. 950⨯ln 0. 3177＋（1-0. 950）⨯ln 0. 4079

μLD =0. 3217cp 进料板： 85℃时 L og μLA = L og μLB =

555.3085+273.15

658.2585+273.15

--555.30260.64658.25283.16

=-0.5801 u LA =0.2630cp =-0.4867

u LB =0.3260cp

⨯ln 0. 3260 ln μL 进＝x A ⨯ln μLA +(1-x A ) ln μLB =0. 1165⨯ln 0. 2630＋（1-0. 1165）

μL 进=0. 3179cp 则精馏段平均液相粘度 μLm (精馏）＝5.1.7汽相负荷计算

V =L +D =(R +1) D =(3. 298+1) ⨯2. 76=11. 86m o l /s

W V =V ⨯M Vm (精馏）＝11. 86⨯27. 94⨯10

-3

0. 3217+0. 31879

2

＝0. 3198cp

＝0. 300kg /s

5.1.8液相负荷计算

L =RD =3. 298⨯2. 72＝8. 97m o l /s

W L =L ⨯M Lm (精馏）＝8. 97⨯25. 265⨯10-3＝0. 227kg /s 5.1.9填料选择

目前市场上规整填料价格较昂贵，且甲醇－水不属于难分离系统，腐蚀性较小，故采用价格低、性能优良的散装金属拉西环DN25填料，查表得填料因子

Φ=

257。

5.1.10塔径计算(采用埃克特通用关联图计算) 横坐标

W L W V

(

ρV ρL

)

0. 5

=

0. 2271. 0550. 5

⨯（）＝0. 0268 0. 3839. 604

查《化工传质与分离过程》 图4－33可得 纵坐标

u ΦF ψg u F ΦF ψ

g

22

(

ρV ρL

) μ

0. 2

=0. 21 ψ=

ρ水ρL

⨯(

=

979. 4839. 604

= 1.17

故

(

ρV ρL

) μ

0. 2L

=

u F ⨯257⨯1. 17

9. 81

2

1. 055839. 604

) ⨯0. 3182

0. 2

=0. 258

得 u F ＝2.305m/s

取安全系数0.7， u =u F ⨯0. 7=2. 305⨯0. 7＝1. 614m /s

V S =

V ⨯M Vm （精馏）

＝

8. 03⨯25. 265⨯10

1. 055

-3

ρVm （精馏）4V S

＝0. 192m /s

3

D =

πu

=

4⨯0. 1923. 14⨯2. 03

=0. 347m

圆整塔径 取D=0.400m

u ' =

4V S

=

4⨯0. 1923. 14⨯0. 40=0. 700

2

此时

πD

=

2

=1. 53m /s

u ' u F

1. 6142. 305

符合0.5～0.85范围, 所以塔径圆整适合

5.2提馏段 5.2.1平均温度t m

料液泡点进料，取t F =85℃, t W =103℃则提馏段平均温度

t m (提馏) ＝

5.2.2平均分子量M m

85+103

2

＝94

℃

塔底 由图可x W ＝0. 001127，y W =0.0023

M V W m =0.0023⨯32.04+（1-0.0023）⨯18.02＝18.05kg/kmol

M

L W m

=0.001127⨯32.04+(1-0.001127)⨯18.02=18.04kg/kmol

进料板 M VFm =0.440⨯32.04＋（1-0.440）⨯18.02＝24.33kg/kmol

M

LFm

=

0.1165⨯32.04+(1-0.1165)⨯18.02=19.61kg/kmol

提馏段平均分子量： M Lm (提馏）＝

M LWm ＋M LFm

2

M VWm ＋M VFm

2

＝

18. 02+19. 61

2

18. 04+24. 33

2

＝18. 82k g/kmo l

M Vm (提馏）＝5.2.3操作压力P m ’

