甲醇水分离填料精馏

甲醇－-水分离填料精馏
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课程设计
课程名称:化工原理课程设计
设计题目:甲醇-水分离过程填料精馏塔设计院系:化学工程学院
学生姓名：张雪晗
学号：29
专业班级:化工１００2班
指导教师：史彬
2013 年01 月１2日
甲醇-水分离过程填料精馏塔设计
目录
前言ﻩ...．......．.．．．．．..．.....．........．..．．...．．．. (3)
１设计方案的确定．..........．．..．..........．..．.........． (3)
２精馏塔的物料衡算．....．.．.．.....．.．．..........．.．..．．.. (4)
2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分
率.....．.....．..．...．..4
2．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质
量...．............５
２.３物料衡
算.．.......．..．....．．．．..．...．．．.．.........．..5 ３塔板数的确定.．．.．．......．..............．.．．.．.．......．..．５
3.1解析法求理论板层
数．.．．.．.．.．．.......．..．.．......． (6)
3.2全塔效率
Ｅ．......．.........．....．..．..．.．．．...．...．．7
3.3实际塔板数的求取.....................．.．．........．..9
4精馏塔的工艺条件及物性数据的计算..．.......．.....．...． (9)
４.1工艺条
件...．．..．......．.．....．..．...．....．.．.．.....．9 4．2平均摩尔质
量.......．．...．．.......．...．.........．.．..9
4．3平均密度计
算.........．....．......．.．........．....．.1０
4．4液体平均表面张力计
算．..．....．...............．．.．.．.1１
4．５液体平均粘度计
算....．....．．..．..........．.．．.．.....１2
5精馏塔的塔体工艺尺寸计算.．.．.．.........．....．.．.．. (12)
５.1塔径的计
算..．..．.......．.．．．............．.....． (12)
５.2填料层高度计
算．....．．．..．．..........．.．....．. (14)
6填料层压降计算.．..．．.．....．.....．..........．........．...１４
7附属设备及主要附件的选型计算..．..．...．．．．.．..．...．．..．.１4ﻫ7.1,塔顶出料口管径的计算..．.．....．.．...．..........．..14
7.2,回流管径的计算．........．..．.．.．.．．.．...........．.１5
7.3, 进料口的管径的计算...．．...．．..．..．.. (15)
7.４塔釜出料口的管径的计算........．....．..．．..．....．．．15
７．５筒体厚度...．..．........．.....．..．...．．...．...．. (15)
7.6 封头....．．....．.．..．.．．．．．.．..．..．...．．....．．．．．１7
7．7冷凝器．.....．.......．.．..．..．.．.．.. (17)
7．8加热器.．......．..．.．..．..．．．..．...．.．.．..．..．..．..17 8小结.．....．....．.．........．.．．......．．.．......．..． (17)
9全章主要符号说明...．....．.．..．..．．..．.......．．.．．..．..．.1９
前言
填料塔操作时，液体自塔上部进入，通过液体分布装置均匀淋洒于填料层上，继而沿填料表面缓慢下流。

气体自塔下部进入，穿过栅板沿着填料间隙上升。

这样,气液两相沿着塔高在填料表面与填料自由空间连续逆流接触,进行传质和传热。

甲醇－水属于难分离物系，选用填料精馏塔的分离效率较高，容易满足生产要求。

１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,一般采用连续精馏流程。

精馏是分离液体混合物最常用的一种操作，它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同,使易挥发组分由液相向汽相传递,难挥发组分由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。

精馏对塔设备的要求大致: 一：生产能力大:即单位塔截面可通过较大的汽、液相流率,不会产生液泛等不正常流动。

二:效率高:汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触,具有较高的塔板效率或较大的传质速率。

三：流动阻力小:流体通过塔设备的阻力降小,可以节省动力费用，在减压操作时易于达到要求的真空度。

四:有一定的操作弹性:当汽、液相流率有一定的波动时,两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化。

