化工原理课程设计甲醇水分离过程精馏塔的设计.doc

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1、化工原理课程设计设计题目：甲醇水分离精馏塔设计姓名： 班级： 化工081班 学号： 指导老师： 设计时间：2011年6月15日设计成绩： 甲醇-水分离过程精馏塔的设计(一) 设计题目 甲醇-水分离过程精馏塔的设计（二）操作条件在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，另含有少量的药物固体微粒。为使废甲醇溶媒重复利用，拟建立一套板式精馏塔，以对废甲醇溶媒进行精馏。设计要求及条件如下： 1处理量：（23000+801）吨/年 2. 料液组成（质量分数）：含甲醇45%、水55% 3. 塔顶产品组成（质量分数）：含水量0.3% 4. 塔底沸水中甲醇含量（质量分数）：0

2、.5%5操作压力： 常压 6进料热状态： 泡点进料 7回流比： 2Rmin8塔底加热蒸气压力 0.3Mpa（表压）（三）塔板类型浮阀塔（四）工作日每年工作日为330天7920小时，每天24小时连续运行（五）设计内容 1、设计说明书的内容 1)设计方案的确定及流程说明2) 精馏塔的物料衡算； 3) 塔板数的确定； 4) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 6) 塔板主要工艺尺寸的计算； 7) 塔板的流体力学验算； 8) 塔板负荷性能图； 9) 设计结果一览表；10) 板式塔的结构计算； 11) 附属设备的计算机选型；12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

3、2、设计图纸要求： 1) 绘制生产工艺流程图（A3号图纸）； 2) 绘制精馏塔的工艺图（A3号图纸）； 3) 绘制塔板构造图（A3号图纸）。目录1设计方案的确定说明书及工艺流程草图12精馏塔的物料衡算12.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率12.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量12.3物料衡算23塔板数的确定23.1理论板层数的求取23.1.1相对挥发度的求取23.1.2求最小回流比及操作回流比23.1.3求精馏塔的气、液相负荷33.1.4求操作线方程33.1.5采用逐板法求理论板层数43.2实际板层数的求取43.2.1液相的平均粘度43.2.2全塔相对挥发度53.2.3全塔效率ET 和实际

4、塔板数54精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算54.1操作压力的计算54.2操作温度计算54.3平均摩尔质量计算54.4平均密度计算64.4.1气相平均密度计算64.4.2液相平均密度计算64.5液体平均表面张力的计算74.6液体平均粘度85精馏塔的塔体工艺尺寸计算85.1塔径的计算85.2精馏塔有效高度的计算96塔板主要工艺尺寸的计算96.1溢流装置计算96.1.1堰长96.1.2溢流堰高度96.1.3弓形降液管宽度和截面积106.1.4降液管底隙高度106.2塔板布置及浮阀数目与排列106.3 浮阀塔的型号选取117塔板的流体力学验算127.1塔板压降127.1.1干板阻力计算127.1.

5、2板上充气液层阻力计算127.1.3液体表面张力所的阻力的计算127.2淹塔137.3液沫夹带138塔板负荷性能图148.1雾沫夹带线148.2液泛线148.3液相负荷上限线158.4漏液线158.5液相负荷下限线168.6塔板负荷性能图及浮阀塔板工艺设计结果169精馏塔塔高的计算和设计179.1塔顶空间高度179.2塔底空间高度189.3人孔尺寸189.4进料段高度189.5塔总高度189.6支座高度1810接管尺寸设计1810.1塔顶蒸气管1810.2回流管1910.3输料管2010.4塔釜出液管2010.5蒸汽喷出器管径dp2110.6饱和蒸气管径db2210.6.1釜液蒸气管径db12

6、210.6.2进料管径db22311辅助设备的计算2411.1再沸器2411.2料液预热器2411.3塔顶冷凝回流器2511.4塔顶产品冷却器2511.5塔底产品冷却器2512贮罐的计算2612.1原料罐2612.2塔顶产品罐2612.3塔底产品罐2713封头的计算2714料液输送泵的选型2715设计过程评述和有关问题的讨论2816图纸设计2917参考文献2918主要符号说明301 设计方案的确定本设计任务为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其

