甲醇-水精馏塔设计报告

化工原理课程设计

《化工原理课程设计》报告

10t/h甲醇—水精馏装置设计

专业 班级 姓名 学号 指导教师 日期

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轻化工程 2012/1/6 化工原理课程设计

一、概述 ...................................................................................................................................... - 4 -

1.1 设计依据 ....................................................................................................................... - 4 - 1.2 技术来源 ....................................................................................................................... - 4 - 1.3 设计任务及要求 ........................................................................................................... - 4 - 二、计算过程 .............................................................................................................................. - 5 -

2. 1 设计方案 .................................................................................................................... - 5 - 2.2 塔型选择 ....................................................................................................................... - 5 - 2.3工艺流程简介 ................................................................................................................ - 5 - 2.4 操作条件的确定 ........................................................................................................... - 6 -

2.41 操作压力 ............................................................................................................. - 6 - 2.4.2 进料状态 ............................................................................................................ - 6 - 2.4.3 热能利用 ............................................................................................................ - 6 - 2.5 有关的工艺计算 ........................................................................................................... - 7 -

2.5.1精馏塔的物料衡算 ............................................................................................. - 7 - 2.5.2物料衡算 ............................................................................................................. - 8 - 2.6 塔板数的确定 ............................................................................................................... - 9 -

2.6.1 理论板层数NT的求取 .................................................................................... - 9 - 2.6.2 实际板层数的求取 .......................................................................................... - 10 - 2.7 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ............................................................. - 10 -

2.7.1操作压力的计算 ............................................................................................... - 10 - 2.7.2操作温度的计算(详见附录一（1）) .............................................................. - 10 - 2.7.3 平均摩尔质量的计算 ...................................................................................... - 10 - 2.7.4 平均密度的计算 .............................................................................................. - 11 - 2.7.5液相平均表面张力的计算 ............................................................................... - 12 - 2.7.6 液体平均粘度的计算 ...................................................................................... - 13 - 2.8 精馏塔的塔底工艺尺寸计算 ..................................................................................... - 14 -

2.8.1塔径的计算 ....................................................................................................... - 14 - 2.8.2 精馏塔有效高度的计算 .................................................................................. - 15 - 2.9 塔板主要工艺尺寸的计算 ......................................................................................... - 15 -

2.9.1溢流装置的计算 ............................................................................................... - 15 - 2.9.2 塔板布置 .......................................................................................................... - 17 - 2.10 筛板的流体力学验算 ............................................................................................... - 18 -

2.10.1 塔板压降 ........................................................................................................ - 18 - 2.10.2 液面落差 ........................................................................................................ - 20 - 2.10.3 液沫夹带 ........................................................................................................ - 20 - 2.10.4 漏液 ................................................................................................................ - 20 - 2.10.5 液泛 ................................................................................................................ - 20 - 2.11 塔板负荷性能图 ....................................................................................................... - 21 -

2.11.1液漏线 ............................................................................................................. - 21 - 2.11.2液沫夹带线 ..................................................................................................... - 22 - 2.11.3液相负荷下限线 ............................................................................................. - 22 - 2.11.4液相负荷上限线 ............................................................................................. - 23 - 2.11.5液泛线 ............................................................................................................. - 23 - 2.12.热量衡算 .................................................................................................................... - 26 -

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2.12.1塔底的热量计算 ............................................................................................. - 26 - 2.12.2热泵的选型 ..................................................................................................... - 28 - 2.12.3塔底料液和热蒸气预热进料液 ..................................................................... - 29 - 2.12.4水蒸汽加热进料液 ......................................................................................... - 29 -

三、辅助设备的计算及选型 .................................................................................................... - 31 -

3.1、管径的选择 ............................................................................................................... - 31 -

3.1.1、加料管的管径 ................................................................................................ - 31 - 3.1.2、塔顶蒸汽管的管径 ........................................................................................ - 31 - 3.1.3回流管管径 ....................................................................................................... - 31 - 3.1.4料液排出管径 ................................................................................................... - 32 - 3.2泵的选型 ...................................................................................................................... - 32 -

3.2.1原料液进入精馏塔时的泵的选型 ................................................................... - 32 - 3.2.2塔顶液体回流所用泵的型号 ........................................................................... - 32 - 3.3储罐选择 ...................................................................................................................... - 32 -

3.3.1原料储槽 ........................................................................................................... - 32 - 3.3.2塔底产品储槽 ................................................................................................... - 33 - 3.3.3塔顶产品储槽 ................................................................................................... - 33 -

四、费用的计算 ............................................................................................................................. 34

4.1设备费用的计算 ............................................................................................................... 34

4.1.1换热器费用的计算 ................................................................................................ 34 4.1.2、精馏塔的费用计算 ............................................................................................. 35 4.1.3泵的费用 ................................................................................................................ 36 4.1.4储槽费用 ................................................................................................................ 36 4.1.5输送管道费用 ........................................................................................................ 36 4.1.6设备总费用 ............................................................................................................ 37 4.2操作费用的计算 ............................................................................................................... 37

4.2.1、热蒸汽的费用 ..................................................................................................... 37 4.2.2、冷却水的费用 ..................................................................................................... 37 4.2.3泵所用的电费 ........................................................................................................ 38 4.2.4总费用 .................................................................................................................... 38 4.3总费用 ............................................................................................................................... 38 设计心得 ......................................................................................................................................... 39 主要符号说明 ................................................................................................................................. 40 参 考 文 献 ................................................................................................................................... 45

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一、概述

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

1.1 设计依据

本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出 论计算

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，10t/h

甲醇含量：41%+0.003X(质量分数)， 设计要求：塔顶甲醇的含量98%(质量分数) 塔底甲醇的含量2%(质量分数) （注释：X为学号的后两位） 设计条件如下：

操作压力 4KPa(塔顶表压) 进料热状况 自选 回流比 自选 单板压降 ≤0.7KPa 全塔效率 ET=52%

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二、计算过程

2. 1 设计方案

本课程设计的任务是分离甲醇—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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。

2.2 塔型选择

根据生产任务，若按年工作日360天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10t/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，选用筛板塔。筛板塔结构简单，金属消耗量小，制造及安装方便，塔板具有良好的流体力学与传质性能。

2.3工艺流程简介

连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．

原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品．

。

原料 冷凝器 精 贮槽 馏塔冷却器 预热器 再沸器 贮槽 残液贮槽

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2.4 操作条件的确定

2.41 操作压力

其中塔顶压力： P（进）=101.3+4=105.3kPa 进料口的压力： P(进)=105.3+0.7*N(精) 塔底压力: P(釜)=105.3+0.7*Ne

