化工原理課程設(shè)計(jì)-精餾塔

1、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(一) 設(shè)計(jì)題目在抗生素類藥物生產(chǎn)過(guò)程中,需要用甲醇溶液洗滌晶體,洗滌過(guò)濾后產(chǎn)生廢甲醇溶液,其組成為含甲醇46%、水54%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），另含有少量的藥物固體微粒。為使廢甲醇溶液重復(fù)利用，擬建立一套填料精餾塔，以對(duì)廢甲醇溶液進(jìn)行精餾，得到含水量0.3%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的甲醇溶液。設(shè)計(jì)要求廢甲醇溶液的處理量為 3.6萬(wàn) 噸/年，塔底廢水中甲醇含量0.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。(二) 操作條件1) 操作壓力 常壓2) 進(jìn)料熱狀態(tài) 自選3) 回流比 自選4) 塔底加熱蒸汽壓力 0.3Mpa（表壓）(三) 填料類型因廢甲醇溶液中含有少量的藥物固體微粒，應(yīng)選用金屬散裝填料，以便于定期拆卸和清洗。

2、填料類型和規(guī)格自選。(四) 工作日每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。(五) 設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)說(shuō)明書的內(nèi)容1) 精餾塔的物料衡算；2) 塔板數(shù)的確定；3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5) 填料層壓降的計(jì)算；6) 液體分布器簡(jiǎn)要設(shè)計(jì)；7) 精餾塔接管尺寸計(jì)算；8) 對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論。摘要甲醇最早由木材和木質(zhì)素干餾制的，故俗稱木醇，這是最簡(jiǎn)單的飽和脂肪組醇類的代表物。無(wú)色、透明、高度揮發(fā)、易燃液體。略有酒精氣味。近年來(lái)，世界甲醇的生產(chǎn)能力發(fā)展速度較快。甲醇工業(yè)的迅速發(fā)展，是由于甲醇是多種有機(jī)產(chǎn)品的基本原料和重要的溶劑，廣泛用于有機(jī)

3、合成、染料、醫(yī)藥、涂料和國(guó)防等工業(yè)。由甲醇轉(zhuǎn)化為汽油方法的研究成果，從而開(kāi)辟了由煤轉(zhuǎn)換為汽車燃料的途徑。近年來(lái)碳化學(xué)工業(yè)的發(fā)展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇樹(shù)脂等產(chǎn)品，正在研究開(kāi)發(fā)和工業(yè)化中。甲醇化工已成為化學(xué)工業(yè)中一個(gè)重要的領(lǐng)域。目前，我國(guó)的甲醇市場(chǎng)隨著國(guó)際市場(chǎng)的原油價(jià)格在變化，總體的趨勢(shì)是走高。隨著原油價(jià)格的進(jìn)一步提升，作為有機(jī)化工基礎(chǔ)原料甲醇的價(jià)格還會(huì)穩(wěn)步提高。國(guó)內(nèi)又有一批甲醇項(xiàng)目在籌建。這樣，選擇最好的工藝?yán)O(shè)備，同時(shí)選用最合適的操作方法就成為投資者關(guān)注的重點(diǎn)。本計(jì)為分離甲醇水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)

4、中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分加回流至塔內(nèi)。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐，設(shè)計(jì)對(duì)其生產(chǎn)過(guò)程和主要設(shè)備進(jìn)行了物料衡算、塔設(shè)備計(jì)算、熱量衡算、換熱器設(shè)計(jì)等工藝計(jì)算。目錄第一章 前言5第二章.操作條件的確定62.1 操作壓力62.2 進(jìn)料狀態(tài)72.3塔釜加熱方式72.4塔頂冷凝方式72. 精餾塔的物料衡算82.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量82.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率82.3物料衡算8. 塔板數(shù)的確定9.1精餾塔平衡線的求取9.2 q線的求取10.3最小回流比的確定及操作回流比的確定1