＝

=21.19k g/kmo l

塔釜压力P W ＝112703Pa ，则进料板压强 P F ＝112370Pa P m ' ＝

P W +P F

2

=

112370+111169

2

＝111769.5Pa

5.2.4提馏段平均液相密度ρL m 塔釜 由图一得 x WA ＝0.001127

a A =

x A ⨯M

A

x A ⨯M A ＋（1－x A ）⨯M B

＝

0. 001127⨯32. 04

0. 001127⨯32. 04+（1-0. 001127）⨯18. 02

＝0. 00020

查得103℃下，甲醇密度ρA =710K g /m 3 水ρB =956.2K g /m 3

由

1

=a A

+a B

ρLm ρLA ρLB

1

ρLm

=

0. 0002710

+

1-0. 0002956. 2

得：

ρLm ＝956.080k g/m3

进料板 ρL F m ＝915.988k g/m3

故提馏段平均液相密度 ρLm (提馏）＝5.2.5提馏段汽相平均密度ρVm

ρV （提馏）＝m

P m ' M Vm （提馏）

RT

＝

956. 08+915. 988

2

＝936. 034kg /m

3

＝0. 776kg /m 3

8.314⨯10⨯（94＋273）

3

111645.5⨯21.20

5.2.6提馏段平均液相粘度μ’

查《化学工程手册》第一篇 ：

L og μL =

A T -A B

塔底 103℃

L og μL A '=

555.30

103+273.15260.64

658.25658.25

-=-0.5747 μLB '=0.2663cp L og μLB '=

103+273.15283.16

-

555.30

=-0.6543 μLA '＝0.2217cp

ln μL 底＝x A ⨯ln μLA ' +(1-x A ) ln μLB ' =0. 001127⨯ln 0. 2217+(1-0. 001127) ⨯ln 0. 2663

μL 底＝0.2663cp 进料板： 85℃时

ln μL 进＝x A ⨯ln μLA +(1-x A ) ln μLB =0. 1165⨯ln 0. 2630+(1-0. 1165) ⨯ln 0. 3260

μL 进=0.3182cp

则提馏段平均液相粘度 μLm (提馏）＝5.2.7液相负荷计算

L ' =L +qF =5. 20+1⨯23. 61＝28. 81mol /s W L ' =L ⨯M

(提馏）＝28. 81⨯18. 82⨯10

-3

0. 2663+0. 3182

2

＝0. 2923cp

Lm

＝0. 542kg /s

5.2.8汽相负荷计算

V ' =V =8. 03mol /s

W V ' ＝V ' ⨯M VM (提馏）＝8. 03⨯21. 20⨯10

-3

＝0. 170kg /s

5.3塔径计算(采用埃克特通用关联图计算) 横坐标

W L ' ρV 0. 50. 5420. 7600. 5

() =⨯（）＝0. 0920 W V ' ρL 0. 168936. 027

查《化工传质与分离过程》 图4－33可得 纵坐标

u ΦF ψg

2

(

ρV ρL

) μ

0. 2

=0. 149

ψ=

ρ水ρL

=

956. 2936. 027

=

1.022

继续采用散装金属拉西环DN25填料

u F ΦF ψ

g

2

(

ρV ρL

) μ

0. 2

L

=

u F ⨯257⨯1. 022

9. 81

2

⨯(

0. 760936. 027

) ⨯0. 2923

0. 2

=0. 189

得u F ＝3.698m/s

取安全系数0.7， u =u F ⨯0. 7=3. 698⨯0. 7＝2. 588m /s

V S ' =

V ' ⨯M Vm （提馏）

＝

8. 03⨯21. 20⨯10

0. 760

-3

ρVm （提馏）4V S '

＝0. 224m /s

3

D =

πu

=

4⨯0. 2243. 14⨯2. 30

=0. 352m

圆整塔径 取 D=0.400m

u ' =

4V S '

2

此时

πD =

=

4⨯0. 2243. 14⨯0. 400=0. 50

2

=1. 783m /s

u ' u F

1. 7833. 698

符合0.5～0.85范围, 塔径圆整合适

5.4. 塔高的计算

等板高度法，取HETP ＝0.5m

5.4.1精馏段 Z 1=(H ETP ) 1⨯N T 1 N T =6 Z 1' =0. 5⨯6＝3. 0m 取安全系数为1.4 Z 1＝3. 0⨯1. 4＝4. 2m