2.4.2 进料状态

虽然进料方式有多种，但是泡点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，泡点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，本次设计中采取泡点进料。

2.4.3 热能利用

精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用，这是在正常情况下。塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，若在冷凝器和再沸器之间加一个热泵，把塔顶中的产品加压，加到与再沸器一样的压强，这就可以，利用甲醇的冷凝热用在再沸器中。另外，还可以将热量加料处。

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2.5 有关的工艺计算

2.5.1精馏塔的物料衡算

1.210.80.60.40.2010096.493.591.289.387.784.481.77875.373.171.269.367.5666564.5系列1系列2X-YT

温度T（℃） 液相摩尔分数x 气相摩尔分数y 相对挥发度α 100 0 0 0 96.4 2% 13.40% 7.581986143 93.5 4% 23.40% 7.331592689 91.2 6% 30.40% 6.842911877 89.3 8% 36.50% 6.61023622 87.7 10% 41.80% 6.463917526 84.4 15% 51.70% 6.065562457 81.7 20% 57.90% 5.501187648 78 30% 66.50% 4.631840796 75.3 40% 72.90% 4.035055351 73.1 50% 77.90% 3.524886878 71.2 60% 82.50% 3.142857143 69.3 70% 87% 2.868131868

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67.5 80% 91.50% 66 90% 95.80% 65 95% 97.90% 64.5 100% 100% (1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 化为摩尔分数。

甲醇的摩尔质量 M甲醇=32.04Kg/Kmol 水的摩尔质量 M水=18.02 Kg/Kmol 原料液的摩尔组成：

2.691176471 2.534391534 2.453634085 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

0.449/32.04xf??0.3140

0.449/32.04?0.551/18.020.97/32.04xd??0.94780.97/32.04?0.03/18.02

0.03/32.04xw??0.0113

0.03/32.04?0.97/18.02 (2) 原料液的平均摩尔质量

原料液的平均摩尔质量：

Mf?0.3140*32.04??1?0.3140?*18.02?22.4223kg/mol

2.5.2物料衡算

原料处理量 F=10000/22.42=446.2484Kmol/h 总物料衡算 F=D+W= 446.2484Kmol/h

甲醇的物料衡算 446.2484*0.3140=0.9478D+0.0113W 联立解得

0.314?0D?446.2484*0.947?80.0113?14k4m.2o5l6 h0.0113/

W?446.2484*

0.9478?0.3140?301.9924kmol/h

0.9478?0.0113- 8 -

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由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点。

2.6 塔板数的确定

2.6.1 理论板层数NT的求取

甲醇—水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数。 ①查得甲醇—水体系的相对挥发度α=4.454（详见附录一（1））

②求最小回流比 采用泡点进料

xf?xq?0.3140

则有气液平衡方程求得

y?xfq?yf?1?(??1x)?0.670f

9故最小回流比为

Rd?xqmin?xy?0.77574158q?xq

可取操作回流比R=1.1Rmin=0.853315742（详见附录一（2））③塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算

L=RD V=(R+1) D L’=L+F V’=V ④求操作线方程

精馏段操作线方程为:

yLDn?Vxn?1?Vxd

提馏段操作线方程为:

ym?L'V'xm?1?wV'xw

汽液平衡方程

y??x

1?(??1x)

⑤ 逐板计算法求理论塔板数 总理论板层数

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Nt?14（括再沸器）

进料板位置

Nf?7

2.6.2 实际板层数的求取

精馏段实际板层数 N精=6/0.52=11.54≈12 提馏段实际层数 N提=8/0.52=15.38≈16

2.7 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.7.1操作压力的计算

塔顶操作压力

PD?101.325?4?105.325

每层板的压降 △P=0.7kpa

进料板压力 pf?105.32?50.7?*12 1塔底压力 pw?105.32?50.7?*27 1精馏段平均压力 Pm=（105.3+113.37）/2=109.338kpa 提馏段平均压力 Pw=（113.37+124.2）/2=118.788kpa 2.7.2操作温度的计算(详见附录一（1）)

由内插法求得塔顶温度td=66.3788℃ 进料处温度tf =77.8466℃ 塔釜温度tw =99.2611℃

精馏段平均温度 tm=（66.3788+77.8466）/2=72.1266℃ 提馏段平均温度 tm=（77.8466+99.2611）/2=88.5538℃

2.7.3 平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算

由XD=Y1=0.9478 由平衡曲线得：X1=0.8031 Mvdm =0.9478*32.04+(1-0.94780)*18.02=31.3081kg/kmol

Mldm =0.8031*32.04+(1-0.8031)*18.02=29.2794kg/kmol 进料板平均摩尔质量的计算

由逐板计算得：yf=0.6623 xf=0.3057

Mvfm=0.6623*32.04+(1-0.6623)*18.02=27.3054kg/kmol

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Mldm=0.3057*32.04+(1-0.3057)*18.02=22.3059kg/kmol 塔底平均摩尔质量的计算

由逐板计算得：yw=0.0446 xw=0.0108

Mvwm=0.0446*32.04+(1-0.0446) *18.02=18.6762kg/kmol Mlwm=0.0108*32.04+(1-0.0108)*18.02=18.1720 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量：

Mvm=(31.308+27.305)/2=29.3067kg/kmol Mlm=(31.308+22.3056)/2=26.807kg/kmol 提馏段平均摩尔质量：

Mvm = (27.305+18.2727)/2=22.7888kg/kmol Mlm = (18.078+22.3057)/2=20.1916 kg/ kmol

2.7.4 平均密度的计算

①气相平均密度的计算 有理想气体状态方程计算，即 精馏段 Pvm= PmMvmRTm= 109.338*29.30678.314*(72.1127?273.15)=1.1163kg/m3 提馏段 Pvm==

PmMvmRTm=118.788*22.7898.314*(88.5538?273.15)=0.90019 kg/m3 ②液相平均密度方程计算 液相平均密度依下式计算，即 1/ρlm=∑αi/ρi