5、1.3.1 作圖法求最小回流比11.3.2解析法求最小回流比11.4 精餾塔的氣、液相負(fù)荷12.5精餾段操作線方程求解12.6 提餾段操作線方程求解12.7理論板數(shù)的求解13.7.1采用作圖法計(jì)算理論板數(shù)13.7.2采用逐板法計(jì)算理論板層數(shù)13全塔效率的估算15.1 液相平均粘度的計(jì)算15.2 精餾段和提餾段相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算16.3 全塔效率ET的估算16.4實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算16.精餾塔的熱量衡算175.1全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量175.2 再沸器的熱負(fù)荷186. 精餾塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)的計(jì)算206.1 工藝條件206.2 平均摩爾質(zhì)量與質(zhì)量流量206.2.1 塔頂平均摩爾質(zhì)量206.2.2

6、 進(jìn)料板層平均摩爾質(zhì)量216.2.3 塔底平均摩爾質(zhì)量216.2.4 精餾段平均摩爾質(zhì)量與質(zhì)量流量216.2.5 提餾段平均摩爾質(zhì)量與質(zhì)量流量216.2.6 全塔平均摩爾質(zhì)量與質(zhì)量流量226.3 平均密度計(jì)算226.3.1 氣相平均密度的計(jì)算226.3.2 液相平均密度計(jì)算236.4 液體平均表面張力計(jì)算246.4.1 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算246.4.2 進(jìn)料板液相表面張力的計(jì)算246.4.3 塔釜液體表面張力的計(jì)算256.5液體平均粘度257.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算25. 填料類型的選擇257.塔徑的計(jì)算267.1 精餾段塔徑的計(jì)算267.2.2提餾段塔徑的計(jì)算27.填料層高度的計(jì)算

7、287.3.1精餾段填料層高度的計(jì)算287.3.2提留段填料層高度的計(jì)算287.3.3 散裝填料的分段298. 水利性質(zhì)的檢驗(yàn)298.1 精餾段塔徑校核298.2提餾段塔徑校核308.3填料規(guī)格校核308.4液體噴淋密度校核308.5 填料層壓降計(jì)算309液體分布器簡(jiǎn)要設(shè)計(jì)319.1液體分布器的選型319.2 液體分布器的選擇：329.3 布液孔數(shù)329. 4 噴淋孔直徑339. 5 分布器的液體噴淋高度3310 其他附屬塔內(nèi)件的選擇3410.1填料支承裝置的選擇3410.2填料壓緊裝置3510.3塔頂除沫器3511. 精餾塔附屬設(shè)備的計(jì)算與選擇3611.1 塔頂全凝器3611.2 塔底再沸器

8、3711.3精餾塔的附屬高度3812 精餾塔接管尺寸計(jì)算3912.1 塔頂蒸氣出口管的直徑dV3912.2 回流管的直徑dR3912.3 進(jìn)料管的直徑dF4012.4 塔底出料管的直徑dW40第一章 前言前言在煉油、石油化工、精細(xì)化工、食品、醫(yī)藥及環(huán)保等部門，塔設(shè)備屬于使用量大，應(yīng)用面廣的重要單元設(shè)備。塔設(shè)備廣泛用于蒸餾、吸收、萃取、洗滌、傳熱等單元操作中。所以塔設(shè)備的研究一直是國(guó)內(nèi)外學(xué)者普遍關(guān)注的重要課題。 塔設(shè)備按其結(jié)構(gòu)形式基本上可分為兩類：板式塔和填料塔。填料塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，壓降小，填料易用耐腐蝕材料制造。過(guò)去，由于填料本體及塔內(nèi)構(gòu)件不夠完善，填料塔大多局限于處理腐蝕性介質(zhì)或不適宜安裝塔板的

9、小直徑塔。近年來(lái)，由于填料結(jié)構(gòu)的改進(jìn)和新型高效、高負(fù)荷填料的開(kāi)發(fā)，既提高了塔的通過(guò)能力和分離效率，又保持了壓力降小及性能穩(wěn)定的特點(diǎn)，因此，填料塔已經(jīng)被推廣到許多大型氣液傳質(zhì)的操作中。填料塔操作時(shí)，液體自塔上部進(jìn)入，通過(guò)液體分布裝置均勻淋灑于填料層上，繼而沿填料表面緩慢下流。氣體自塔下部進(jìn)入，穿過(guò)柵板沿著填料間隙上升。這樣,氣液兩相沿著塔高在填料表面與填料自由空間連續(xù)逆流接觸，進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱。 甲醇-水屬于難分離物系，選用填料精餾塔的分離效率較高，容易滿足生產(chǎn)要求。第二章.操作條件的確定2.1 操作壓力根據(jù)課程設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求，操作壓力選為常壓，塔底加熱蒸氣壓力 0.3Mpa（表壓）。2.2 進(jìn)