5.4.2提馏段 Z 2=(H ETP ) 2⨯N T 2 N T =5

Z 2' =0. 5⨯5＝2. 5m 取安全系数为1.4 Z 2=2. 5⨯1. 4＝3. 5m

Z=Z1+Z2＝3.5+4.2＝7.7m 5.5压降∆P 的计算 5.5.1精馏段

u ΦF ψg W L W V

(

2

(

ρV ρL

0. 5

) μL

0. 2

=

1. 68⨯257⨯1. 17

9. 811. 055839. 04

0. 5

2

⨯(

1. 055839. 604

) ⨯0. 3162

0. 2

=0. 0885

ρV ρL

) =

0. 130. 22

⨯（

）＝0. 0209

∆P Z

查埃克特通用关联图得：

=63⨯9. 81Pa /m

∆P (精馏）＝63⨯9. 81⨯4. 2＝2595. 7Pa

5.5.2提馏段

u ΦF ψg

2

(

ρV ρL

) μL

0. 2

=

1. 783⨯257⨯1. 022

9. 81

2

⨯(

0. 760936. 027

) ⨯0. 2923

0. 2

=0. 054

W L ' ρV 0. 50. 5420. 7600. 5

() =⨯（）＝0. 0920 W V ' ρL 0. 168936. 207

查埃克特通用关联图得：

∆P Z

=40⨯9. 81Pa /m

∆P (提馏）＝40⨯9. 81⨯3. 5＝1373. 4Pa

∆P '与∆P

检验： ∆P ' =∆P (精馏) +∆P (提馏) ＝2554. 5＋1373. 4＝3927. 9Pa

∆P -∆P ' ∆P

=

4032-3927. 9

4032

=0. 0156

所以假设成立，D ＝0.400m 6. 计算结果列表 6.1. 物料衡算

6.2. 填料塔参数

辅机（辅助设备）的选型计算

7.1原料储槽的选型计算

原料液的存储量是要保证生产能正常进行，主要根据原料生产情况及供应周期而定的。

根据经验，取储槽中的原料液温度为t=25℃，此时进料液中各物料的物性是： 甲醇：ρA =791Kg ⋅m -3 质量浓度a A =0. 185 水： ρB =998Kg ⋅m -3 质量浓度a B =0. 815 ∴ 进料液体积流量V S =

15000⨯1000a A

7200ρA

+

15000⨯1000a B

7200⨯ρB

=2. 189m ⋅h

3

-1

在工业中为了安全起见，储槽一般要留出一定空间。取储槽安全系数为0.7（安全系数，又称装填系数，是指有效容积占储槽总容积的百分率），按大工厂计算，取24小时进料量计算，故所需的储槽实际体积为： V 原料储槽=

24V S 0. 7

=

24⨯2. 189

0. 7

=75. 04m

3

原料储槽工作于常温、常压下，甲醇是一级防爆产品。综合以上因素，最终选用立式平底锥盖容器系列（JB1422-74），选公称容积V g =80m 3，图号为：R22-00-15。 7.2中间槽

中间槽是储存回流量及出料的储罐。甲醇精馏过程为连续生产，中间槽的设计

依据是中间槽装液60％～80％能保持至少1～2个小时的流量，该设计任务中，槽装液70％，即取安全系数为0.7，保持流量2小时。

取储槽中的料液温度为t=40℃，此时进料液中各物料的物性是： 甲醇：ρA =771Kg ⋅m -3 质量浓度a A =0. 985 水： ρB =992. 2Kg ⋅m -3 质量浓度a B =0. 015 ∴ 进料液体积流量为：

