毕业设计（论文）70000吨甲醇与水精馏装置设计.doc

摘要甲醇最早由木材和木质素干馏制的，故俗称木醇，这是最简单的饱和脂肪组醇类的代表物。无色、透明、高度挥发、易燃液体。略有酒精气味。分子式 C-H4-O。近年来，世界甲醇的生产能力发展速度较快。甲醇工业的迅速发展，是由于甲醇是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。由甲醇转化为汽油方法的研究成果，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。甲醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。它广泛用于有机合成、医药、农药、涂料、染料、汽车和国防等工业中。只要用于制造甲醛和农药（杀虫剂、杀虫螨）、医药（磺胺类、合霉素类）等的原料、合成对苯二甲酸二甲酯、甲基丙烯酸甲酯、丙烯酸甲酯的原料之一、醋酸、氯甲烷、甲胺和硫酸二甲酯等多种有机产品。等，并用作有机物的萃取剂和酒精的变性剂等。近年来碳一化学工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、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，蒸在研究开发和工业化中。甲醇化工已成为化学工业中一个重要的领域。目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化,总体的趋势是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料甲醇的价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法是至关重要的。本设计进行70000吨/年甲醇水精馏装置设计，其主要内容包括对精馏装置进行物料的衡算、塔工艺操作参数、理论塔板数及实际塔板数、精馏塔的主要结构尺寸、塔板结构尺寸、辅助设备的计算和选型、以及设计工艺流程图、平面设备布置图和精馏塔结构简图。关键词：甲醇，精馏，工艺计算，设备选型，泡点进料，物料衡算Abstract The Methanol in industry, medicine, civil and so on, all have a wide range of applications, is a kind of very important raw materials. This design for 50000 tons/year methanol water distillation equipment design, the main content of rectification device materials including the calculation, tower process operation parameter and theory and the actual number of tower plate tower number, the main board of the column structure size, tower board structure size and auxiliary equipment and of the calculation of the selection, and design process flow diagram, plane equipment layout and structure of the column diagram.Keywords: methanol, distillation, process calculation, equipment selection目录摘要IABSTRACTII目录1第一章、概述11.1流程选择11.2 技术来源11.3 设计任务及要求1第二章、塔的工艺计算42.1 塔型选择42.2 操作条件的确定42.2.1 操作压力42.2.2 进料状态42.2.3 加热方式42.3 有关的工艺计算42.3.1 最小回流比及操作回流比的确定52.3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算52.3.3 全凝器冷凝介质的消耗量62.3.4 理论塔板层数的确定62.3.5 全塔效率的估算62.3.6 实际塔板数72.4 精馏塔主要尺寸的计算72.4.1 精馏段与提馏段的体积流量72.4.1.1 精馏段72.4.1.2 提馏段92.4.2 塔径的计算102.4.3 塔高的计算122.5 塔板结构尺寸的确定122.5.1 塔板尺寸122.5.2 弓形降液管142.5.2.1 堰高142.5.2.2 降液管底隙高度142.5.2.3 进口堰高和受液盘142.5.3 浮阀数目及排列142.5.3.1 浮阀数目142.5.3.2 排列142.5.3.3开孔区面积计算152.5.3.4筛孔计算与排列152.6流体力学验算152.6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)152.6.1.1 干板阻力152.6.1.2 板上充气液层阻力162.6.1.3 由表面张力引起的阻力162.6.2 漏液验算162.6.3 液泛验算172.6.4 雾沫夹带验算172.6.5液体在降液管内的停留时间182.7 操作性能负荷图182.7.1 雾沫夹带上限线182.7.2 液泛线182.7.3 液相负荷上限线202.7.4 液相负荷下限线202.7.5 漏液线202.7.6 操作性能负荷图212.8有关该浮阀塔工艺设计计算结果汇总232.8 各接管尺寸的确定252.8.1 进料管252.8.2 釜残液出料管252.8.3 回流液管262.8.4 塔顶上升蒸汽管262.8.5 水蒸汽进口管26第三章、辅助设备的计算和选型283.1换热器的选型283.1.1全凝器的选型283.1.1.1试算和初选换热器的规格283.1.1.2核算压强降293.1.1.3核算总的传热系数303.1.2原料预热器的选型313.1.3原料预热器的选型343.1.3.1试算和初选换热器规格343.1.3.2核算压强降353.1.3.3核算总的传热系数363.2 贮罐的选型373.2.1原料贮罐的选型373.2.2产品贮罐的选型373.3.3 釜液贮罐的选型373.3 离心泵的选型383.3.1 原料泵的选型383.3.2 釜液泵的选型383.3.3 产品泵的选型383.4主要设备一览表40致谢41参考文献42第一章、概述甲醇最早是用于木材干馏得到的，因此又叫木醇，是一种易燃的液体，沸点65，能溶于水，毒性很强，误饮能使人眼睛失明，甚至致死。