10、料狀態(tài)進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)原料液溫度與板上液體的溫度相近，故原料液全部進(jìn)入提餾段，與精餾段的回流匯合作為提餾段內(nèi)回流液。而提餾段上升的蒸汽量不會(huì)致冷凝而減小，故兩段的上升蒸汽量相等，故精餾段和提餾段的塔徑相同，無(wú)論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。2.3塔釜加熱方式加熱方式分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱是用蒸汽直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下塔

11、底蒸汽對(duì)回流液有稀釋作用，但理論塔板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸汽加熱是通過(guò)加熱器使釜液部分汽化。上升蒸汽與回流下來(lái)的冷液進(jìn)行傳質(zhì)，其優(yōu)點(diǎn)是使釜液部分汽化，維持原來(lái)的濃度，以減少理論板數(shù)，缺點(diǎn)是需增加加熱裝置。本設(shè)計(jì)塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐，加熱介質(zhì)選用0.3Mpa（表壓）的飽和水蒸氣。2.4塔頂冷凝方式塔頂冷凝采用全凝器，用水冷凝。因甲醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用全凝器。塔頂出來(lái)的氣體、冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度均不高，故無(wú)需進(jìn)一步冷卻，選用全凝器符合要求。2. 精餾塔的物料衡算2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF =0.46×32.04+0.54 &

12、#215;18.02=24.47 kg/kmol MD=0.997×32.04+0.003 ×18.02=32.00kg/kmol MW=0.005×32.04+0.995×18.02=18.09kg/kmol2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量： MA =32.04kg/kmol水的摩爾質(zhì)量: MB=18.02kg/kmolxF =(0.46/32.04)/1/(0.46×32.04+0.54×18.02)=0.3513xD=(0.997/32.04)/1/(0.997×32.04+0.003×1

13、8.02)=0.9958xW =(0.005/32.04)/1/(0.005×32.04+0.995×18.02)=0.00282.3物料衡算廢甲醇溶液的處理量為3.6萬(wàn)噸/年，每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行原料處理量F3.6×10000×1000/（300×24/24.47）=204.3318kmol/h總物料衡算: F=D+W甲醇物料衡算: FxF=DxD+WxW204.3318×0.3513=0.9958D+0.0028W W=204.3318-D解得: D=71.7116kmol/h W=132.6202kmol/

14、h 由= 得=(71.7116×0.9558)/(204.3318×0.3513) ×100=95.49. 塔板數(shù)的確定.1精餾塔平衡線的求取由=x1-yy1-x，可求出不同溫度下的相對(duì)揮發(fā)度，見(jiàn)表1表1 常壓下甲醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系（p72）溫度t/xy1000096.40.020.1347.58198693.5 0.040.2347.33159391.2 0.060.3046.84291289.30.080.3656.61023687.70.100.4186.46391884.40.150.5176.06556281.70.200.5795.50118

15、878.00.300.6654.63184175.3 0.400.7294.03505573.1 0.500.7793.52488771.20.600.8253.14285769.30.700.8702.86813267.60.800.9152.69117666.00.900.9582.53439265.00.950.979 2.45363464.51.0 1.0所以=11512315=4.4542所以平衡線方程為：y=4.4542x1+3.4542x根據(jù)可以求出在不同溫度下的汽相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)y，作圖比較，如圖1所示，其相差不大，在后面的計(jì)算中取用計(jì)算的平衡線求解。 圖1 平衡線圖像.2