7、余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。本设计使用的是浮阀塔，浮阀塔有生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压降及液面落差小和抗腐蚀性较高等优点。甲醇具有腐蚀性，所以浮阀塔适合本设计的要求。工艺流程草图1：图1甲醇-水分离工艺流程草图2 精馏塔的物料衡算2.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率甲醇的摩尔质量 =32.04kg/kmol水的摩尔质量 =18.02kg/kmol22.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量=0.31532.04+(1-0.315) 18.02=22.44kg/kmol=0.99532.04+(1-0.995) 18.02=3

8、1.97kg/kmol=0.00332.04+(1-0.003) 18.02=18.06kg/kmol2.3 物料衡算原料处理量 总物料衡算 130.43=D+W甲醇物料衡算 联立解得 D=41.039kmol/h W=89.391kmol/h3 塔板数的确定3.1 理论板层数的求取3.1.1 相对挥发度的求取由，再根据表1数据可得到不同温度下的挥发度，见表2表1温度/xy温度/ x y1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.

9、30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665表2温度/挥发度温度/挥发度96.47.582784.63293.57.332 75.34.03591.26.843 73.13.52589.36.61071.23.14387.76.464 69.32.86884.46.06667.62.69181.75.501 662.534所以3.1.2 求最小回流比及操作回流比泡点进料：由q线与平衡线的交点e（xe，ye）作图可得

10、： 图2 甲醇-水的y-x相图在上图中我们可以得到q线与平衡线的交点为e（xe，ye）=（0.315，0.675）故最小回流比为=取操作回流比为R=2=20.889=1.7783.1.3 求精馏塔的气、液相负荷 3.1.4 求操作线方程精馏段操作线方程为：=+=+=0.64+0.358 （a）提馏段操作线方程： （b）3.1.5 采用逐板法求理论板层数由 得 将 =4.45 代入得相平衡方程 （c）联立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则由（c）式求得第一块板下降液体组成利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用提馏段操作

11、线方程，直到为止，计算结果见表3。表3 版号组成123456789101112y0.9950.9840.9550.8870.7760.6290.4900.3150.1650.07360.0290.00969x0.9780.9330.8270.6380.4240.276xF0.1780.09370.04250.01750.006670.00219xW精馏塔的理论塔板数为 =12-1=11（不包括再沸器）进料板位置 3.2 实际板层数的求取3.2.1 液相的平均粘度根据表1，用内插法求得用内插法求得用内插法求得，则塔顶、塔底的平均温度tm =（64.6+99.5）/2 =82.1 粘度的计算 在t

12、m =82.1 时，查得2H2O =0.347, CH3OH=0.272 则由 求出3.2.2 全塔相对挥发度由表2可求得全塔的平均相对挥发度m=4.453.2.3 全塔效率ET 和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：计算所以全板精馏段实际板层数 块提馏段实际板层数 块全塔实际板层数 N=14+12=26块4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作压力的计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 4.2 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算结果如下：塔顶温度 进料板温度 精馏段平均温度 4.3 平

13、均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，进料板平均摩尔质量计算： 精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：4.4 平均密度计算4.4.1 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 4.4.2 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算由，查手册3得 进料板液相平均密度的计算：由，查手册得： 进料板液相的质量分率： 精馏段液相平均密度为： ，查手册2得： 提馏段液相平均密度为：4.5 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算由，查手册3得 进料板液相平均表面张力为 由，查手册3得 精馏段液相平均表面张力为4.6 液体平均粘度计算见3

14、.2.1精馏段液相平均黏度5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：由 式中的C由式计算，其中由史密斯关联图4查取，图的横坐标为 ： 取板间距，板上液层高度，则查史密斯关联图3得=0.068取安全系数为0.6，则空塔气速为按标准塔径圆整后为 D=1.0m塔截面积为实际空塔气速为：5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在提溜段开1个人孔，在精馏段开1个人孔，其高度均为：0.8m，故精馏塔的有效高度为：6 塔板主要工艺尺寸的计算6.1 溢流装置计算因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：6.1.1 堰长取6.1