塔顶液相平均密度的计算： 由Td=66.3788℃，查手册得

ρA=745.8970kg/m3 ρB=980.1396kg/m3

0.9478*32.04α=0.9478*32.04?0.0522*18.04=0.9699

ρldm=

110.9478/?A?0.0522/?B=0.9478/745.897?0.0522/980.1396= 755.3519kg/m3

进料液相平均密度的计算 由Tf= 77.8466℃，查手册得

ρA= 735.9381kg/m3 ρB= 972.7341 kg/m3

0.3057*32.04αA=0.3057*32.04?0.6943*18.02=0.4391

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1=

?A/?A+(1-?A)/?Bρlm=

10.4391/735.938+0.5609/972.7341=852.318kg/m3

塔底液相平均密度的计算 由T w=99.2611℃，查手册得

ρA=716.6650kg/m3 ρB=959.7469 kg/m3

0.004105*32.04αA=0.004105*32.04?0.995895*18.02=0.0072756 1 ρlwm= =

?A/?A+(1-?A)/?B10.0072756/716.665+0.995895/959.7469

=957.3843 kg/m3

精馏段的平均密度

ρlm=（755.3159+852.3184）/2=803.8172 kg/m3

提馏段的平均密度

ρlm=（852.3184+957.3843）/2=904.8513kg/m3

2.7.5液相平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算 σlm=Σxiσi

塔顶平均液相表面张力的计算 由Td=66.3788℃，查手册得

σΑ=15.02591mN/m σΒ=64.9880mN/m σldm=0.9478σΑ+0.0522σΒ

=0.9478*15.0259+0.0522*64.9880= 17.6329mN/m 进料平均液相表面张力的计算 由Tf=77.8466℃，查手册得

σΑ=14.1507mN/m σΒ=62.9661mN/m σlfm=0.3057σΑ+0.6943σΒ

=0.3057*14.1507+0.6943*62.966=48.0441 mN/m 塔底平均液相表面张力的计算 由Td=99.2611℃，查手册得

σΑ=12.3591mN/m σΒ=58.9404mN/m

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σlwm=0.0041σΑ+0.9959σΒ

=0.0041*12.3591+0.9959*58.9404=58.7492 mN/m 精馏段平均液相表面张力

σlm=（17.6329+48.0441）/2=32.8385mN/m 提馏段平均液相表面张力

σlm=（48.0441+58.7492）/2=53.3966 mN/m

2.7.6 液体平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算，即 Lgμlm=Σxilgμi 塔顶液相平均粘度的计算 由Td=66.3788℃，查手册得

μΑ=0.3199mPa·s μΒ=42.8805mPa·s lgμldm=0.9478μΑ+0.0522μΒ

=0.9478*㏒100.3199+0.0522*㏒1042.8805 μldm=0.4130 mPa·s 进料液相平均粘度的计算 由Tf=77.8466℃，查手册得

μΑ=0.2828mPa·s μΒ=36.7181 mPa·s lgμlfm= 0.3057μΑ+0.6943μΒ

=0.3057 *㏒100.2828+0.6943*㏒1036.7181 μlfm=8.2960 mPa·s

塔底液相平均粘度的计算 由Td=99.2611℃，查手册得

μΑ=0.2294mPa·s μΒ=28.6216 mPa·s lgμlwm=0.0041μΑ+0.9959μΒ =0.0041*㏒100.2320+0.9959*㏒100.2902 μlwm=28.0601 mPa·s 精馏段液相平均粘度

μlm =（0.4130+8.2960）/2=4.3545mPa·s 提馏段液相平均粘度

μlm =（8.2960+28.0601）/2=18.1781 mPa·s

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2.8 精馏塔的塔底工艺尺寸计算

2.8.1塔径的计算

精馏段气液相体积流率为

VMvm267.3519*29.3067Vs===1.9497m3/s

3600?vm3600*1.1163LMlm123.0959*26.80713Ls===0.0011m/s

3600*803.81713600?lm取板间距Ht=0.40m，板上液层高度hl=0.06m，则 Ht-hl=0.40-0.06=0.34m C20=0.0675（为便于计算，

C20=exp[(-4.531+1.6562H+5.5496H2-6.4695H3)+(-0.474675+0.079H-1.39H2+1.3213H3) ㏑Lv+(-0.07291+0.088307H-0.49123H2+0.49136H3) (㏑Lv)2]）

H－板间无液空间 H=HT-Hl m Lv=L/V*(ρl/ρv)^0.5 Lv－参数

V－气相流量，m3/s L－液相流量，m3/s

ρl，ρv－气，液相密度，Kg/m3

0.20.2??l??32.8385?C=C20??=0.0675??=0.0745

2020????803.8171?1.1163μmax=0.0745=1.9987m/s

1.1163取安全系数为0.7，则空塔气速为 μ=0.7μmax=0.7*1.9987=1.3991m/s D=

4*1.9497=1.3324m 3.14*1.3991按标准塔经圆整后为 D=1.4m 塔截面积为㎡

At=пD2/4=П*1.4*1.4/4=1.5386㎡ 实际空塔气速为

μ=1.9497/1.5386=1.2672m/s

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2.8.2 精馏塔有效高度的计算

为了便于筛板塔的检修，塔壁上应开若干人孔。

开设人孔的位置为：塔顶空间、塔底空间各开一个，其他人孔的位置则根据下列原则确定：物料清洁，不需要经常清洗时，每隔6－8块塔板设一个人孔；物料脏物，需经常清洗时，则每隔3－4块塔板设置一个人孔。

设计时定位每8块板开一孔，则： 孔数S=实际塔板/8=27/8≈4

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 实际塔高可按公式计算：

H=Hd+(N-1-1-S)*HT+Hb+Hf+S*HT’ H=(N-1-1-S)*0.4+0.6*S+1.2+1.3+1.4 =（27-1-1-4）*0.4+0.6*4+1.2+1.3+1.4 =14.5

式中：H－塔高（不包括封头和裙座高），m Hd－塔高孔间高，m Hb－塔底空间高，m HT－板间距，m

N－实际塔板数（不包括再沸器） Hf－进料孔处板间距，m

S－手孔或人孔数（不包括塔顶、塔底空间所开入孔） HT’ －开设手孔、人孔处板间距，m

其中，Hd一般取1.2－1.5m,不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，减少出场气体中液滴的夹带量。塔底空间Hb具有中间储槽的作用，一般釜液最好能在塔底有10－15min的停留时间。因此，Hb可按残液量和塔径进行计算，也可取经验值。常取Hb=1.3－2m。进料孔处板间距决定于进料孔的结构形式及进料状况。为减少液沫夹带，Hf要比HT大，常取Hf=1.2 －1.4m。开设手孔、人孔处塔板间距HT’，视手孔、人孔大小而定，一般取HT’ ≥600mm。

2.9 塔板主要工艺尺寸的计算

2.9.1溢流装置的计算

因塔径D=1.4m，可选用单溢流工形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

⑴堰长lw

取

lw=0.6D=0.6*1.4=0.840m

- 15 -

化工原理课程设计

⑵溢流堰高度hw

由 hw=hl-how

选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即

how=2.84?Lh?2/31000E??lw??