五：结构简单，造价低,安装检修方便。

六:能满足物性每些工艺特性,如腐蚀性、热敏性、气泡性等特殊要求。

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。

甲醇常压下的沸点为64.7℃，故可采用常压操作。

用30℃的循环水进行冷凝。

塔顶上升蒸汽用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷凝器冷却后送至储槽。

因所分离物系的重组分为水,故选用直接蒸汽加热方式,釜残液直接排放。

甲醇－水物系分离难易程度适中,气液负荷适中。

设计中选用金属散装阶梯环Ｄ
３８填料。

因废甲醇溶液中含有少量的药物
n
固体微粒,应选用金属散装填料,以便定期拆卸和清洗。

阶梯环是对鲍尔环的改进。

与鲍尔环相比,阶梯环高度减少一半，并在一端增加了一个锥型翻边。

由于高经比减少，使的气体绕填料外壁的平均路径大为缩短,减少了气体通过填料层的阻力。

锥型翻边不仅增加了填料的机械强度,而且使填料之间由线接触为主变为点接触为主,这样不但增加了填料间的空隙,同时成为液体沿填料表面流动的汇集点,可以促进液膜的表面更新,有利于传质效率的提高。

阶梯环的综合性能优于鲍尔环,成为目前所使用的环型填料中最为优良的一种。

同类填料，尺寸越小,分离效率越高，但阻力增加,通量减小，填料费用增加很多。

而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低，根据计算故选用D
n
3８规格的。

温度/℃液相中甲醇
的摩尔分数气相中甲醇
的摩尔分数
温度/℃液相中甲醇
的摩尔分数
气相中甲醇
的摩尔分数
1０0 0 0 75．3 0.４0．729 96.４0.02 0.13４７3．１0.5 0．779 93.5 0．04 0.234 ７1．2 0.6 0.８2５91.2 ０.06 0.３04 69.3 0.7 ０．87 89．3 0.08 0.36５6７.６0.8 ０.915 87.7 ０.１０.418 66 0.9 ０.95８84．4 0.15 0.5１7 ６5 0．９5 0．979 81.7 0.２０．579 ６4.5 １ 1
78 0．3 0.665
2精馏塔的物料衡算
2．1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量：km ol /kg 32=A M
水的摩尔质量：kmol /kg 18=B
M
()[]()[]()[]0028
.018/995.032/005.0/32/005.0995
.018/003.032/997.0/32/997.0324
.018/54.032/46.0/32/46.0=+==+==+=W D F X X X
2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
()()()kmol
/kg 04.1818*0028.0132*0028.0M kmol
/kg 93.3118*995.0132*995.0M kmol
/kg 54.2218*324.0132*324.0W D =-+==-+==-+=F M
2．3物料衡算
废甲醇溶媒的处理量为年万吨/2.3，每年工作日为３０0天，每天 ２４小时连续运行。

原料处理：
()h /km ol 18.19754.22*24*300/32000000==F
总物料衡算: W D +=18.197
甲醇物料衡算: W D 0028
.0995.0324.0*18.197+= 解得: h /kmol 35.133h W /kmol 83.63==D
3塔板数的确定
3．1．1求最小回流比及操作回流比
泡点进料，q 值为1,
采用作图法求最小回流比:在ｘ-ｙ图中对角线上,自点（0.３2４,0.３24)作垂线即为进料线．该线与平衡线的交点坐 标：682.0y q = 324.0x q =
故最小回流比；
()()()()87
.0324.0682.0/682.0995.0x -y /y x q q q min =--=-=D R ()min 0.2~1.1R R = 故取操作回流比:5.1=R 3．1．2求精馏塔的气液相负荷
()h
kmol F L D R V h
kmol D R L /93.292L h /kmol 58.15983.63*5.2*1/75.9583.63*5.1*'=+===+====
h /kmol 58.159'==V V
气相组成： 0995
y 1
= 液相组成： 992.01
=X
精溜段的操作线方程为398.0x 6.0y +=
提溜段的操作线方程为
0023.0-x 84.1y '=
３.1.3采用解析法求理论板数
995.0X y 1==D
;992.01=X 993.0y 2= ；965.02=X
977.0y 3= ；945.03=X 965.0y 4= ;907.04=X 942.0y 5= ;854.05=X 910.0y 6= ;770.06=X 860.0y 7= ;620.07=X 766.0y 8= ;450.08=X 668.0y 9= ;324.0308.09=<=F X X
所以,第9块板为进料板。