V S =M

D

⨯D ⨯

1

ρD

⨯

11+R

=31. 549⨯76. 219⨯(

0. 985771

+

0. 015992. 2

) ⨯

11+3. 298

=0. 724m ⋅h

3-1

V 塔顶储槽=

24V S 0. 7

=

24⨯0. 724

0. 7

=24. 804m

3

选用卧式无折边球形封头容器系列，标准号JB1427-74，选公称容积

V g =25m ，图号为：R22-0.7-21。

3

7.3塔底冷凝液储槽

仍取储槽中的料液温度为t=40℃， 进料液体积流量为：

V S =M W ⨯W ⨯

1

=18. 023⨯9. 286⨯(

0. 002771

+0. 998992. 2

) =0. 169m ⋅h

3

-1

ρW

V 塔底储槽=

24V S 0. 7

=

24⨯0. 169

0. 7

=5. 784m

3

选用立式平底平盖容器系列，标准号JB1421-74，选公称容积V g =6m 3，图号为：R21A-00-15。 8. 换热器的选型计算

在本设计任务中，甲醇浓度都比较高，在换热时不能直接与冷流体混合，所以应采用间壁式换热器。在冷、热流体的初、终温度相同的条件下，逆流的平均温差较并流的大。因此，在换热器的传热量Q 及总传热系数K 值相同的条件下，采用逆流操作效果较好。若换热介质流量一定时，可以节省传热面积，减少设备费；若传热面积一定时，可减少换热介质的流量，降低操作费。因而，工业上多

采用逆流操作。

同时，若换热器两端冷、热流体的温差大，可使换热器的传热面积小，节省设备投资。但要使冷、热流体温差大，冷却剂用量就要大，增加了操作费用，故温差的取值应考虑其经济合理性，即要选择适宜的换热器两端冷、热流体温差，使投资和操作费用之和最小。 8.1原料液换热器

根据《化工设计》书可知K 的取值范围一般在400~600W /(m 2 C ) ，由于换热器在使用过程中会形成污垢，导致K 的减小， 故取K=400W /(m 2 C ) 进料温度t F =85℃

查《化学工程手册》第1篇可得：

25

℃ 甲醇C p =0.569K cal /Kg℃ 85℃ 甲醇C p =0.582K cal /Kg℃

水 C p =0.998K cal /Kg℃ 水 C p =1.000K cal /Kg℃

∴C PA =

C PA 1-C PA 2

ln C PA 1C PA 2

=

0.569-0.582ln 0.5690.582

=0.575Kcal /Kg ℃=18.424K cal /K m ol ℃

∴C PB =

C PB 1-C PB 2

ln C PB 1C PB 2

=

0.998-1.000ln 0.9981.000

=0.999Kcal /Kg ℃=17.997K cal /K m ol ℃

C p =x A ⨯C

PA

+(1-x A ) ⨯C PB =0. 1165⨯18. 424+(1-0. 1165) ⨯17. 997=18. 04Kcal /Kmol C

＝75.50KJ /Kmol C 进料温度为25摄氏度。 逆流换热，采用饱和蒸汽加热：

∆t 1=100-25=75︒C

∆t 2=100-85=15︒C

=37.28︒C

∆t m =

∆t 1-∆t 2ln ∆t 1∆t 2

=

75-15ln 7515

∆t =85-25=60C

F =23. 61mol /s

据热量衡算可得： S =

FC P ∆t K ∆t m

=

23. 61⨯75. 50⨯60

400⨯37. 28

=7. 17m

2

查《化工工艺设计手册》选取: 浮头式换热器，型号为：F B 325－5－40－2，公称直径325mm ，公称压力40kgf /cm 2，2管程，排管数32根，管子为Φ25⨯2. 5，换热面积为5m, 计算传热面积7.4m 。标准图号为：JF001。