近似取E=1，则

2/3how=2.84?0.0011*3600?1000*1* ??0.840??=0.0082m 取板上清液层高度 hl=60mm 故 hw=0.060-0082=0.0518m ⑶弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lw/D=0.6

查图(化工原理实验及课程设计 148页图21)，得

- 16 -

化工原理课程设计

Af/At=0.055 Wd/D=0.097

故 Af=0.055At=0.055*1.5386=0.0846㎡ Wd=0.097D=0.097*1.4=0.1358m 验算液体在降液管中停留时间，即

3600*0.0846*0.40τ=3600AfHt/Lh= =30.7636s＞5s

0.0011*3600故降液管设计合理。 ⑷降液管底隙高度你ho

Lhho=

3600lwu'取 u’=0.08m/s

0.0011*3600则 ho= =0.01637m

3600*0.84*0.08hw-ho=0.0518-0.01637=0.0335 m＞0.006m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hw’=50mm

2.9.2 塔板布置

⑴塔板的分布

因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表（查《化工原理及课程设计》p154表8—3）得，塔板分为3块。

⑵边缘区宽度确定

- 17 -

化工原理课程设计

取Wa=Ws’=0.08m，Wc=0.06m ⑶开孔区面积计算 开孔区Aa按下式计算，即

Aa=2（x

r?x2+1802?r2sin?1xr）

其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.7-0.2158=0.4842m r=D/2-Wc=0.7-0.06=0.6400m 故 Aa=2（0.4842㎡

⑷筛孔计算及其排列

所处理的物系无腐蚀性，可选用б=3.5mm碳钢板，取筛孔直径do=5.0mm。筛孔按正三角形排列，取孔中间距t为 t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm

筛孔数目n为

20.6400?0.4842?2?*0.64002180sin?10.48420.6400）=1.1082

1.155A1.155*1.1082220.015tn== =5689个

开孔率为

ф=0.907

?d0????t?2?0.005???0.015??=10.08% =0.907

2气体通过阀空的气速为

Vs1.9497u0???17.4577Ao0.1008*1.1082m/S

2.10 筛板的流体力学验算

2.10.1 塔板压降

⑴干板阻力干板阻力

hc计算

hc下式计算，即

2????hc=0.051?u0???v?

?co???L?由

d0/б

=5/3.5=1.4286查图

- 18 -

化工原理课程设计

得，

c0=0.800

2?17.4577??1.1163?h故 c= 0.051????=0.0337m液柱 0.800803.8172????⑵气体通过液层的阻力h1计算

气体通过液层的阻力h1由式计算，即

h1??hlua?

vs1.9497??1.3409m/s

AT?Af1.5386?0.0846F0?1.9497(1.54?0.0846)*1.1163^2?1.4168kg1/2/(s?m1/2)

查图（化工原理及课程设计 151页图8—14）得

β=0.55

故

h1??hh?06L??(hw?o)w?0.55*0.

0.033h⑶液体表面张力的阻力?计算

h液体表面张力所产生的阻力?由式计算，即 h?=4?L?Lgd0?4*32.8385?0.0033m液柱

803.8172*9.807*5气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hp?hc?hl?h?

- 19 -

化工原理课程设计

hp=0.0337+0.0342+0.0033=0.0713m液柱

气体通过每层塔板的压降为

?PP?hp?Lg?0.0713*803.8172*9.807?562.0604Pa?0.7kpa(设计允许值)

2.10.2 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

2.10.3 液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

hf?2.5hL?2.5*0.06?0.15m

?5.7*10?3?Vsev???L?(At?Af)*(Ht?hf)??=0.0375g液/kg气＜0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。

3.2?5.7*10?3?1.9497???32.8385?(1.5386?0.0846)*(0.4?0.150)?3.2.10.4 漏液

对筛板塔，漏液点气速

u0.min可由下式计算，即

u0.min?4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V

?4.4*0.8(0.?00560.1?3*0.060.00.13136) 8303.8172/1?9.479m0s /实际空速

u0=17.4577m/s>u0.min1

u0/u0.min=17.4577/9.4790=1.8417>1.5

稳定系数为 K=

故在本设计中无明显漏液。

2.10.5 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即

Hd??(HT?hw)

甲醇—水物系属一般物系，取ψ=0.5，则

- 20 -

化工原理课程设计

?(HT?hw)=0.5（0.40+0.0518）=0.2259m

而

Hd?hp?hL?h dh板上不设进口堰，d可有下式计算，即

'2hd=0.153(u0)?0.153(0.08)2?0.001m液柱

Hd=0.0713+0.06+0.001=0.1323m液柱

Hd??(HT?hw)

故在本设计中不会发生液泛现象。

2.11 塔板负荷性能图

2.11.1液漏线

hL?h?)?LU0,min?4.4C0(0.0056?0.13?V 由

U0

,min?VS,min A0hL?hW?hOW

2.84lh*E*()2/3 1000lW hOW? 得:

Vs,min?4.4C0A02/3???2.84???3600Ls??*1*??0.0033??0.0056?0.13?0.0518??803.8172?10000.84?????????? 1.1163

=4.4*0.8*0.1008*1.1082

2/3???2.84???3600Ls??0.0056?0.130.0518?*1*?0.0033???803.8172???10000.84?????????? 1.1163 整理得 Vs,min?10.550.00?9030L.S00 9742/3在操作范围内，任取几个LS 值，以上式计算出Vs 值，计算结果列于下

- 21 -

化工原理课程设计

表：

由上表数据即可作出液漏线1

Ls/m3/s 0.0006 Vs/m3/s 1.0488 0.0015 1.0788 0.003 1.1163 0.0045 1.1468 0.006 1.1733 0.0085 1.2119 由上表数据即可作出液漏 2.11.2液沫夹带线

以eV?0.1kg液/kg气 为限，求VS―LS关系如下:

65.7*?10Ua3.2() 由 eV??LHT?hfUa?VsVs??0.687Vs AT?Af1.54?0.0846hf?2.5hL?2.5(hW?hOW)

hW?0.0518

hOW?故

2.843600LR2/3*E*()?0.749Ls^(2/3) 1000lW2/31.L8s7 3hf?0.12?9HT?hf?0.271?1.873Ls2/3

5.7*10?60.687Vs?? eV?*?32/3??33.7593*10?0.271?1.873Ls?3.2?0整理得： Vs?2.902/320L.s04 4在操作范围内，任取几个LS 值，以上式计算出Vs 值，计算结果列于下表;

Ls/m3/s 0.0006 Vs/m3/s 2.7574 0.0015 2.6373 0.003 2.4831 0.0045 2.3537 0.006 2.2382 0.0085 2.0652 由上表数据即可作出液沫夹带线 2.11.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW?0.006m 作为最小液体负荷标准砖。由式5---7得：

- 22 -

化工原理课程设计

hOW?2.843600LR2/3*E*()?0.006 1000lW2/3取E=1,则

?0.006*1000?Ls,min???2.84??0.84?7.165*10^(?4)m3/s 3600据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线3.