提馏段:308.01
'
=X 564.0y 2'
=
;156.02'=X 270.0y 3'= ;045.03'=X 081.0y 4'= ;009.04'=X
013.0y 5'
= ;0028.00024.05'=<=W X X
由以上数据可知总理论板层数:13=T
N ，进料层:9=F N
3.2全塔效率E
塔顶温度: C 05.64t =
塔釜温度:6.99t
=℃
进料温度： 0.77t =℃
精馏段的平均温度为()C o 75.702/0.775.64t m
=+=
提留段的平均温度为()C o
m
3.882/0.776.99t =+=
塔平均温度：C o 0.82t
=
该温度下进料液相平均粘度: 查手册可得：2770.01
=μ 3565.02=μ
()3307.03565.0*324.0-1277.0*324.0=+=μ 故47.0lg 616.017.0=-=μE
水的重要物理性质
温度ｔ/ (℃)
密度ρ/(kg/ｍ３
)
黏度μ／（ｍP ａ.s ） 张力σ/（mN/m ）
比热容Cp /(K ｊ／
kg.k) 20 ９９8.2 1.0０5 ７2．60
４.183
60 98３.2 ０.468８ ６6．２０ 4.17８ ７０ 9７７.8 0.4061 ６4.30 4.18７ 80 9７１.8 0.3565 ６2．６0 4.１95 90 965.3 0.3165 60．70 4.208 １０0
958.4
0.283８
58.80
4．220
ﻩ甲醇的重要物理性质 温度t/ （℃）
密度ρ/（ｋg/m ３) 黏
度
μ/(mPa.ｓ） 张力σ/（mN ／m ）
比热容Cp
／（K ｊ／
kg.ｋ)
２0 ８04.8 0.5800 22.０7 60 7６1.1 0.34４0
17.33
70 ７49．4 0.３０７０ １６.18 80 7３7.4 0．2770 １５．04 90 7249
０.2500
13.91 100
７12．０ ０.2280
１2．80
３.3实际塔板数的求取
精馏段实际板层数： 1747.0/8/===E N N 块。

