15 16 17 19 21 23 24 25 26 27 28 29 30 32 34 36 38 39 40 42 44 46
堰长 m 堰高 m 板上液层高度 m 堰上液层高度 m 降液管底隙高度 m 安定区宽度 m 边缘区宽度 m 开孔区面积 m2 筛孔直径 m 筛孔数目 孔中心距 m 开孔率 ％ 空塔气速 m/s 筛孔气速 m/s 稳定系数
精馏段每层塔板压降 kPa
负荷上限 负荷下限
液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)
气相负荷上限 m3/s 气相负荷下限 m/s
操作弹性
3
0.6 0.0417
0.05 0.00835 0.020
0.065 0.035 0.530 0.022 2721 0.015 10.1
1.941 27.67 3.14 0.879
液泛控制 漏液控制
0.068 3.433 0.400 8.583
0.048 3.233 0.437 7.467 1.868 27.38 2.87 0.851 0.06 0.0159 0.022
十、辅助设备的计算及选型
⒈ 原料贮罐
设计原料的储存利用时间为3天
Qm,h=6313.13 kg/h×24h×3
=454545.36kg 则可知： V= Qm,h/进料密度 =454545.36/904.75 =502.40m3
设其安全系数为：0.8 则有： V实际=502.40/0.8=628.0m3
21
2．产品贮罐
设计产品的储存时间为3天
Qm,h=89.02×30.38×24h×3
=194718.79kg
产品密度=甲醇密度×0.882+水密度×0.118
=750.0×0.882+979.4×0.118 =777.07kg/m3 则可知：
V= Qm,h/产品密度 =194718/777.07 =250.58 m3
设其安全系数为：0.8 则有： V实际=250.58/0.8
=313.23 m3
选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐系列（HG-21502.1-92）
原料储罐的选择规格为： 名称 规格
产品储罐的选择规格为 名称 规格 标准序号 公称体积/m3 HG-21502.1-92-208 300 ３．原料预热器 原料加热：采用压强为270.25kPa的水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式采用逆流加热 则
Qm,h=50000×1000/(330×24)=6313.13 kj/(kg·K) 同时有Ｃp,h,甲醇=2.48 kj/(kg·K) Cp,h,水=4.183 kj/(kg·K) 质量分数 xF=0.40
根据上式可知：Cp c=2.48×0.4+4.138×0.6
=3.502kj/(kg·K)
设加热原料温度由10℃到85℃ 则有： φ= Qm,h×cp,c×ΔT
=6313.13×3.502×75 =1.658×10 kj/h 选择传热系数K=800 w/(m2·K) 则传热面积由下列公式计算：
22
6
标准序号 公称体计算体积/m3 积/m3 660 内/mm 9500 径总/mm 高材料 总重/kg HG-21502.1-92-217 600 10338 Q235-A.F 21840 计算体积/m3 330 内/mm 7500 径总/mm 8305 高材料 总重/kg Q235-A.F 12760
A=φ/（K×ΔTm） 其中 ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2) =76.49 K 故有： A=φ/（K×ΔTm）= 27.20 m2 取安全系数为0.8 则 A实际=27.20/0.8=33.87 m2
选择固定管板式换热器系列，规格为： 采用加热管的直径为：25×2.5mm 名称 规格 名称 规格
4．塔顶全凝器
甲醇的气化热r⑹ Qc=(R+1)D×r
=(1.130+1)×(89.02×30.38/3600)×1101 = 1758.85kg/h
冷凝塔顶产品由温度67.0℃冷却到温度40℃ 采用冷凝水由20℃到40℃ 知道 ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2) =23.33 K
选择K=800w/( m2·K) 则有： A= Qc /(K×ΔTm) = 94.24m
取安全系数为0.8
实际面积A=94.24/0.8=117.80 m2
选择冷凝器的系列：
采用加热管的直径为：25×2.5mm 名称 规格 名称 规格 5．塔底再沸器
Qc=V’w r
=(189.61×2258×18.02)=2143.8kg/h 塔釜产品由温度103.2℃加热到温度130℃ ΔTm=130.0-103.2=26.8K
23
2