8.2塔顶冷凝器

假设冷流体从25℃升至40℃，热流体从气体冷凝为液体 甲醇的沸点在60摄氏度度左右， 67℃时，查得甲醇、水的汽化潜热：

r A =1074K J /K g =1074⨯32.0416=34412.7K J /K m ol r B =1850K J /K g =1850⨯18.0148=33327.4K J /K m ol

r =r A ⨯x D +r B ⨯(1-x D ) =34412. 7⨯0. 9650+33327. 4⨯(1-0. 9650) =34375KJ /Kmol

逆流换热，采用水冷却

∆t m =

(67-25) -(67-40)

ln 67-2567-40

=33.95℃

取K =400W /(m 2⋅K ) V =8. 03mol /s 据热量衡算可得： S =

V ⨯r K ∆t m

=

8. 03⨯34375400⨯33. 95

=20. 33m

2

查《化工工艺设计手册》上册（第一版） 选取U 型管式换热器 型号为YA 325-25-64/64-4图号为JY006 8.3塔底再沸器

103℃时 查得甲醇、水的汽化潜热：

r A =998K J /K g =998⨯32.0416=31977.5K J /K m ol r B =2250KJ /Kg =2250⨯18.0148=40533.3KJ /Kmol

r =r A ⨯x w +r B ⨯（1－x w ) =31977. 5⨯0. 001127+40533. 3⨯（1-0. 001127）＝40523. 66KJ /Kmol

逆流换热， 采用130℃的水蒸气加热

∆t =130-t W =130-103=27

℃

取K =400W /(m 2⋅K ) V =V ' =8. 03m o l /s S =

V ' ⨯r ' K ⨯∆t

=

8. 03⨯40531, 4400⨯27

=30. 14m

2

查《化工工艺设计手册》上册（第一版），选用立式虹吸式重沸器，型号为：GCH600－16－30，公称直径600mm ，公称压力16kgf /cm 2，管子数32根，标准图号为：JB1146－71。计算值大于所需的实际传热面积，故符合要求。

9. 主要接管尺寸的选型计算

管径设计是根据流体的特性、工艺要求及基建费用和运转、维修费用的经济比较确定。管径大，则壁厚，基建费用增加；管径小，流动阻力大，运转费用增加。初步选定流体流速后，通过计算确定管径，最后圆整到符合公称直径的要求。 9.1进料管

已知料液流率为12000吨/年 料液密度为915.988Kg/m3, 则 料液体积流率，V F =

15000⨯10

3

7200⨯60⨯60⨯915. 988

＝0.00064m /s

3

取管内流速u F =0.5m /s ， 则进料管直径 d F =

4V F

=

4⨯0. 000643. 14⨯0. 5

=0. 040m =40mm

πu

查《化工流体流动与传热》上册 取进料管尺寸为Φ45⨯4. 0，热轧无缝钢管 标准型号为YB-231-64 9.2塔顶气体出口管

近似取精馏段体积为塔顶蒸汽体积流率V T

V =8. 03mol /s

, M VDm =31.55kg/kmol

=

109500⨯31. 55⨯10

-3

ρV =

P D ⨯M VDm

R ⨯T

V ⨯M VDm

8. 314⨯(67+273. 15)