提留段实际板层数: 1164.1047.0/5/≈===E N N
块。

4 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算 4.１工艺条件
塔顶压力： Ｐ=１0１.3Kpa. 操作温度: 塔顶温度: ｔ=64.５℃ 塔釜温度:t=９9.6℃ 进料温度: t ＝7７.0℃
4．2平均摩尔质量
塔顶平均摩尔质量:
kmol
/kg 89.3118*)992.01(32*992.0M kmol /kg 93.3118*)995.01(32*995.0LDM =-+==-+=VDM M
进料板层平均摩尔质量: 查Ｘ-Ｙ图得: 668.0=F Y 308.0=F X
kmol
/kg 31.2218*)308.01(32*308.0M kmol /kg 35.2718*)668.01(32*668.0LF =-+==-+=VF M
塔底平均摩尔质量: 013.0=W Y 0024
.0=W X
kmol
/kg 03.1818*)0024.01(32*0024.0M kmol /kg 18.1818*)013.01(32*013.0LW =-+==-+=VW M
精馏段平均摩尔质量:
kmol
/kg 10.272/)31.2289.31(M kmol /kg 64.292/)35.2793.31(LJ =+==+=VJ M
提馏段平均摩尔质量:
kmol /kg 17.202/)03.1831.22(M kmol
/kg 77.222/)18.1835.27(LT =+==+=VT M
4.３平均密度计算 (1).气相平均密度:
精馏段的蒸汽密度:
[]3m v,/05.1)15.27375.70(*314.8/64.29*3.101/m
kg RT M P M
VJ M =+==ρ
提留段的蒸汽密度：
()[]
()[]30v.m m /kg 77.03.8815.273314.8/3.101*77.22t /=+=+=T M VT T R P M ρ
(2).液相平均密度计算:
液相平均密度依下列式计算:∑=L L
//1ρα
ρLM
塔顶液相平均密度计算：
由t=64.５℃查手册得: 3
m /kg 753=甲醇ρ 3m
/kg 981=水ρ
()()[]3m /kg 9.753981/005.0753/995.0/1=+=LDM
ρ
进料板液相平均密度:
由ｔ=７7．0℃,查手册得: ρ甲醇=739kg/m 3 ρ水 =９73kg/m ３ 进料板液相的质量分率:
ａ甲醇＝0．３08*３２／［(0.３０８*3２）+（0.６92*1８)]=0．442
LFM ρ=1／[(0．442/73９)+(0.558/９73）]=８53.5 ｋg/m ３
查手册得，在9９．6℃时:ρ水=958 k ｇ/ｍ3 ρ甲醇=714ｋg/m 3
LWM ρ=1/［(0.00３/714)+（０.997/9５８）]=957.0k ｇ/m ３
精馏段液相平均密度为:
LJ ρ ＝（７53.9+853.5)/2=803.7 k ｇ/m 3
提留段液相平均密度:
LT ρ=（85３．5+957.O)／2=905.3k ｇ/ｍ3
4.４液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算: i i /σσ
∑=X
塔顶液相平均表面张力的计算：
由ｔ=６4.５℃查手册得: σH2O ＝64．96mN/m
σCH3OH =16.58mN/m
LDM σ ＝0.9９5＊１6．58+0.00５*6４.９６=１6.82 m Ｎ／m 进料板液相表面张力的计算:
由t=７7.0℃查手册得： σ甲醇=15.61ｍN/m σ水 ＝6３．８m Ｎ/m
LFM σ＝0．３08*15.6１＋0.692*6２.8=48．96 ｍＮ/m
塔釜液体的表面张力接近水的表面张力,
由t= ９9.6℃查手册得:σ水 =58．9m Ｎ/m σ甲醇=1３．０１mN/m
LWM σ=1３.01*０.0０24＋0.9976*5８．９=58.79 m Ｎ／ｍ
精馏段液相平均表面张力为:
LJ σ＝（1６.8２+48.96)／2=３2.８9
mN/m
提留段液体平均表面张力为：
LT σ=(５8.７9+４8.9６)/2=53．88 mN/m
4.5液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算,即: ｌg μm =∑x i lg μi 塔顶液相平均粘度的计算:
由ｔ＝64.5℃查手册得: μ甲醇＝0.３20 mp ａs μ水 ＝０.４355m ｐａ
s
LDM μlg ＝0.995*lg ０．３２0+0.005*lg0.4３55 解出： LDM μ=0．3２05 ｍpa ｓ 进料板液相平均粘度的计算:
由ｔ=７7.0℃查手册得: μ甲醇=0.２82mp ａs μ水 =0.3678mpas
LFM μlg ＝0.308*ｌｇ(0.２8２）＋0.６92＊lg （0.３673)
解出：
LFM μ=0.3３88mpas
塔釜液相平均粘度的计算：
由t ＝9９．6℃查手册得:μ甲醇=0.2280 m ｐa ｓ μ水 ＝0.2838mpa ｓ LWM μlg ＝０．0024*lg(０.２2８0)+0.9９７6*lg(0．2８38）
LWM μ＝0.２83７ m ｐas
精馏段液相平均粘度为:
LJ μ＝(0．3388+0．３205)/2＝0.3297mp ａs
提留段液相平均粘度为:
=(0.2８37+0.3５7３)/２=０.32０5 mpａs
LT
5精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5．１塔径的计算
采用气相负荷因子法计算适宜的空塔气速。

