甲醇-水溶液连续精馏筛板塔设计(5)

V实际=502.40/0.8=628.0m3 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 标准序号 公称体积/m3 计算体积/m3 内径/mm 总高/mm 材料 总重/kg 规

格 HG-21502.1-92-217 600 660 9500 10338 Q235-A.F 21840

产品储罐的选择规格为

名称 标准序号 公称体积/m3 计算体积/m3 内径/mm 总高/mm 材料 总重/kg 规

格 HG-21502.1-92-208 300 330 7500 8305 Q235-A.F 12760 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 =1.658×106 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： 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 公称直径Dg/mm 公称压力Pg/MPa 规格 500 1.6 Ⅳ 152

名称 中心排管数 管程流通面积/m2 /mm

规格 -- 0.0119 33.87 3000

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) = 94.24m2

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：

管程数N 计算换热面积/m2 管子根数n 换热管长度 采用加热管的直径为：25×2.5mm

名称 公称直径Dg/mm 公称压力Pg/MPa 管程数N 管子根数n 规格 600 1.6 Ⅱ 254

名称 中心排管数 管程流通面积/m2 计算换热面积/m2 换热管长度/mm

规格 0.0399 117.08 6000 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 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 公称直径Dg/mm 公称压力Pg/MPa 规格 600 2.5 Ⅳ 242

名称 中心排管数 管程流通面积/m2 /mm

规格 0.0190 100.00 6000 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 m2

名称 公称直径Dg/mm 公称压力Pg/MPa 规格 273 2.5 Ⅱ 32

管程数N 计算换热面积/m2 管程数N 管子根数n 换热管长度管子根数n 名称 中心排管数 管程流通面积/m2 计算换热面积/m2 换热管长度/mm

规格 0.0050 100.00 3000 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 m3

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：

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)1/2，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 接管公称直径Dg 接管 外径×厚度 接管伸出长度 补强圈（内径、外径）

规格 350mm 377×10mm 200mm 620/381mm

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 =(4×0.001/3.14×0.5)1/2

=0.050m

名称 接管公称直径Dg 接管 外径×厚度 接管伸出长度 补强圈（内径、外径）

规格 50mm 57×3.5mm 150mm --

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 接管公称直径Dg 接管 外径×厚度 接管伸出长度 补强圈（内径、外径）

规格 150mm 159×5mm 200mm --

⑷ 塔底出料管的直径dW

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)1/2(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

名称 接管公称直径Dg 接管 外径×厚度 接管伸出长度 补强圈（内径、外径）

规格 100 108×6 150 …… 此处隐藏：2259字，全部文档内容请下载后查看。喜欢就下载吧 ……