15、.2 溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取E=1，则取板上清液层高度故 6.1.3 弓形降液管宽度和截面积由 查弓形降液管的参数图4，得 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。6.1.4 降液管底隙高度取 则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。6.2 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数F0=10，则孔速0=(m/s)求取每层塔板上的浮阀数，即N=取边缘区宽度=0.06m，泡沫区宽度=0.07m,计算鼓泡区面积，即=2R=(m)x= (m)=0.496(m2)开孔所占面积：估算孔心距：浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=

16、0.075m,则可按下式估算排间距t/,即 t/=考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分股跑区面积，因此排间距不宜采用89mm,而应小于此值，故取t/=60mm=0.06m。按t=75mm=0.075m，t/ =0.06m以等腰三角形叉排方式作图5（附图），得阀数N=78个。按N=78重新核算孔速及阀孔动能因数：F0 = =9.05阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率=6.3 浮阀塔型号的选取选用F1Z-3A型浮阀，其主要参数如表4：表4阀片厚度（mm）阀重（g）塔板厚（mm）H（mm）L（mm）阀孔直径（mm）232.8311.515.539

17、图3 F1型浮阀的结构7 塔板的流体力学验算7.1 塔板压降可根据此式计算塔板压降，即7.1.1 干板阻力计算先计算临界孔速，即（m/s）因 , 则 可按下式计算，即7.1.2 板上充气液层阻力计算本设计分离甲醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数则= hL=(m)7.1.3 液体表面张力的阻力计算因本方案设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液体高度为： = 0.0361+0.03=0.0661（m）单板压降: （设计允许值）7.2 淹塔为防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd。Hd可用下式子计算，即Hd =（1） 与气体通过塔板的压降相当的

18、液体高度=0.0661m。（2） 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故可按下式计算，即=0.153=0.00075(m)（3） 板上液层高度，取hL=0.06m因此Hd =0.0661+0.06+0.00075=0.127（m）取=0.5，板间距 ，溢流堰高度hW =0.05281m则=0.5（0.40+0.0530）=0.226(m)可见Hd ，符合防止淹塔的要求。7.3 液沫夹带计算泛点率F1:板上液体流经长度 ZL =D-2Wd=1.0-20.12=0.76（m）板上液流面积 甲醇和水可按正常系统按表取物性系数K=1.0，又由泛电负荷图查的得泛点负荷系数则F1可计算得：又按下式计算

19、泛点率，得%计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV0.1kg液/kg气的要求。8 塔板负荷性能图8.1 雾沫夹带线由 ，对于一定的物系及一定的塔板结构，式中及ZL 均为以知值，响应于eV =0.1 的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出的关系式，据此作出雾沫夹带线。将泛点率=80%计算如下：整理得 0.551 +15.51=0.8雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个图，依上式算出相应的值列于表5中。表5雾沫夹带线数据：/(/s) /(/s) 0.0005 1.438 0.00364 1.3498.2 液泛线由=确定液泛线。忽略式中项，得到：）=5.34 物系

20、一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而u0 与 又有如下关系，即 u0= 式中阀孔数N与孔径 d0 =0.039m亦为定值,=0.5,E=1。因此，可将上式简化，得=3.407-40491.71-34.32在操作范围内任取若干个值，依式算出相应的值列于表6中。表6/(/s) /(/s) 0.0006 1.774 0.001 1.739 0.0025 1.588 0.00364 1.4358.3 液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中提留时间不低于35s，依式知液体在降液管内停留时间 35s求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以5s作为液体在降

21、液管中停留时间的下线，则（）max =8.4 漏液线对于F1型重阀，依F0=u0 =5计算，则u0=。又知=，即=式中d0 、N、 均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以F0 =5 作为规定气体最小负荷的标准，则（）min =0.452(/s)（2）8.5 液相负荷下限线取堰上液层高度h0w =0.006 m 作为液相负荷下限条件，依下列h0w 的计算式 w 计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直直线。 =0.006取E=1，则=（/s)（3）8.6 塔板负荷性能图及浮阀塔板工艺设计结果根据本题附表5、附表6及式（1）-（