5．1.1精馏段塔径计算
L ＝9５.75kｍｏl／h V ＝1５9.58kｍol/h
液相质量流量ＷＬ＝９5.７５＊27.10=2５9４.83kｇ／ｈ
气相质量流量W V=159.58*29.６4=4729.95 kg／h
Ｅekert通用关联图的横坐标为：
Ψ=(W L／Ｗv）*( ρv/ρL)0．５
=（2５9４．8３/4７29．95)*(1．0５/803.7）0.5=0.0２
填料的泛点气体速度可由贝恩—霍根关联式计算得
lｇ[(u２F a tρｖμ0．2L)／ (gξ３ρL)]＝A－Ｋ（ＷＬ/WＶ)1/4(ρv／ρL)１／8
查表得:A=０.1 K=１.75 a=153 ξ=０.96
解得ｕF=３.87m/s安全系数取０．8
ｕ＝0.8uＦ=０．8＊3.87=3.１0m/s
/∏ｕ)0．５=[4*1.2５／3．14*3．10］5.0=0.72ｍ圆整为７00ｍＤ=(4Ｖ
s
m
/∏D２=(4*1．２5)／（3.14*０.7*0.7)＝３.25m/ｓ此时，ｕ＝４Ｖ
s
u/uＦ=3.25/３．8７=0.８４，在允许范围内。

提溜段的塔径计算:L’= 2９2．93ｋmol/ｈＶ’＝159.58kmol/h 液相质量流量Ｗ’L=292.93*2０.17＝５90８.40kg/h
气相质量流量W’Ｖ＝159.58*2２.7７=3６3３.64 kg/ｈ
lg［(u2Ｆa tρvμ0.２L)／(gξ3ρL)]＝Ａ-K(W’L/W’Ｖ)1/4(ρv/ρL）１/８
查表得:A=0.１Ｋ=1.7５a=153 ξ=0．96
u maｘ=3．44ｍ／s, ｕ＝０.8 uｍaｘ=2.75ｍ／s
Ｄ＝（4qｖ,v/∏ｕ)0.５＝０.７１m圆整为700mm。

此时,u=４V
s /2D
π=2.9m/s
u/
max
u＝２．９/3.44=０.84,在允许范围内。

液体喷淋密度校核,
精馏段的液体喷淋密度为
Ｕ=(25９4.８３/803.7)／（0.78５＊0.４9）=8.82m3 /( ｍ２·h) ＞8．7２ｍ3 /( m2·h）
精馏段的空塔速度为
u=（4７29.95/１.０5）／(0.7８５*０．4９*３6０0)=3.２5ｍ/s
提馏段的液体喷淋密度为
U＝(59０８.４0／905．３)／(0.785*0．4９)＝１6.9７
h
m
/
m2
3⋅
>8.７2h
m
/
m2
3⋅,
提馏段的空塔速度为
ｕ=（3633.64/0.7７）/(0.785＊０.４9*3600)＝3．4１ｍ／s 5．２填料层高度计算
Z＝HＥＴP＊NT.
精馏段的高度为：HＥTＰ＝1.0m
精馏段填料层高度为: Z=8*1.0=8．０m
Z′精=1.2*８.0=9.6m
提留段填料层高度为：
Z提＝5*１.0=5.0ｍ
Ｚ′提=1．2*5.0＝6.0ｍ
设计取精馏段填料层高度为10m,提留段填料层高度为6m
对于金属阶梯环散装填料, 要求h/D=8～15。

hｍａx≤6m.
取h/D＝８, 则ｈ＝8*７０0＝56００ｍm.
６．填料层压降计算
金属阶梯环散装填料
采用Ｅcｋert通用关联图计算填料层压降.
精馏段(u2ФΨ/g)*( ρv/ρL）μ０.２L
=[3.１02＊17３(ρ水/ρL） /９．81](1.05／803．7)*0．３2970.2=0.21１
查图有，横坐标为: (Ｗl/ Wv)( ρv/ρl)０.5=0.02.
△Ｐ/Z=200*9.８１=1962Pa/m.
精馏段填料层压降为:
ΔP精=１962＊8=15.70KPa
提馏段（u2ФΨ／ｇ)*（ρv/ρL) μ０．2L
＝［２.７52*173(ρ水/ρL) /9.81］（0.77/9０5.3)*0.３2050.2=0.13
查图有, 横坐标为: (Wl／ Wv)( ρｖ/ρl)0.5＝0.047．
提留段填料层压降为：△P／Z=１０0＊9.81=981Pa/ｍ
Δ提馏段的P提=9８1*5=4．9KPa
填料层总压降为：
ΔP =15.7+4．9=20.6KPa
液体分布器简要设计，散装填料,D=7００ｍｍ，分布点密度选１8０点/ ｍ２布点个数n=180*0．7*0.7=88.2≈8９点。