2.11.4液相负荷上限线

以??4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式5—9得

Af*HT?4 TsAf*HT0.0846*0.40??0.00846m3/s 44??Ls,max?据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线4.

2.11.5液泛线

令

Hd??(HT?hW)

;dhp?hc?1h??；h由 Hd?hp?hL?h

h1??*hL;hL?hW?hOW；

联立得：?HT??????1?hW?hd?hc?h?????1?hOW

忽略h?，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得

'2''2'2/3aVs?b?cLs?dLs;

a'?式中

?0.051?V()2(A0C0)?L0.0511.1163()?0.00897(0.1008*1.1082*0.8)2803.8172

=0.5*0.4+(0.5-0.55-1)*0.0515=0.146

0.1530.153c???676.7522(lwho)(0.84*0.0179)2/3b'??HT??????1?hW;

?3600?d'?2.84*10?3*E*?1?????；

?lW?=2.84*10-3*1.0*(1+0.55)*(3600/0.84)2/3=1.161

- 23 -

化工原理课程设计

将有关数据代入整理得：

项目 符号 单位 计算数据 精馏段 提馏段 118.7885 88.5538 1.8800 0.0035 16 0.4 14.5 1.4 1.2672 溢流 1.6623 各段平均压强 Pm 各段平均温度 tm 平均气相 流量 液相 Vs Ls N HT Kpa ℃ m3/s m3/s 块 m m m m/s 109.3385 72.1127 1.950 0.0011 12 0.4 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 Z 塔径 空塔流速 D u 塔板液流型式 溢流溢流 装置 管型式 堰长 堰高 lw Hw m m m 0.840 0.0518 0.1358 溢流Wd 堰宽度 管底Ho 与受液盘距离 板上清液层高hL 度 孔径

m 0.0164 m 0.06 do t mm mm 5 15.0 - 24 - 孔间距 化工原理课程设计

孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 n uo hp 个 M2 m/s Kpa S 5689 1.1082 17.4577 0.563 液体在降液管 中的停留时间 降液管内清液Hd 层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 Ev Ls m 0.001 Kg液/kg气 m3/s m3/s 230.0376 0.00846 0.0007165 3.885 1.160 3.3491 气相最大负荷 Vs, max 气相最小负荷 Vs, min 操作弹性 VS2?16.27?75471.001LS2?129.43LS 在操作范围内，任取几个LS 值，以上式计算出Vs 值，计算结果列于下表 Ls/m3/s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045 3.3488 0.006 3.0463 0.0085 2.3298 Vs/m3/s 3.9143 3.7953 3.5915 由上表数据即可作出液泛线 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示：

- 25 -

化工原理课程设计

2.12.热量衡算

本设计采用直接压缩式热泵回收塔顶蒸气热量，用于塔底釜液的再沸用热。若热泵无法提供足够的热量，则可以先用热蒸汽加热使苯蒸气升高适当温度后，再用热泵进行升温，以此来满足塔底再沸需要的热量。苯蒸气经过再沸器后再经过减压阀作用后降至塔顶温度，一部分回流，其余的为塔顶产品，冷却后输入到储液槽；塔底产品预热进料液后输入储液槽。

2.12.1塔底的热量计算

甲醇蒸气经过热泵后温度变为ti，（忽略甲苯的影响） Q顶′= r气′* m苯

r气′为ti时甲苯的汽化热 （1）塔底再沸器所需热量 由塔底温度Tw=99.2611℃

假设再沸器为为一块塔板，内插法求得温度为：（详见热量衡算）

- 26 -

化工原理课程设计

T沸 =105.487℃查表得： γ

水

= 2241.8676kJ/kg

Q底= r水* mv′+ C水*M水*△t水 = r水 *V′*Mr水+ C水*M水*△t水

=2241.8676 *18.02 *267.3519+4.224*18.02*267.3519*（105.487-99.2611）

=1.093*107kJ/h （2）热交换器内的热交换

设甲醇蒸气经热泵作用后温度为ti，

则：水再沸需要的热量=甲醇液化放出的热量+甲醇降温放出的热量 设甲醇流出换热器时的温度为to=105.487℃ 则:甲醇降低的温度△t甲醇=ti-to

甲醇降温放出的热量为: Q甲醇′=C甲醇 *M甲醇*△t甲醇 （C甲醇为温度0.5（ti+to）时的比热容） 则：交换器内的热量衡算为：Q底= Q顶′+ Q甲醇′

ti为比塔底馏出液高20～55℃的温度，此处用时差法进行计算。 将ti和C甲醇带入热量衡算得：ti=154.261℃ 换热面积的计算

?=KA△t

2取换热系数K=2837W/( m*K) △t=20.67℃ △t=

?t1??t248.774?6.2259??20.67℃ ?t148.774lnln6.2259?t22得A=40.96m

取换热管?25*2.5mm（固定管板式换热器）

查表得：换热管长度6000mm，管子根数94，A=43.5 m 型号为BEM400-6/25-2Ⅰ (3)再沸器内的热量衡算 再沸器内加热塔釜所需热量

Q=1.0091*107KJ/h-8.6207*106=2.2895*106

热蒸汽进入换热器的温度分别为151.65℃，101.84℃ C水蒸气=2.26KJ/（Kg?℃） 换热系数K取3954W/(m2?K), △t=

?t1??t246.486?3.792??17.03℃ ?t146.486lnln3.792?t2- 27 -

2

化工原理课程设计

换热面积A=10.61m2

取换热管?25*2.5mm（固定管板式换热器）

查表得：换热管长度1500mm，管子根数98，A=10.8m 型号为BEM400-

（3）减压阀

甲醇经过减压阀后变为气液混合物，温度为65.6674℃ 甲醇由105.487℃降到66.3788℃

其温差为39.1082℃ 平均温度为85.9329℃ 此时的C甲醇=3.3255kJ/(kg*k) M甲醇=8565.96kg/h 其放出的热量Q=C甲醇* M甲醇*△t