公称直径Dg/mm 500 中心排管数 -- 公称压力Pg/MPa 1.6 管程流通面积/m 0.0119 2管程数N Ⅳ 计算换热面积/m 33.87 2管子根数n 152 换热管长度/mm 3000 公称直径Dg/mm 600 中心排管数 公称压力Pg/MPa 1.6 管程流通面积/m2 0.0399 管程数N Ⅱ 计算换热面积/m2 117.08 管子根数n 254 换热管长度/mm 6000
选择K=1000w/( m2·K) 则有： A= Qc /(K×ΔTm)=78.00 m2 取安全系数为0.8 则有 A实际=78.00/0.8=100.00 m2 名称 规格 名称 规格 6．产品冷却器
假设产品从67.0℃冷却到40℃时
冷却水从进口温度15℃到40℃时
CH3OH ： Cp,c=2.48 Kj/kg K H2O ： Cp,c=4.183 Kj/kg K φ=Qm,c Cp,c △T
=89.02×30.38×2.48×(67-40) =1.811×105kj/h 取K=600 w/( m2·K) A=φ/K△Tm
=(1.811×105×1000)/(600×26.0×3600) =3.22 m2
取安全系数为0.8 则 A实际=3.22/0.8=4.03 m名称 规格 名称 规格 7．精馏塔 ⑴ 塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距。所以塔顶间距为（1.5—2.0）HT=1.8×0.4=0.72 m ⑵ 塔底空间
塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定 设塔底的密度为1000kg/ m3 V=(200.04×18.04×5/60)/1000 =0.30 m
3
2
公称直径Dg/mm 600 中心排管数 公称压力Pg/MPa 2.5 管程流通面积/m2 0.0190 管程数N Ⅳ 计算换热面积/m2 100.00 管子根数n 242 换热管长度/mm 6000 公称直径Dg/mm 273 中心排管数 公称压力Pg/MPa 2.5 管程流通面积/m 0.0050 2管程数N Ⅱ 计算换热面积/m 100.00 2管子根数n 32 换热管长度/mm 3000 V=∏R2h 算出h=0.38 m 所以 塔底高度设计为1.45m ⑶ 塔支座为2.5m ⑷ 塔体总高度为：
24
H=(n-nF-nP-1)HT+ nF HF+ nP Hp+ HD+ HB+ H1+H2 =(14-1-1-1)×0.4+1×0.4+1×0.8+0.72+1.45+0.5+2.5 =10.77 m
8．管径的设计
⑴ 塔顶蒸气出口管的直径dV
操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12~20 m/s， 蒸气管的直径为 dV=(4Vs/∏Uv)，其中
dV---塔顶蒸气导管内径m Vs---塔顶蒸气量m3/s，则 dV =[(4×1.55)/(3.14×20.0)]1/2 =0.31m 名称 规格
⑵ 回流管的直径dR
①当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速UR可取0.2~0.5 m/s②当用泵输送时，可取1.5~2.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速UR取0.5 m/s) dR=(4Ls/∏UR)
1/2
1/2
接管公称直径Dg 350mm 接管 外径×厚度 377×10mm 接管伸出长度 200mm 补强圈（内径、外径） 620/381mm =(4×0.001/3.14×0.5)1/2 =0.050m 名称 规格
⑶ 进料管的直径dF
若采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.4~0.8 m/s，如果用泵输送时，料液速度可取1.5~2.5 m/s(本设计采用高位槽送料入塔，料液速度UF= 0.5) dF=(4Vs/∏UF)1/2
=[(4×0.006)/(3.14×0.5)]1/2 =0.124m 名称 规格
接管公称直径Dg 150mm
一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.5~1.5 m/s，循环式再沸器取1.0~1.5 m/s dW=(4LW/∏UW)(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s) =[(4×0.004)/(3.14×0.8)]1/2 =0.08m
25
1/2
接管公称直径Dg 50mm 接管 外径×厚度 57×3.5mm 接管伸出长度 150mm 补强圈（内径、外径） -- 接管 外径×厚度 159×5mm 接管伸出长度 200mm 补强圈（内径、外径） -- ⑷ 塔底出料管的直径dW