22、3）可分别作出塔板负荷性能图上的-共五条线，见附图2图4 塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点A（设计点），处在适宜操作区域的适中位置。 塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。 按照固定的气液比，由附图2查出塔板的气相负荷上限, 气相负荷下限，所以：操作弹性= 所设浮阀塔的主要结果汇总于表7：表7项目 数值及说明 备注塔径D/m 1.0 板间距 0.4 塔板型式 单溢流弓形降液管 分块式塔板空塔气速u/(m/s) 1.0879堰长/m 0.60堰高/m 0.05281板上液层高度hL /m 0.05降液管底隙高度h0/m 0.0160 浮阀数N/个 79 等

23、腰三角形叉排浮孔气速u0 /(m/s) 9.05 浮孔动能因数F0 9.5临界阀孔气速/(m/s) 10.024孔心距t/m 0.075 指同一横排的孔心距排间距t/m 0.085 指相邻两横排的中心距离单板压降 525.14液体在降液管内停留时间/s 27.1降液管内清夜层高度Hd /m 0.127泛点率 /% 48.12气相负荷上限 1.438 雾沫夹带控制气相负荷下限 0.452 漏液控制操作弹性 3.18 9 精馏塔塔高的计算和设计9.1 塔顶空间高度取塔顶空间高度HD=1.5m=1500mm9.2 塔底空间高度取釜液停留时间，已知塔底釜液流出塔底空间高度 取一位小数Hz=2.6m=2

24、600mm9.3 人孔尺寸设计人孔数S=2，分别设计在第4块板与第5块板之间、第19块与第20块板之间（从塔顶向塔底数，下同）。人孔直径设计为500mm，人孔处的板间距9.4 进料段高度进料段为第13块板与第15块板之间，取进料段高度9.5 塔总高度塔总高度（不包含裙座与封头）9.6 支座高度 本设计采用圆柱形裙座式支座，高度取10 接管尺寸设计10.1塔顶蒸汽管根据GB/T17395-2008，选用规格为mm，则此时核算 （在1520 m/s内，合格）则，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数（查HG/T20593-97）如表8，PN 0.25Mpa表8公称直径DN（mm）管子外径A（mm）连

25、接尺寸（mm）法兰厚度C（mm）法兰内径B（mm）法兰理论质量（kg）法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th2002733753351812M1624276.58.9610.2回流管根据GB/T17395-2008，选用规格为mm，则 核算速度（在1.52.5 m/s内合格）则，此管选用的全平面板式平焊管法兰参数（查HG/T20593-97）如表9，PN 0.25Mpa表9公称直径DN（mm）管子外径A（mm）连接尺寸（mm）法兰厚度C（mm）法兰内径B（mm）法兰理论质量（kg）法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th253210075114M101

26、4330.7310.3输料管设料液由泵输送，取进料速度=MF F=22.44130.43=2926.85 kmol/h则根据GB/T17395-2008，选用规格为mm，则 核算速度：（在1.52.5 m/s内，合格）则，此管选用的全平面板式平焊管法兰参数（查HG/T20593-97）如表10，PN 0.25Mpa表10公称直径DN（mm）管子外径A（mm）连接尺寸（mm）法兰厚度C（mm）法兰内径B（mm）法兰理论质量（kg）法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th253210075114M1014330.7310.4塔釜出液管取塔釜液流出速度，=流出量则根据GB/T17

27、395-2008，选用规格为mm，则此时核算（在0.51.0 m/s内，合格）则，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数（查HG/T20593-97）如表11， PN 0.25Mpa表11公称直径DN（mm）管子外径A（mm）连接尺寸（mm）法兰厚度C（mm）法兰内径B（mm）法兰理论质量（kg）法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th5057140110144M1216591.5110.5 蒸汽喷出器管径dp当用于加热釜液时:本方案采用401.3Kpa（绝压）水蒸气为热源，其温度ts=143.5，再沸器内将釜液由99.5加热到温度为100的蒸汽，其吸收的热量：=Q吸 =Q放