=3.3255*8565.96*39.1082 =1.114*106 kJ/h

65.3788℃时苯的汽化热为r甲醇=35.12KJ/mol， 则甲醇气化的质量为Q/r甲醇=1016.43kg/h，

在管程中通入冷却水是这部分气体液化，冷却水进出冷凝器的温度分别为20℃、50℃

Q=C水*qm水*△t水 C水=4.174kJ/(kg*℃) 计算得：qm水=8896.77kg/h 取总传热系数K=1395W/（m*K）

?t??t1??t246.3788?16.3788??28.82℃ ?t146.3788lnln16.3788?t22221.5 -1Ⅰ 25由Q=KA?t计算得 A=7.70m

取换热管?25*2.5mm（固定管板式换热器） 查表得：换热管长度2000mm、管子根数56、A=8.4 m 换热器型号：BEM325-2/25-2Ⅰ

22.12.2热泵的选型

由上知热泵需使甲醇蒸气升高154.261-66.3788=87.88℃ 平均温度为0.5*（154.261+66.3788）=110.32℃ 查得比热容为C甲醇=3.6681kJ/（kg*k）

- 28 -

化工原理课程设计

热泵对苯做的有用功为 W=C苯* 32.04*V甲醇*△t甲醇 =3.6681*32.04*266.391*87.88 =2.761*106 kJ/h

选压缩式热泵的制热系数为0.6，其热负荷为2.761*106kJ/h，（见附表），功率P=2.761*106/3600/0.6=1278.41kw

2.12.3塔底料液和热蒸气预热进料液

设塔底料液进出换热器的温度分别为99.2611℃、25℃， 其温度差为74.2611℃，平均温度为62.1306℃ C水′=4.178kJ/(kg*k) W=312.8594kmol/h M水′=W* Mr水=312.9584*18.02=5637.7264kg/h Q水′= C水′* M水′*△t′ =4.178*5637.7264*74.2611 =1.749*106kJ/h

设原料液进出换热器的温度分别为20℃、65.5℃ 其温度差为45.5℃，平均温度为42.75℃

此温度下C水=4.174kJ/(kg*k) C甲醇 =2.7325 kJ/(kg*k) C混=xf* C甲醇+（1- xf）*C水 =0.449*2.7325+（1-0.449）*4.174 =3.5268kJ/(kg*k) M混=10000kg/h Q吸= C混*M混*△t混

=3.5268*10000*45.5=1.6047*106 kJ/h﹤Q水′ Q水′=KA△t K=2500 w/(m2*k)， t=

?t1??t233.7611?5ln?t??15.06℃ 1?tln33.761125A=12.91m2

取换热管?25*2.5mm（固定管板式换热器）

查表得：换热器管长3000mm、根数57、面积A=13.0 m2

型号为BEM325-325 -1Ⅰ 2.12.4水蒸汽加热进料液

原料液由65.5℃升到77.8466℃

- 29 -

化工原理课程设计

其温度差为12.3466℃、平均温度为71.6733℃ 此时C水 =4.1808kJ/(kg*k) C甲醇=3.1683 kJ/(kg*k) C混′= xf* C甲醇+（1- xf）*C水 =0.449*3.1683+（1-0.449）*4.1808 =3.7262 kJ/(kg*k) Q吸′= C混′*M混*△t混

=3.7262*10000*12.3466=4.60*105 kJ/h

热蒸气同上进出换热器的温度分别为151.645℃、101.84℃Q吸′=C蒸气* qm*△t 得qm=4309.1831 t=

?t1??t2?73.2019?36.84ln?t?52.88℃ 173.2019?tln236.84K取1163W/(m2*K) 计算得：A=2.08 m2

取换热管?25*2.5mm（固定管板式换热器）

查表得：换热器管长为3000mm、根数11、面积A=2.5 m2

换热器型号为：BEM159-325-1Ⅰ - 30 -

化工原理课程设计

三、辅助设备的计算及选型

3.1、管径的选择

3.1.1、加料管的管径

管路的流量：F=10000kg/h

在进口温度与出口温度范围内，料液的密度变化不大，在77.8466℃时 ，进料密度为：

Ρf =849.9424kg/m3 取管流速u?2.5m/s，

df??4F

3600?u?f4*10000 3600*3.14*2.5*849.9424= 0.0408m

圆整后，外径df?45mm, ??3.5mm

3.1.2、塔顶蒸汽管的管径

蒸汽用量：VS?1.9497m3/s 取气速u?25m/s，

D?4VS4*1.9497??0.3185m ?u3.14*25圆整后，外径D?377mm δ=9mm

3.1.3回流管管径

回流管的摩尔流量为：

L?RD?0.9488*136.6918?129.6996kmol/h 平均摩尔量： Ml?31.926kg7k/m ol该温度下的密度： ?l?750.0425kg/m3

Lh?LMl?l?129.6996*31.9267?5.521m3/h

750.0425取流速u?0.4m/s

D?4Lh4*5.521??0.070m

3600?u3600*3.14*0.4圆整后，外径D=76mm

?=3mm

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化工原理课程设计

3.1.4料液排出管径

排液量 W=312.8594kmol/h*18.1727kg/kmol=5685.29kg/h 取uw=0.4 m/s

液相密度?w?953.5997Kg/m3

D?4W3600?u?w

?4*5841.93743600*3.14*0.4*953.5997?0.0726m圆整后，外径dw?83mm，??3.5mm

3.2泵的选型

3.2.1原料液进入精馏塔时的泵的选型

加料板位置第23块距地面高度为：

h?(N提?1?S)*HT?0.6*S?1.5

=(14-1-2)*0.40+0.6*2+1.3=8.1m

考虑到流体阻力等其他因素影响，故可取H=10m 进入精馏塔的料液流率为：

VF?F3600??100003600*849.9424?0.0033m3/s

F则离心泵得功率

p?VfH?g=0.0033*10*853.2294*9.807=272.42w 故泵的型号为：4B15 功率为：4KW

3.2.2塔顶液体回流所用泵的型号

泵的扬程最小为h=14.920m-1.2m=13.72m 考虑其他因素的影响，可取扬程H=20m Vf=0.0037m3/s 求得功率p?VfH?g=544.83w

故泵的型号为：2B31A 功率为2.54KW

3.3储罐选择

3.3.1原料储槽

原料的质量流量：

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化工原理课程设计

F=10000Kg/h

料液的各组分混和密度：

?f= 849.942kg/m3

体积流率：

V10000F?F??849.942?11.7655 m3/h

F取一天的进料量为储罐的体积： V0=11.7655*24/0.8=282.37m3

圆整后：V0=285m3 (0.8为储罐的储料系数)

3.3.2塔底产品储槽

馏出液的质量流量：

W=312.8594kmol/h*18.1720kg/kmol=5685.2926kg/h 料液的各组分混和密度：

?3w?957.3843Kg/m

产品流率：

V =5865.2926/957.3843=5.9384 m3/h 取一天的产量为储罐的体积：

V0?V?24/0.8=5.9384×24/0.8=142.5206m3 圆整后，V0=145m3 (0.8为储罐的储料系数)