由于甲醇和水不能形成恒沸点的混合物，因此可直接用常压蒸馏法把大部分的水除去，再用金属镁处理，就得到无水甲醇。甲醇在工业上主要用来制备甲醛，以及作为油漆的溶剂和甲基化剂等。本设计进行甲醇和水的分离，采用直径为1.0m的精馏塔，选取效率较高，塔板结构简单，加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液管。1.1流程选择精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、釜液冷却器和产品冷却器等设备，原料经原料泵打入原料预热器中，加热至泡点后进入精馏塔内，塔顶采用全凝器，冷凝后一部份进入精馏塔作为回流液，一部分采出，塔底采用低压蒸汽进行加热，为了节约能量，我们采用釜残液对原料进行进热，再用水蒸气加热这样可以省去一部本设备，节约了成本。1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3 设计任务及要求原料：甲醇水溶液，年产量70000吨 甲醇含量：8%(质量分数)，原料液温度：20设计要求：塔顶的甲醇含量不小于90%(质量分数) 塔底的甲醇含量不大于2%(质量分数)表1.1 甲醇水溶液体系的平衡数据由水甲醇体系平衡数据：xyt/xyt/xyt/0.0000.000100.0 0.1500.51784.4 0.7000.87069.3 0.0200.13496.4 0.2000.57981.7 0.8000.91567.5 0.0400.23093.5 0.3000.66578.0 0.9000.95866.0 0.0600.30491.2 0.4000.72975.3 0.9500.97965.0 0.0800.36589.3 0.5000.77973.1 1.0001.00064.5 0.1000.41887.7 0.6000.82571.2 可得t-x-y平衡图：图1.1水-甲醇平衡体系t-x-y物性参数水的物性参数：M水 = 18.02 kg/kmol表1.2 水的物性参数压强p×10-5Pa温度t密度kg/m3比热容cp×10-3J/kg·K黏度×105Pa·s表面张力×103N/m1.010102030405060708090100999.9999.7998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.44.2124.1914.1834.1744.1744.1744.1784.1674.1954.2084.220178.78130.53100.4280.1265.3254.9346.9840.6035.5031.4828.2475.6174.1472.6771.2069.6367.6766.2064.3362.5760.7158.84甲醇的物性参数：M甲醇 = 32.00 kg/kmol表1.3 甲醇的物性参数压强p×10-5Pa温度t密度kg/m3比热容cp×10-3J/kg·K黏度×105Pa·s表面张力×103N/m1.0101020304050607080901008098017927827727647547467367257142.3662.4582.5122.5502.5722.6182.6752.7302.7702.8312.8920.8250.7000.6000.5240.4700.4000.5100.3190.2780.2450.22524.5023.2922.0720.8719.6718.5017.3316.1915.0413.9212.80水蒸汽的物性参数：M水蒸汽 = 18.00 kg/kmol表1.4水蒸汽的物性参数温度t压强p×10-5Pa密度kg/m3汽化潜热kJ/kg100101.330.59702258.4 第二章、塔的工艺计算2.1 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为7000/（300×24）=9722kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。2.2 操作条件的确定2.2.1 操作压力由于甲醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。其中, 塔顶压力为 1.01325×105pa 塔底压力为 1.01325×105+700×16=1.12525×105pa2.2.2 进料状态 虽然进料方式有多种，但是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，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。2.2.3 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，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。2.3 有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。原料液的摩尔组成：原料液的平均摩尔质MF=0.047×32+(1-0.047)×18=18.658kg/mol 同理可求得：MD=29.69kg/mol ,MW=18.16kg/mol20下，原料液中由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2.1。