布液计算由Lｓ=(π/4)d０2ｎΦ（2ｇ△Ｈ)0.5 Φ取0.６，△H=1６０ｍm.
得ｄ0=［４Ls／πnΦ√２ｇ△H)]0.５解ｄ0=０.0０37m, 取d０=3.7mｍ.
７附属设备及主要附件的选型计算
7.1，塔顶出料口管径的计算
ＷV=1５9．58*31.93=5０95.4 ｋg/h
Vｓ= W V/ρ=（50９5.4／３6０0）／1.05＝1．３5kｇ/ｍ3
选u＝３0m/s,
d＝（4Ｖs/πu)0.5=(４＊1.35/3.１4*３0)0．5=0.2４m=24０mm.
由化工原理上册附录十七与十八，查得，选用Φ2４５ｍｍｘ6.5ｍm的无缝钢＝（２45-２*６.5）＝0.２3２mm,重新核算速度，
管,其内径ｄ
ｉ
u=[4＊1.35/(3.14*0.２32*０.2３2）]=３2.0m／ｓ
7.2,回流管径的计算
Vｓ= ＷV/ρ=(2594.８3/３６０0)/803.７＝9.0x10-4kg/m3
选u为0.4m/s,
d=（４*9.0*10－4/πu)０.5=(４*9.0*１0-4/3.１4＊0.4）0.5=0．0５4ｍ=5４mｍ.
选用Φ54mｍｘ3mm的无缝钢管，内径d
=(54-2*3)=48mm，
i
重新核算速度，u=[4*9．０x10-4/(3．１4*0.04８＊0．０4８)]=0.50m/s 7.3, 进料口的管径的计算
ρ=853.５kg/ｍ３ ,质量流量Ｗ
=5908.4kg／ｈ
l
V=(590８．4/36０0)／853.5＝1.90x10-3。

进料口u选0.6m/ｓ
d=(4Ｖs/πu)0.5=0.０63m/s ,选用Φ68mmx3ｍｍ的无缝钢管。

u=[4*1.90x１0-3/（3.1４*0．０62＊0.062)］=０.６3ｍ/ｓ。

7.4，塔釜出料口的管径的计算。

W＝１３3.35*18.03=2404．３kｇ/h Vs＝(2404.3/3６00)/９03.5=７.3９ｘ1０-4ｍ3/ｓ。

ｕ选0.６m/s,d=(４V s/3.１4*0.6)０.5 =40ｍm,选用Φ４2mｍx3ｍm的无缝钢管。

u＝[4*7.3９ｘ1０-4／(3.14＊０.036*０.０36)]=0.73m/s。

7.5.筒体厚度,
内最大有３个大气压,内径Di=600mm,Pc=0.３MPa,
材料Q2３５Ｃ，[σ]t=125Mpa, Ф=0.8(局部无损检测，单面焊接)
计算厚度δ=（PcDｉ)／[2[σ]ｔΦ-Ｐc] =(0.3*6０0)/［(2*125*0.8)-0.3]=0．9
Ｃ1=0.2５ｍm Ｃ2=1.0mm,
δn=0.２5+1.0+0.9+圆整量=３mm，炭素钢的厚度要大于4mm,所以取5ｍm
校核水压实验强度， [σ］t
=ｐ(Di+δｅ) ／2δe ≤0.9σｓ
δe=5－1．25=3.75mm, σｓ=235MP ａ,
则σt=（0.3*604．７5)/(２*3.75)=２4.2 MPa
0.９σｓ＝0.9*0.8*235=169 M Ｐa.可见σt ﹤0．９σs ，所以水压
实验强度 足够。