3.3.3塔顶产品储槽

产品质量流量

D=144.2560kmol/h*31.3082kg/kmol=4516.39kg/h 塔顶料液密度为：

?w?755.3159Kg/m3

产品流率：

V =4516.39/755.3159=5.9795m3/h 取一天的产量为储罐的体积：

V0?V?24/0.8=25,7497×24/0.8=143.5073m3 圆整后，V0=145

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化工原理课程设计

四、费用的计算

4.1设备费用的计算

4.1.1换热器费用的计算

塔底换热器

换热管外径25mm，取换热管中心距S=32mm 壳体内径Di?S(b?1)?d?2*10=32*（7-1）+25+2*10

=237mm 壳体厚度??pcDi2[?]t

??pc取

pc=0.9MPa,[?]t=110 Mpa，?=0.85，

则??0.9*2372*110*0.85?0.9?1.15mm

由C=C1+C2=0.8+2=2.8mm

??C=1.15+2.8=3.95mm

则钢板名义厚度?n=5mm

换热器管程所用钢材体积V1=?dL*n*?1 计算得V1=3.14*22.5*10

?3*1.5*98*2.5*10

?3=0.026m3

其质量为m1=?V1=7850kg/ m3*0.026m3=203.82kg 其费用为F1=7500元/吨*203.82kg/1000=1528.62元 换热器壳程所用钢材体积V2=?dL*?n 计算得V2=3.14*（237+5）*10

?3*1.5*5*10

?3=0.0057m3 其质量为m2=?V2=7850kg/ m3*0.0057m3=44.74kg 其费用为F2=4580元/吨*44.74kg/1000=204.9元； 塔底换热器的材料费为1528.62+204.9=1733.52元； 同理得：塔底再沸器的材料费6684.52元； 冷凝器需要的材料费为2559.37元；

塔底产品预热原料液的换热器材料费为2187.99元； 水蒸气预热原料液的换热器材料费为元752.96 则全部换热器的总费用为：

F=2*（6684.52+1733.52+2559.37+2187.99+752.96）/10 =2559.37元/年

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化工原理课程设计

4.1.2、精馏塔的费用计算

精馏塔设备制造费可按文献【３】介绍的方法估算，其计算公式为： CM?C1?C2?C3?C4?C5 ?C其中：C1?(m3?mD)P4?P5

m3?(1.1?1.2)m2

m2?1.7m0.1 9 m1??(D?2)tLD(?t?0?.6 t9)

mD??(D?t)2?0.69t?

C2?(0.2?0.3)C1 C3?dP6 C4?(0.1?0.2)C3

C15?4?D2t?P4N

C6?(0.15?0.4)(C1?C2?C3?C4?C5)

以上各式中：

C1——材料费； C2———辅助材料费； C3——制造工人工资； C4———机械、工具使用费； C5———内装物费用； C6——经费； m1——塔壁质量kg；

m2——塔的总质量 kg； m3——原材料质量 kg； mD——封头质量kg；

P4——钢板市场价格，元/t； P5——封头价格，元/个； D——塔体内径，m； L——塔体长度； t——塔壁厚度m；

?——钢板密度，t/m3；

P6——工人日酬，d—制造工日；

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化工原理课程设计

N——塔板层数。

若不考虑制造工人工资、机械工具使用费、经费、设备安装费，则设备制造费为：

CM?C1?C2?C5 设备费可估算为： CA?2CM

详细计算见附录三，可得精馏塔设备费用为16196.577元

4.1.3泵的费用

查得离心泵平均费用为3000元/个，热泵4000元/个 则其总费用为：（2*3000+4000）/10=1000元/年

4.1.4储槽费用

（1）进料储槽

定其高度为h=6.7m，长度为L=13m，厚度为z=0.02m 则其表面积为：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）^2=282.30m2

（2）所用钢材的质量为m1=?*S*Z=7850*282.30*0.02=44321.68kg （3）塔底产品储槽

定其高度为h=5.2m，长度为L=10.4m，厚度为z=0.02m 则其表面积为：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）^2=175.12m2 所用钢材的质量为m2=?*S*Z=7850*175.12*0.02=27493.49kg （4）塔顶产品储槽

定其高度为h=5.2m，长度为L=10.4m，厚度为z=0.02m 则其表面积为：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）^2=175.12m2 所用钢材的质量为m3=?*S*Z=7850*175.12*0.02=27493.79kg （5）储槽总费用 总质量为：m=m1+m2+m3

=44321.68kg+27493.49kg+28850.42205kg =100665.59kg

总费用为：4580元/吨*10065.59kg*2/1000=922096.8元 则年平均费用为：922096.8 /10=92209.68元/年

4.1.5输送管道费用

（1）进料处

管径为：外径df?45mm, ??3.5mm 管长L=24m 质量为m1=?*S*?=7850*3.14*(45-3.5)/1000*24*0.0035

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化工原理课程设计

=85.93kg （2）塔顶蒸气管

管径为：外径D?377mm ??9mm 管长为L=23.35m 质量为m2=?*S*?=7850*3.14*(377-9)/1000*23.35*0.008 =2069.51kg （3）回流管

管径为：外径D=76mm ?=3mm 管长为L=25m

质量为m3=?*S*?=7850*3.14*(76-3)/1000*25*0.004

=134.95kg （4）塔底料液排出管

管径为：外径dw?83mm，??3.5mm 管长为L=15m 质量为m4=?*S*?=7850*3.14*(83-3.5)/1000*15*0.0035 =102.88kg （5）管路总费用