28、=Q吸=M1r= 由化工原理附录九中差得：压力为401.3Kpa（绝压）的饱和水蒸气，其汽化潜热为r=2138.16KJ/Kg,密度为2.1683Kg/m3。故其体积流量取管内蒸汽速度为u=20m/s,则由得=134mm根据GB/T17395-2008，选用规格为mm，则此时核算（在2025m/s内，合格）则，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数（查HG/T20593-97）如表12，PN 0.25Mpa表12公称直径DN（mm）管子外径A（mm）连接尺寸（mm）法兰厚度C（mm）法兰内径B（mm）法兰理论质量（kg）法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th12513324

29、0200188M16201354.53当用于加热料液时:其吸收的热量Q吸为： Q放=Q吸=M2r=350.06KW故其体积流量取管内蒸汽速度为u=20m/s,则由得=69.4mm根据GB/T17395-2008，选用规格为mm，则此时核算（在2025m/s内，合格）则，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数（查HG/T20593-97）如表13，PN 0.25Mpa表13公称直径DN（mm）管子外径A（mm）连接尺寸（mm）法兰厚度C（mm）法兰内径B（mm）法兰理论质量（kg）法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th6576160130144M1216781.8510.6饱

30、和蒸汽管db10.6.1釜液饱和蒸气管当用于加热釜液时:由前面计算可得其体积流量取管内蒸汽速度为u=40m/s,则由得=94mm根据GB/T17395-2008，选用规格为mm，则此时核算（在4060m/s内，合格）则，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数（查HG/T20593-97）如表14，PN 0.25Mpa表14公称直径DN（mm）管子外径A（mm）连接尺寸（mm）法兰厚度C（mm）法兰内径B（mm）法兰理论质量（kg）法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th8089190150184M1618912.9410.6.2 进料管当用于加热料液时:由前面计算可得其体积流

31、量取管内蒸汽速度为u=40m/s,则由得=49.1mm根据GB/T17395-2008，选用规格为mm，则此时核算（在4060m/s内，合格）则，此管选用全平面板式平焊管法兰，其参数（查HG/T20593-97）如表15，PN 0.25Mpa表15公称直径DN（mm）管子外径A（mm）连接尺寸（mm）法兰厚度C（mm）法兰内径B（mm）法兰理论质量（kg）法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔直径L螺栓孔数量n螺纹Th4045130100144M1216461.38管路汇总表表16:管线用途流速/（m/s）管规格输料管塔顶蒸汽管回流管塔釜出液管釜液蒸汽喷出器料液蒸汽喷出器（加热料液）釜液饱和蒸气管

32、进料管1.9217.412.010.7423.1522.855.7360.00323.523711.5323.5573.51334765.5894.5452.511辅助设备的计算11.1 再沸器采用401.3Kpa（绝压）水蒸气为热源，其温度ts=143.5，再沸器内将釜液由99.5加热到温度为100的蒸汽，选取传热系数k=2500w/(m2/K),温差釜液可视为纯水，水的沸点为100，与釜液温度相近，故可用纯水沸点下的汽化潜热代替釜液的汽化潜热。11.2料液预热器采用401.3Kpa（绝压）水蒸气为热源，其温度ts=143.5，假设原料液为25，将原料液由25加热至泡点77.6，采取逆流换热

33、，则：温差取传热系数511.3 塔顶回流冷凝器取江河水冷凝剂，逆流冷却，传热系数k= 600W/（m2k）5；由安托尼方程计算得塔顶蒸汽温度为67.2，回流液温度为64.6；则回流冷凝器内热蒸汽由67.2降至64.6，而冷却水则由25升高至35。温差：被冷凝蒸汽可视为纯甲醇蒸汽，甲醇在64.6下的汽化潜热为甲醇蒸汽的流量传热面积11.4塔顶产品冷却器取江河水为冷凝剂，逆流冷却，传热系数为k=600W/(m2K)；塔顶产品由64.6冷却至30，冷却水由25升至35温差：传热量：传热面积11.5塔底产品冷却器取江河水为冷凝剂，逆流冷却，传热系数k=600W/(m2K)；塔顶产品由99.5冷却至30