-3

=1.2222kg /m

3

V r =

ρV

=

8. 03⨯31. 55⨯10

1. 2222

=0. 21m /s

3

取管内蒸汽流速u T =15m /s ， 则塔顶蒸汽出口管直径 d T =

4⨯0. 2115⨯3. 14

=0. 1335m =133. 5mm

查《化工流体流动与传热》上册 取釜液出口管尺寸为Φ152⨯4. 0，热轧无缝钢管 标准型号为YB-231-64 9.3回流进口管

回流液密度ρLm =763. 219k g/m3， M L D m = 30.92kg/kmol 回流液体积流率 V R =

L ⨯M

LDm

ρL

=

5. 20⨯30. 92⨯10

763. 219

-3

=2. 11⨯10

-4

m /s

3

＝0.7584m 3/h

取管内流速u F =0.5m /s ， 则回流进口管直径 d R =

4⨯2. 11⨯103. 14⨯0. 5

-4

=0. 0232m =23. 2mm

查《化工流体流动与传热》上册 取回流管尺寸为Φ32⨯2.5，热轧无缝钢管 标准型号为YB-231-64 9.4釜液出口管

釜液流率 W=25.956mol /s 釜液密度ρLm ＝956. 081k g/m3

M

L W m

= 18.02kg/kmol

LWm

体积流率 V W =

W ⨯M

ρLWw

＝

25. 956⨯18. 02⨯10

956. 066

-3

=4. 89⨯10

-4

m /s

3

取管内流速u W =0.5m /s ， 则釜液出口管直径 d W =

4⨯4. 89⨯103. 14⨯0. 5

-4

=0. 0353m =35. 3mm

查《化工流体流动与传热》上册 取釜液出口管尺寸为Φ38⨯2. 5，热轧无缝钢管，标准型号为YB-231-64 9.5再沸器进口管

V ' =V =8. 03mol /s M V W m =

18.05kg/kmol

ρV =

P W ⨯M VWm

R ⨯T

V ' ⨯M VWm

=

112370⨯18. 05⨯10

-3

8. 314⨯(103+273. 15)

-3

=0. 6485kg /m

3

V H =

ρV

=

8. 03⨯18. 05⨯10

0. 6485

=0. 224m /s

3

取管内蒸汽流速u H =15m /s ， 则再沸器进口管直径 d H =

4⨯0. 21983. 14⨯15

=0. 1366m =136. 6mm

查《化工流体流动与传热》上册 取再沸器进口管尺寸为Φ152⨯4. 5，热轧无缝钢管 ，标准型号为YB-231-64 10. 泵的选型计算

10.1进料液泵

该工艺流程具有两个主要的泵装置，一个为进料泵，负责把液体打进填料塔；另一个为回流泵，负责把回流液打回塔内重新进行精馏。由于所设计的泵用于输送化工液体，与一般泵不同，它要求泵操作方便，运行可靠，性能良好和维修方便。

泵的选型首先要根据被输送物料的基本性质，包括相态、温度、粘度、密度、挥发性和毒性等，还要考虑生产的工艺过程、动力、环境和安全要求等条件。因为料液腐蚀性较小，粘度小，温度不高，流量小，扬程高，故可采用旋涡泵。

进料泵最小扬程=提馏段填料层高度+塔底预留空间及裙座高

扬程H =2⨯(精馏塔提馏段填料高度

（3. 5＋1. 5）＝10m 扬程H =2⨯25︒C

＋塔支座高度）

时， ρLA =791Kg ⋅m -3 质量浓度a A =0. 185

ρL B =998Kg ⋅m

1

=a A

+a B

-3

质量浓度a B =0. 815

1

=0. 185791

+

1-0. 185998

ρLm ρLA ρLB

ρLm

得：

ρLm ＝951.915Kg /m 3

流量Q =

12000⨯10

3

7200⨯951. 915

=1. 75m /h 取安全系数1.3，Q ' =1. 3⨯Q =2. 275m /h

33

查《化工工艺手册》 选W 型旋涡泵 32W－30

流量为Q 为2.88m 3/h ，扬程18m , 转速2900r/min,轴功率0.735KW ，电机功率1.5KW.

10.2回流泵

同种条件下选取旋涡泵

扬程H =2⨯(精馏塔填料高度＋塔支料液经冷凝后温度为67︒C ，

查得67℃下甲醇ρA =755kg /m 3 水ρ=979. 4kg /m 3 由

1

=a A

+a B

座高度）＝2⨯（7. 7+1. 5）＝18. 4m

ρLm ρLA ρLB

1

ρLm

=

0. 985755

+

1-0. 985979. 4

得 ρLm =757. 6kg /m 3

流量Q =

W V

=

0. 2⨯3600757. 6

=0. 95m /h 取安全系数1.3，Q ' =1. 3⨯Q =1. 24m /h

3

3

ρLm

查《化工工艺手册》 选W 型旋涡泵 25W－25

流量为Q 为1.44m 3/h ，扬程25m , 转速2900r/min,轴功率0.378KW ，电机功率0.75KW. 11. 流量计选取

化工过程中需经常对物料进行流量和总量的测量。流量是指单位时间内通过的物料量。所选依据主要为介质的性质及流量测量范围。

将料液由贮槽送往预热器处需一个测量流量的流量计。转子流量计结构简单、读数方便、能量损失小，测量范围宽。料液在低压及较低温度下输送，因此选用转子流量计。料液流量1.75m 3/h,查《化工工艺设计手册》，选用LZB 型玻璃转子, 型号LZB-4, 测量比1:10，液体测量范围1—10m 3/h.

