程流通面积计算换热面积换热管长度规格塔顶全凝器甲醇的气化热冷凝塔顶产品由温度冷却到温度采用冷凝水由到知道选择则有取安全系数为实际面积选择冷凝器的系列采用加热管的直径为名公称直径公称压力管程数管子根数称规格Ⅱ名称中心排管数管程流通面积计算换热面积换热管长度规格塔底再沸器塔釜产品由温度加热到温度选择在本设计中无明显液漏。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系，即甲醇水物系属般物系，取，则而板在允许范围内。漏液对筛板塔，漏液点气速，可由下式计算，即，实际孔速，稳定系数为，故，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故气液气液故在本设计中液沫夹带量板的液柱高度可按下式计算，即液柱气体通过每层塔板的压降为设计允许值液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大查充气系数关联图，得。液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力可按式计算，即液柱气体通过没层塔，查干筛孔得流量系数图得，故液柱气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算开孔率为气体通过阀孔的气速为塔板的流体力学验算塔板压降干板阻力计算干板阻力由式计算由筛孔计算及排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距为筛孔数目为个塔板分块表得，塔板分为块。边缘区宽度确定取开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中故合理。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。塔板布置塔板的分块因，故塔板采用分块板。查和截面积由查弓形降液管的参数图，得故依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取，则取板上清液层高度故弓形降液管宽度开人孔，其高度为故精馏塔的有效高度为提精塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下堰长取溢后为塔截面积为实际空塔气速为精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为精精提馏段有效高度为提提在进料板上方间距，板上液层高度，则查史密斯关联图得取安全系数为，则空塔气速为按标准塔径圆整由式中的由式计算，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板精馏段液相平均表面张力为液体平均粘度计算见精馏段液相平均黏度精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段的气液相体积流率为精馏段液相平均表面张力为液体平均粘度计算见精馏段液相平均黏度精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段的气液相体积流率为由式中的由式计算，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则查史密斯关联图得取安全系数为，则空塔气速为按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为精精提馏段有效高度为提提在进料板上方开人孔，其高度为故精馏塔的有效高度为提精塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下堰长取溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取，则取板上清液层高度故弓形降液管宽度和截面积由查弓形降液管的参数图，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。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。塔板布置塔板的分块因，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为块。边缘区宽度确定取开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中故筛孔计算及排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距为筛孔数目为个开孔率为气体通过阀孔的气速为塔板的流体力学验算塔板压降干板阻力计算干板阻力由式计算由，查干筛孔得流量系数图得，故液柱气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算查充气系数关联图，得。液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力可按式计算，即液柱气体通过没层塔板的液柱高度可按下式计算，即液柱气体通过每层塔板的压降为设计允许值液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故气液气液故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。漏液对筛板塔，漏液点气速，可由下式计算，即，实际孔速，稳定系数为，故在本设计中无明显液漏。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系，即甲醇水物系属般物系，取，则而板上不设进口堰，可由下式计算，即液柱液柱故在本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图漏液线由，，，得，整理得，在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表表由上表数据即可作出漏液线液沫夹带线以液气为限，求关系如下由故整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表表由上表数据即可作出液沫夹带线液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得取，则材料总重规格原料预热器原料加热采用压强为的水蒸汽加热，温度为，冷凝温度至流体形式采用逆流加热则同时有甲醇水质量分数根据上式可知设加热原料温度由到则有，选择传热系数则传热面积由下列公式计算其中故有取安全系数为则实际选择固定管板式换热器系列，规格为采用加热管的直径为名称公称直径公称压力管程数管子根数规格Ⅳ名称中心排管数管程流通面积计算换热面积换热管长度规格塔顶全凝器甲醇的气化热冷凝塔顶产品由温度冷却到温度采用冷凝水由到知道选择则有取安全系数为实际面积选择冷凝器的系列采用加热管的直径为名公称直径公称压力管程数管子根数称规格Ⅱ名称中心排管数管程流通面积计算换热面积换热管长度规格塔底再沸器塔釜产品由温度加热到温度选择则有取安全系数为则有实际名称公称直径公称压力管程数管子根数规格Ⅳ名称中心排管数管程流通面积计算换热面积换热管长度规格产品冷却器假设产品从冷却到时冷却水从进口温度到时取取安全系数为则实际名称公称直径公称压力管程数管子根数规格Ⅱ名称中心排管数管程流通面积计算换热面积换热管长度规格精馏塔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。所以塔顶间距为塔底空间塔底高度选择储存液量停留在分钟而定设塔底的密度为∏算出所以塔底高度设计为塔支座为塔体总高度为管径的设计塔顶蒸气出口管的直径操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为，蒸气管的直径为∏，其中塔顶蒸气导管内径塔顶蒸气量，则名称接管公称直径接管外径厚度接管伸出长度补强圈内径外径规格回流管的直径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，流速可取当用泵输送时，可取本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速取∏名称接管公称直径接管外径厚度接管伸出长度补强圈内径外径规格进料管的直径若采用高位槽送料入塔，料液速度可取，如果用泵输送时，料液速度可取本设计采用高位槽送料入塔，料液速度∏名称接管公称直径接管外径厚度接管伸出长度补强圈内径外径规格塔底出料管的直径般可取塔底出料管的料液流速为，循环式再沸器取∏本设计取塔底出料管的料液流速为名称接管公称直径接管外径厚度接管伸出长度补强圈内径外径规格泵的计算及选型在进料口加料时，本设计采用换热器加热原料进料口高度为进料密度进料密度甲醇密度水密度由进料密度则液体在泵里的流速为，∏进料口所以液体在管中的流动形式为湍流。ξ选择泵的型号为流量为，扬程为。参考文献张颖郝东升化工工艺设计第版呼和浩特内蒙古大学出版社冯元琦联醇生产北京化学工业出版社谢克昌李忠甲醇及其衍生物北京化学工业出版社冯元琦甲醇生产与操作问答北京化学工业出版社中国寰球化学工程公司中国石油化工总公司兰州石油化工设计院氮肥工艺设计手册气体压缩氨合