7.6 封头
采用椭圆形封头，厚度为5mm ，为防止壁流效应,使气液分部不均，还应设置液体分布装置。

精馏段需要一个液体分布装置,提馏段要一个。

７．7冷凝器
本设计冷凝器重力回流直立或管壳式冷凝器原理。

对于蒸馏塔的冷凝器,一般选用列管式,本设计采用管壳式冷凝器,被冷凝气体走管外。

冷却水循环与气体方向相反,即逆流式。

取冷凝器传热系数Ｋ=5５0()C o 2h m /kcal ⋅⋅。

武汉地区夏季最高平均水温２5℃，温升10℃
逆流:Ｔ ６４.5℃→６4.5℃ t ２5℃←35℃
C 01221m 26.3425
-5.6435-5.64ln 25
5.64-35-5.64t t ln t -t t =+=∆∆∆∆=
∆ 传热面积:52.7t m
=∆=
K Q A C
㎡ 7.8加热器
选用U 形管加热器，经处理后放在塔釜。

蒸汽选择１３3℃饱和蒸汽,传热系
数K ＝1000()
C 0
2h m /kcal ⋅⋅
C 033100-133t ==∆ h /kcal 10*61.3'5s =Q
25
s 'm 9.1033
10001061.3t =⨯⨯=∆=
K Q A
8.小结:
本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第一次独立的工业设计。

化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节,通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法，学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧,掌握各种结果的校核,能画出工艺流程、塔板结构等图形,理解计算机辅助设计过程，利用编程使计算效率提高。

在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性,还要考虑生产上的安全性和经济合理性。

在短短的两周里,从开始的一头雾水,到同学讨论,再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养,我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。

我们小组的课程设计是甲醇——水分离填料精馏塔设计图。

在开始时我们不知道如何下手，书中的计算步骤看起来比较简单，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前,我们显得有些不知所措。

通过查阅《化工原理》,《化工工艺设计手册》，《化工原理课程设计》等书籍和在网上搜索到的理论和经验数据。

我们慢慢地找到了符合我们课程设计是实验数据。

并逐渐建立了自己的模版,自己的计算过程。

在实际计算过程中,我们还发现由于没有及时将所得结果总结,以致在后面的计算中不停地来回翻查数据,这会浪费了大量时间。

为此,在计算完精馏塔精馏段方程后，把其可能被后来计算所用到的重要数据列于几张数据表中，方便在计算时能及时查找数据,节省了大量时间。

通过本次课程设计的训练,让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识,我们了解了工程设计的基本内容,掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。

同时,通过课程设计,还使我们树立正确的设计思想,培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。

9全章主要主要符号说明
符号意义计量单位M 摩尔质量ｋg/ｋmol
F 进料率kmol／ｈ
Ｄ塔顶采出率ｋｍoｌ/ｈW 塔底采出率kmol/ｈｑ进料热状况
ｘ液相摩尔分率
y 气相摩尔分率
R 回流比
Ｌ液相负荷kmol/h V 气相负荷kｍｏl/ｈN 塔板数
P 操作压力Pa
ｔ温度℃
VＳ气相体积流率m3／s
L S 液相体积流率m3/s
u max 最大空塔气速ｍ/s
H T 板间距ｍ
ｈL 板上清液高度m
C20 负荷系数
C 负荷因子m/ｓ
u 空塔气速m/s
Ｄ塔径m
A T 塔截面积m2
Z 有效高度m
ｌW 堰长m
h W 溢流堰高度ｍ
h OW 堰上液层高度m
W d 降液管宽度ｍ
Ａｆ截面积m2
降液管中停留时间s
h０降液管底隙高度m
W S 边缘区宽度m
A a 开孔区面积m2
t 孔中心距ｍm
n 筛孔数目个
开孔率
e V 液沫夹带量kg液/kg气Ｋ稳定系数
H d 降液管内液层高m
A 轻组分
B 重组分
D 馏出液
F 加料
m 平均值
Ｗ釜液
Ｌ液相
V 气相。