回流液送往精馏塔处亦需流量计，采用转子流量计。回流液流量0.7584 m3/h,查《化工工艺设计手册》，选用LZB 型玻璃转子, 型号LZB-50, 测量比1:10，液体测量范围0.4－4m 3/h. 12. 温度计选取

温度计可采用双金属温度计，该温度计适用测量中、低温，可直接测量气体、液体的温度，具有易读数、坚固耐用等特点。查《化工工艺设计手册》，采用防护型号，选取WSS-401-F, 公称直径为1200mm ，测量范围为0℃－300℃。

或根据该设计任务，温度范围在150℃内。根据文献，可选用镍铬－铜镍(WRKK)型热电偶, 分度号为E, 套管材料1Cr18Ni9Ti, 外径d=2mm,测量范围

21

0~300℃, 允差值±3℃. 最高使用温度700℃, 公称压力P ≤500kgf/cm2。也可选用WRK －240型隔爆镍铬－铜镍热电偶, 分度号E, 结构特征:固定螺纹安装，测温范围0~600℃, 公称压力P100kgf/cm2。 13. 压力计选取

压力计选取，需考虑量程、精度、介质性质及使用条件等因素。安装时，应力求避免振动和高温的影响。量程为稳定压力（1/3－3/4）的量程上限。精度工业用在1.5级及2.5级。介质无腐蚀性不易堵塞。压力表安装的地方，取压管的内墙面与设备或管道的内壁应平整。无凸出物或毛刺以保证正确取得静压力。被测介质温度超过60℃时，取压口至阀门见或阀门至压力表间应有冷凝管。现选用TG －1200，测量范围为0－1200mmH 2O. 精度等级1.5，最大工作压力 6Kgf/cm2。

设备一览表

22

选用符号说明

英文

A 安托尼方程系数 B 安托尼方程系数

C

安托尼方程系数 热容 kJ/(kg.℃)

D 直径 m

塔顶产品摩尔流量kmol/h

F 进料摩尔流量 kmol/h g 重力加速度 m/s2 HETP 填料层等板高度 m K 传热系数 w/(m2·℃) M 物料质量流量 kg/h

摩尔质量 kg/kmol

N 理论板数 P 压力 Pa Q 传热量 kJ/h r 汽化潜热 kJ/kg S 换热器面积 m2 T 绝对温度 K t 摄氏温度 ℃ u 流体流速 m/s V

容器体积 m 塔内蒸汽量 mol/s 体积流量 m3/s

W 塔釜产品摩尔流量kmol/h x 物料摩尔分率

Z 填料层高度 m

23

希腊文

ρ 密度 kg/m3 μ 粘度 Pa·s Φ 填料因子 m-1 Ψ 液体密度校正系数上下标说明 A 甲醇 B 水

D 塔顶产品 F 进料 f 泛点 i 纯组分 L 液体 Min 最小量 m 平均值 s 饱和蒸汽 V 气体或蒸汽 平均 '

提馏段

参考文献

1．《甲醇工学》房鼎立，宋维端，肖任坚合编，朱炳辰审定，化学工业出版社 2．《化工传质与分离过程》 贾绍义，柴诚敬 主编，化学工业出版社 3．《化工流体流动与传热》 柴诚敬，张国亮 主编，化学工业出版社 4．《化工热力学》陈钟秀，顾飞燕，胡望明 编著 化学工业出版社 5．《化工设计》黄璐，王保国 化学工业出版社，255页 6．《化工工艺设计手册（上册）》 国家医药管理局上海医药设计院编 化学工业

出版社

7. 《中国化工机械设备大全》 蔡源众 主编，成都科技大学出版社

结束语

这次课程设计历时3周完成，在这3周内通过查资料、计算等等，我感觉自己对于化工原理知识的掌握又更进了一步。在此对热心帮助指导过我的老师和同学表示诚挚的谢意。

24