表2 .1原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液(摩尔分数)摩尔质量沸点温度/80.04718.6692.8900.835029.6967.220.011318.1697.992.3.1 最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，过点做直线交平衡线于点，由点可读得Yq=0.256，因此：Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)=(0.8350-0.256)/(0.256-0.047)=2.77可取操作回流比R=1.13Rmin R=2.77×1.13=3.1322.3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：F=70000000/（18.658×300×24）=521.08kmol/h由全塔的物料衡算方程可写出： (蒸汽) (泡点) 2.3.3 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：馏出液几乎是甲醇，其焓按纯甲醇来计算： Qc=21.33 32 1100=7.5 105KJ/h因取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25和35则平均温度下的比热，于是冷凝水流量可求：WC=2.3.4 理论塔板层数的确定精馏段操作线方程：Yn+1=Xn+=0.76Xn+0.2021提馏段操作线方程：线方程：在相图中分别画出上述直线（可见于图1），利用图解法可以求出Nt=7块(含塔釜)其中，精馏段5块，提馏段2块。2.3.5 全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：由相平衡方程式可得根据甲醇水体系的相平衡数据可以查得： (塔顶第一块板) (加料板) 因此可以求得：=3.168 =6.977, =6.788全塔的相对平均挥发度：=5.31全塔的平均温度：tm=86.0在温度下查得H2O=0.331 CH3CH2OH=0.258因为所以=0.047×0.258+(1-0.047)×0.331=0.328全塔液体的平均粘度：全塔效率2.3.6 实际塔板数 块（含搭釜）其中，精馏段的塔板数为：5/0.432=12块2.4 精馏塔主要尺寸的计算2.4.1 精馏段与提馏段的体积流量2.4.1.1 精馏段 整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：Mvf=0.256×32+(1-0.256)×18=21.58kg/kmolMLf=0.047×32+(1-0.047)×18=18.66kg/kmolMv1=0.8350×32+(1-0.8350)×18=29.69kg/kmolML1=0.615×32+(1-0.615)×18=26.61kg/kmol所以精馏段平均摩尔质量： 精馏段平均温度： 表2.2 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)质量分数摩尔分数摩尔质量/温度/92.8067.2在平均温度下查得液相平均密度为：其中，平均质量分数 所以，精馏段的液相负荷 =0.855代入式中,可计算出精馏段的汽相负荷。精馏段的负荷列于表2.3。表2.3 精馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/22.6425.64平均密度/859.000.885体积流量/1.76(0.00049)2664.5(0.74)2.4.1.2 提馏段整理提馏段的已知数据列于表2.4，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表2.5。表2.4提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数摩尔分数摩尔质量/温度/97.9992.80表2.5 提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/18.4120.30平均密度/945.70.750体积流量/11.44(0.0032)2489.3(0.691)2.4.2 塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。由以上的计算结果可以知道：汽塔的蒸汽流量： 汽塔的液相流量： 汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 塔径可以由下面的公式给出： 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间： 功能参数：图2.1史密斯关联图从史密斯关联图查得：C20=0.061，由于，需先求平均表面张力：全塔平均温度，在此温度下，甲醇的平均摩尔分数为，所以，液体的临界温度：设计要求条件下甲醇水溶液的表面张力平均塔温下甲醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：，所以： 取安全系数为0.6 根据塔径系列尺寸圆整为此时，精馏段的上升蒸汽速度为： 提馏段的上升蒸汽速度为： 2.4.3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数为N=16块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块塔板设一个人孔，则人孔的数目S为：S=16/8+1=3个 取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，封头高度=0.225 m，裙座高度=5 m，那么，全塔高度：2.5 塔板结构尺寸的确定2.5.1 塔板尺寸因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。