总质量为：m=m1+m2+m3+m4

=85.93kg+2069.51kg+134.95kg+102.88kg =2393.27kg

总费用为：6250元/吨*2393.27kg*2/1000=29915.8597元 则年平均费用为：29915.8597/10=2991.5860元/年

4.1.6设备总费用

总费用=换热器+精馏塔+储槽+泵+管道 =2559.37+16196.58+92209.68+10000+2991.5860 =123957.22元/年

4.2操作费用的计算

4.2.1、热蒸汽的费用

再沸器内蒸汽流量qm2=20269.03Kg/h 预热进料液蒸汽流量qm3=5637.7264kg/h； 蒸气总用量q=25906.75656kg/h；

水蒸气的价格为184元/吨，则年用蒸汽的费用为 J1=q*24*365*184/1000=41757546.5元

4.2.2、冷却水的费用

冷却水的用量qm水=8896.77kg/h

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化工原理课程设计

冷却水的价格为3元/吨，则年用冷却水的费用为 J2=qm水*24*365*3/1000=233807.2元

4.2.3泵所用的电费

（1）热泵所用的电费f1

f1=1261.67KW*24h*365天*0.8264元/度=9254735.0元/年 （2）离心泵所用的费用

f2=（2.54+4）KW*24h*365天*0.8264元/度=47344.8元/年

4.2.4总费用

总费用为J1+J2+f1+f2=51246088.7元/年

4.3总费用

总费用=操作费用+设备费用 =51246088.7元/年+123957.22元/年 =51370045.9元/年

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化工原理课程设计

设计心得

紧张的化工课程设计在今天落下帷幕，逝去的三周是我人生中最难忘的一段时光，在这期间是我学到的东西最多。我们对化工知识的学习得到了进一步巩固，针对此次课程设计我们知道了很多，其中甲醇与氺的回流比的确定比较困难，数据的查询很多，很复杂，换热器换热面积的计算和型号的确定是根据理想状态得到的，与实际有很大的差距。

在课程设计之前，化工理论知识掌握得比较零碎、不扎实，基本上没有成型的概念，而且章节之间也不能够很好的联系起来，但经过这三周的实习，我们对课本及参考资料有了系统了解和较为扎实地掌握。并且在这次实习中，我们还学会了计算机在化工中一些运用，像Word、Excel等办公软件及ＣＡＤ作图软件，设计时需要处理大量数据，运用这些工具可以节省大量时间；同时还锻炼了我查资料的能力。

这次课程设计，我们还充分了解了整个实际生产过程及对成本优化的重要性，总之，这次课程设计让我们学到了很多东西。

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化工原理课程设计

主要符号说明

MF MD 进料平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量 塔底平均摩尔质量 最小回流比 回流比 精馏段各层塔板溢流的液体摩尔流量 精馏段各层塔板上升的蒸汽摩尔流量 提馏段各层塔板溢流的液体摩尔流量 提馏段各层塔板上升的蒸汽摩尔流量 总理论板层数 进料板位置 塔顶操作压力 进料操作压力 塔底操作压力 精（提）馏段平均压力 精（提）馏段平均温度 精（提）馏段液相平均摩尔质量 精（提）馏段气相平均摩尔质量 精（提）馏段液相平均密度 精（提）馏段气相平均密度 平均表面张力 Mw Rmin R L V L' V' NT NF PD PF PW Pm tm MVm MLm ?Lm ?Vm ?

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化工原理课程设计

? VS LS HT 平均粘度 气相体积流量 液相体积流量 板间距 板上液层高度 塔截面积 实际空塔气速 精馏塔的有效高度 堰长 液流堰高度 堰上液层高度 弓形降液管高度 截面积 停留时间 降液管底隙高度 凹形受液盘深度 开空区面积 筛空直径 空中心距 筛空数目 开空率 阀空的气速 hL AT ? Z lw hw how Wd Af ? ho 'hw Aa d0 t n Φ u0

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化工原理课程设计

hc 干板阻力 气体通过液层的阻力 液体表面张力的阻力 气体通过每层塔板的压降 液沫夹带 h1 h? hp ev

uo,min K 漏液点气速 稳定系数 降液管内液层高 液相负荷下限线 液相负荷上限线 Hd Ls,min Ls,max 化工原理课程设计总结

历时三周的甲醇-水精馏塔装置设计就要结束了，在这看似短暂不到一个月的时间里，给人的感觉却不仅仅只是三周那么简单。仔细回顾这过去的三周时间，会发现真的有许多值得回忆和思考的地方，三周的实际价值已经不能用简单的终于学会了如何进行精馏装置设计来衡量了，在设计过程中所获得一些东西，才是真正值得我们回忆和思考的所在。 在刚开始做课程设计的时候，我们都有些心不在焉的，一方面是刚考完试不久后的疲惫，另一方面是第一次做这方面工作的不知所措。大家都在那里做一些没有头绪的工作：看有

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化工原理课程设计

关方面的书籍，或到图书馆查阅有关方面的资料。就这样摸索着如何开展工作，以及将工作进行下去，这实在是件让人头疼的事情，不怕事情多难多复杂，就怕无从下手，万事开头难，也许最能形容那时的状况。就这样头一个星期，我们在摸索中前进，终于有了点思路，却基本上没什么进展。一切新事物的发生都应该会经历这样的过程，虽然在第一周没有什么进展，却为后来的工作的进行奠定了基础，包括适应工作，得到了有关设计进行下去的一些方法，有了设计的总体框架等，这样就为下两周工作的进行创造了基础。再接下来的两周时间里基本上都是很紧张的工作着，查有关方面的数据，用excel表格记录数据，并进行计算，数据的查询，如何获得准确的数据，以及数据的处理过程中，用何种方法才能使误差更加小，结果更加准确，这些都很让人头痛，而大量数据的处理，有时难免会让人心情压抑，烦躁。这样就难免会产生错误以及漏算的情况，结果就是又得查找错误，重新计算，这里不得不感谢计算机的发明。在进行理论计算的同时还要考虑实际情况，这样就要考验数据的处理能力，以及对事情的综合考虑能力，当然这其中要感谢老师的提醒和指导。整个设计过程基本上都在围绕着最佳回流比的确定上，在确定好最佳回流比后，时间基本上就没有了，把整个报告书用word打好，绘制好坐标图形后，就真正发现时间是如此的紧迫。

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化工原理课程设计

整个课程设计不仅让我们了解了课程设计，我们在进行设计过程中所学到的东西，都值得我们回忆，繁杂庞大的数据量计算，让我们锻炼了自己的耐性，数据的处理让我们对excel有了更多了解，在计算过程中公式的选择，计算方法的选择，以及理论计算和实际的差别，对设计方案的优化，如最大限度的节约成本，都极大的促进了我们对事情的综合考虑能力，促进了独立思考的能力。整个设计过程所获得的东西，我想会在以后的工作和生活中，有更多体现，也许我们现在都还不能发现，或不可能就这样轻易的发现了。

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化工原理课程设计

参 考 文 献

[1]化学工程基础. 林爱光编 北京：清华大学出版社，1999.2 第一版 [2]化工原理课程设计. 贾绍义 柴诚敬 天津大学出版社，1991 第二版 [3]化工设计 娄爱娟 吴志泉 华东理工出版社

[4]化工原理实验及课程设计. 陈均志，李磊编著. 北京：化学工业出版社，2008.7 第一版

[5]化学工艺设计手册 版社 第二版

化学工业出45

中国石化集团上海工程有限公司编

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/ktwf.html