34、，冷却水由25升至35温差： 辅助设备汇总表表17序号换热器名称热物流温度/冷物流温度/传热流量Q/KW传热面积A/m2进口出口进口出口E-101E-102E-103E-104E-105进料预热器塔顶冷凝器塔底再沸器塔顶产品冷却器塔底产品冷却器143.567.2143.564.699.5143.564.6143.53030252599.5252577.6351003535350.061112.012104.4531.20399.853.3752.2119.263.7728.60.12 贮罐的计算12.1原料罐原料罐中通过的物流量为 原料液密度 设原料在原料罐中的停留时间为0.5h，罐的填充系数

35、取0.7，则该罐的容积V计算如下： 圆整后，可取原料罐V-101容积为3.0m312.2 塔顶产品罐塔顶产品罐中通过的物流量为 塔顶产品的密度为 设塔顶产品在罐中的停留时间为72h，罐的填充系数取0.7，则该罐的容积V计算如下： 圆整后，可取塔顶产品罐V-102的容积为200m312.3塔底产品罐塔底产品罐中通过的物流量为 塔底产品的密度为 设塔底产品在罐中的停留时间为72h，罐的填充系数取0.7，则该罐的容积V计算如下： 圆整后，可取塔底产品罐V-103的容积为200m3主管估算结果汇总表表18：序号位号名称停留时间/h容积/m31V-101原料贮罐0.52.02V-102塔顶产品罐7220

36、03V-103塔底产品罐72200.13 封头的计算本设计选用标准椭圆形封头，其厚度计算为其中： 许用应力所以： 参照椭圆形封头参数表4得：曲面高度h1=250mm 直边高度h2=25mm.14 液料输送泵的选型为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算。本方案选择V-101内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式：H= 式中，为两截面处位头差；为两截面处静压头之差； 为 两截面处动压头之差； 为直管阻力；为管件、阀门局部阻力。根据前面的数据对上式各项进行估算= = 较小可以忽略，将各项代入上式中，计算泵的扬程H=27.15（m） 由前面数据可知其流量Q=查化工原理（上）附

37、录十七，可确定泵的选型为：IS 50-32-200，n=2900r.min-115对设计过程的评述和有关问题的讨论设计的前期工作：本小组在详细阅读设计任务书后，在图书馆借了大量的参考文献以为设计做准备。设计方案的确定：在阅读部分参考书后，经组员讨论，拟出一套较理想的甲醇-水分离精馏塔设计方案，决定取用的塔板类型为浮阀塔，因为甲醇具有腐蚀性，而浮阀塔的抗腐蚀性较高，又具有生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压降及液面落差小等优点，非常符合我们甲醇-水分离精馏塔设计的要求。物料衡算阶段：我们采取总体的物料衡算，计算过程要考虑的因素很多，温度、密度和粘度的计算都采用内插法计算，参考数据来源网上电子版参考文献。管路计算和辅助设备的计算与选型：我们的操作压力是在常压下进行，年产量也比较少，所以有相应数据计算出来的有些管路通经会相对较小，塔体和封头的厚度也相对较薄。但是我们对这些设备都进行了安全核算，不存在安全隐患。制图中遇到的问题：采用CAD制图，在制图过程中遇到的问题不大，打印过程就有些麻烦，打印店安装的CAD版本如果与我们绘图版本不一样的话，打印出来的效果就不好，同样版本的CAD，在安装过程中，如果选择安装的内容不一样，一样的图打开效果也不一样，如字体，多行文字对齐方式都会不一样。经过这次课程设计，我们等于是复习了很多以前学过的内容，如排版时格式、字体要求用到科技写作内容，物料衡