取查得 图2.2弓形降液管的参数图查弓形降液管的参数图，得 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即验算： 液体在精馏段降液管内的停留时间 液体在提馏段降液管内的停留时间 故降液管设计合理。 2.5.2 弓形降液管2.5.2.1 堰高采用平直堰，堰高取，则2.5.2.2 降液管底隙高度若取精馏段取，提馏段取为，那么液体通过降液管底隙时的流速为精馏段： 提馏段： 的一般经验数值为2.5.2.3 进口堰高和受液盘选用凹形受液盘，深度。2.5.3 浮阀数目及排列采用碳钢板，取利孔直径。2.5.3.1 浮阀数目浮阀数目气体通过阀孔时的速度取动能因数，那么， 2.5.3.2 排列因为D 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块，故采用等腰三角形叉排。边缘区宽度确定取, Wc=0.035m2.5.3.3开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中 故 2.5.3.4筛孔计算与排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为个开孔率为 开孔率在10%14%之间，满足要求。2.6流体力学验算2.6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) 2.6.1.1 干板阻力浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为。气体通过阀孔的气速为精馏段：提馏段：（1）精馏段：因为所以（2）提馏段：因为所以2.6.1.2 板上充气液层阻力取板上液层充气程度因数，那么：2.6.1.3 由表面张力引起的阻力由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：（1）精馏段：（2）提馏段：2.6.2 漏液验算对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 实际孔速稳定系数为可见也不会产生过量漏液。2.6.3 液泛验算溢流管内的清液层高度因为本设计不设置进口堰高，所以=0.153()2精馏段:=0.1530.0822=0.00103 m提馏段:=0.1530. 212=0.00675m（1）精馏段：为防止液泛，通常，取校正系数，则有：可见，即不会产生液泛。（2）提馏段：为防止液泛，通常，取校正系数，则有：可见，即不会产生液泛。2.6.4 雾沫夹带验算泛点率=查得物性系数，泛点负荷系数（精馏段：CF=0.092 提馏段：CF=0.089）（1）精馏段：泛点率=可见，雾沫夹带在允许的范围之内（2）提馏段：泛点率=可见，雾沫夹带在允许的范围之内2.6.5液体在降液管内的停留时间（1）精馏段： （2）提馏段： 2.7 操作性能负荷图2.7.1 雾沫夹带上限线取泛点率为70%代入泛点率计算式，有：（1）精馏段：整理可得雾沫夹带上限方程为：（2）提馏段：整理可得雾沫夹带上限方程为：2.7.2 液泛线（1）精馏段：令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 （2）提馏段：令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 0.04V2s=0.16-680 Ls2-2.7.3 液相负荷上限线取，那么 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线2.7.4 液相负荷下限线取代入的计算式：整理可得：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线2.7.5 漏液线取动能因数（1）精馏段：由 =得 4.4 = 整理得代入数据即可作出精馏段漏液线 （2） 提馏段由 =得 4.4 = 整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下代入数据即可作出精馏段漏液线2.7.6 操作性能负荷图（1）精馏段：由以上各线的方程式，可画出精馏段性能负荷图（可见于图2.3）。图2.3精馏段性能负荷图根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00035，0.510)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液线控制。由图可读得： 所以，塔的操作弹性为（2）提馏段：由以上各线的方程式，可画出提馏段性能负荷图（可见于图2.4）。图2.4提馏段性能负荷图根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.0023，0.474)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液线控制。由图可读得： 所以，塔的操作弹性为2.8有关该浮阀塔工艺设计计算结果汇总有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总见下表2.6表2.6有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总项目数值与说明备注塔径1.0板间距0.4人孔板间距0.6塔顶空间高度1.2塔底空间高度2.0进料板空间高度0.6封头高度0.225裙座高度5全塔高度14.7实际塔板数16塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速1.11溢流堰长度0.48溢流堰高度0.05板上液层高度0.06降液管底隙高度0.025提馏段0.010精馏段筛孔数目个2941等腰三角形叉排阀孔气速12.17阀孔动能因数5临界阀孔气速精馏段=13.64 提馏段=12.74孔心距0.075同一横排的孔心距排间距0.1相临二横排的中心线距离单板压降519.1精馏段536.2提馏段液体在降液管内的停留时间37.55精馏段5.75提馏段降液管内的清液高度0.11103精馏段0.11295提馏段泛点率，%45.2精馏段69.8提馏段续上表2.6表2.6有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总气相负荷上限1.324精馏段、雾沫夹带控制1.490提馏段、雾沫夹带控制气相负荷下限0.406精馏段、漏夜控制0.441提馏段、漏夜控制开孔率，%10.1操作弹性3.26精馏段3.37提馏段2.8 各接管尺寸的确定2.8.1 进料管进料体积流量 取适宜的输送速度，故 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：实际管内流速：2.8.2 釜残液出料管釜残液的体积流量： ，所以， 取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：实际管内流速：2.8.3 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(GB8163-87)，规格：实际管内流速：2.8.4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：实际管内流速：2.8.5 水蒸汽进口管通入塔的水蒸气体积流量：取适宜速度，那么 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：实际管内流速：相关管口代号及规格见表2.7。 表2.7 管口表序 号用途或名称规 格数 量abcdg进料管回流液管水蒸汽进口管塔顶上升蒸汽管釜残液出料管11111第三章、辅助设备的计算和选型3.1换热器的选型3.1.1全凝器的选型设计冷却水走管程、塔顶气体走壳程，而且气体以饱和的温度下冷凝成液态，冷水进、出口温度分别为25和35，顶气进出温度分别为67.2和40，并要求换热器的管程和壳程压强降不大于30KPa3.1.1.1试算和初选换热器的规格（1）计算热负荷和冷凝水的流量塔顶全凝器的热负荷：馏出液几乎是甲醇，其焓按纯甲醇来计算： Qc=21.33 32 1100=7.5 105KJ/h因取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25和35则平均温度下的比热，于是冷凝水流量可求：WC=（2）计算两流体的平均温度差。（3）初选换热规格。根据两流体的特征，查相关的传热系数资料，设则据此，有换热器系列标准中选定型换热器(化工原理上册,天大版，p367页,浮头式换热器基本参数)，相关参数如表3.1。表3.1 型换热器参数壳径/mm600管子尺寸/mm252.5公称压强/MPa公称面积/m2管程数2.564.84管长/m管子总数管子排列方法4.5188正方形斜转45实际传热面积选择该型号换热器，对要求过程的总的传热系数为3.1.1.2核算压强降（1）管程压强降（走水） 其中 管程流通面积设管壁粗糙度=0.1mm，则，查得，则所以（2）壳程压强降(走甲醇)其中 管子正方形斜转45排列取折流挡板间距m，壳程流通面积则所以<计算表明，管程和壳程压强降都能满足设计要求。3.1.1.3核算总的传热系数（1）管程对流传热系数 Re>10000（2）壳程对流传热系数因为壳程流体有相变过程，所以根据流体相变传热公式得取换热器列管中心距 则流体通过管间最大的截面积为因为有相变，Re2000，所以（3）污垢热阻. 查资料得，管内外侧污垢热阻分别为： （4）总的传热系数. 管壁热阻可以忽略时，总的传热系数为：由前面的计算可知选用该型号的换热器时，要求过程的总的传热系数为，在规定的流动条件下，计算出的故所选择的换热器时合适的，安全系数为，在安全范围内。3.1.2原料预热器的选型设计原料走管程、塔釜产品走壳程，原料先由20加热到50，塔釜产品由原来的97.99到45，并要求换热器的管程和壳程压强降不大于30 kPa。3.1.2.1试算和初选换热器规格计算热负荷和塔釜流量以塔釜液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：其中在进出预热器的平均温度以及的情况下可以查得比热，所以，QF=塔釜流量 （2）计算两流体的平均温度差根据两流体的特征，查相关的传热系数资料，设则据此，有换热器系列标准中选定型换热器，查(化工原理上册,天大版，p367页,浮头式换热器基本参数)相关资料如下表3.2。表3.2 型换热器相关参数壳径/mm500管子尺寸/mm252.5公称压强/Mpa公称面积/m2管程数2.553.72管长/m管子总数管子排列方法6116正方形斜45o实际传热面积选择该型号换热器，对要求过程的总的传热系数为3.1.2.1核算压强降（1）管程压强降（甲醇） 其中管程流通面积设管壁粗糙度=0.1mm，则，查得，则所以（2）壳程压强降其中 管子正方形斜转45排列取折流挡板间距，壳程流通面积则所以计算表明，管程和壳程压强降都能满足设计要求。3.1.2.2核算总的传热系数（1）管程对流传热系数（2）壳程对流传热系数取换热器列管中心距 则流体通过管间最大的截面积为因为有相变，Re2000，所以（3）污垢热阻. 查资料得，管内外侧污垢热阻分别为： （4）总的传热系数. 管壁热阻可以忽略时，总的传热系数为：由前面的计算可知选用该型号的换热器时，要求过程的总的传热系数为，在规定的流动条件下，计算出的，故所选择的换热器时合适的，安全系数为，在安全范围内。3.1.3原料预热器的选型因为还没有达到要求，所以要用水蒸气加热。设计原料走管程、水蒸气走壳程，而且水蒸气以饱和的温度下冷凝成液态，原料由50加热到92.8，并要求换热器的管程和壳程压强降不大于30 KPa。3.1.3.1试算和初选换热器规格计算热负荷和水蒸气流量以水蒸汽对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：其中在进出预热器的平均温度以及的情况下可以查得比热，所以，查表可得饱和温度的水蒸气的汽化热为2258.4 kJ/kg，那么，水蒸气流量 （2）计算两流体的平均温度差根据两流体的特征，查相关的传热系数资料，设则据此，有换热器系列标准中选定型换热器，相关资料如下表3.3。表3.3 型换热器相关参数壳径/mm700管子尺寸/mm252.5公称压强/Mpa公称面积/m2管程数2.5103.46