16、q線的求取設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，故q=1q線方程：y=qq-1x-1q-1xF故q線垂直于x軸，且過(guò)點(diǎn)（xF，xF），即（0.3513，0.3513）.3最小回流比的確定及操作回流比的確定.3.1 作圖法求最小回流比由精餾段的操作線斜率知："RminRmin+1=xD-yqxD-xq” ,作圖后有平衡線與q線的交點(diǎn)大約是（0.35, 0.71），如圖2所示，故RminRmin+1=xD-yqxD-xq=（0.9958-0.71）/(0.9958-0.35)= 0.4426故Rmin=0.7940圖2 .3.2解析法求最小回流比求出平衡線與q線的交點(diǎn)為（Xq，Yq）=（ 0.3513，0

17、.7069）餾出液的組成為XD，在圖像上的坐標(biāo)為（XD,XD）,即 (0.9958，0.9958)通過(guò)這兩個(gè)點(diǎn)可將最小回流比時(shí)的精餾段操作線方程的斜率求出來(lái)，即Rmin=1-1xDxq-1-xD1-xq=1/(4.4542-1)×0.9958/0.3513-4.4542×(1-0.9958)/(1-0.3513)= 0.8123由于甲醇-水屬于難分離物系,操作回流比與最小回流比的值要大些.故取操作回流比R=3.5Rmin=3.5×0.8123=2.8431.4 精餾塔的氣、液相負(fù)荷精餾段下降液體的摩爾流量 L=RD=2.8431×71.7116=203.

18、8833kmol/h精餾段上升蒸汽摩爾流量V =（R+1）D=3.8431×71.7116=275.5949kmol/h提餾段下降液體的摩爾流L=L+qF=203.8833+1×204.3318=408.2151kmol/h提餾段上升蒸汽摩爾流量 V=V+（q-1）F=V=275.5949kmol/h.5精餾段操作線方程求解yn+1=RR+1xn+xDR+1故yn+1=0.7398xn+0.2591.6 提餾段操作線方程求解ym+1=LL-Wxm-WL-Wxwym+1=1.4812xm-0.001347.7理論板數(shù)的求解.7.1采用作圖法計(jì)算理論板數(shù)圖3 理論板梯級(jí)作圖法如

19、圖3所示，利用圖解法可以求出理論板數(shù)為10塊（包括再沸器），自塔頂往下第5塊板為進(jìn)料板。故，當(dāng)R=2.8431 時(shí)，NT=10塊(含再沸器)，精餾段理論板數(shù)N1=4塊.7.2采用逐板法計(jì)算理論板層數(shù)由 得 將 =4.4542 代入得相平衡方程 （1）精餾段操作線y=0.7398x+0.2591 (2)y1=xD=0.9958 (3)聯(lián)立（1）、（2）、（3）式，可自上而下逐板計(jì)算所需理論板數(shù)。因塔頂為全凝則由（1）式求得第一塊板下降液體組成利用（2）式計(jì)算第二塊板上升蒸汽組成為y2=0.7398x1+0.2591交替使用式（1）和式（2）直到，則第n塊板即為進(jìn)料板，且精餾段理論板數(shù)為n-1；然

20、后改用提餾段操作線方程，直到為止,則提鎦段理論板數(shù)為m-1。計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表2.表2 逐板法計(jì)算理論板層數(shù)板號(hào)12345x0.98160.93750.81880.58960.3388xFy0.99580.98530.95270.86490.6953 板號(hào)678910x0.18360.07690.02770.00920.0028xwy0.50040.27060.11250.03970.0123精餾塔的理論塔板數(shù)為 =10（包括再沸器）進(jìn)料板位置 全塔效率的估算.1 液相平均粘度的計(jì)算A-甲醇 B-水進(jìn)料黏度：根據(jù)表1，作關(guān)于t-x圖，在圖上可查出當(dāng)xF=0.3513時(shí)，根據(jù)化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)查得

21、=xiLi,故塔頂物料黏度：同理可求得當(dāng)xD=0.9958時(shí)，根據(jù)化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)查得 塔釜物料黏度：同理可求得當(dāng)xw=0.0028時(shí)，根據(jù)化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)查得 精餾段液相平均黏度：提餾段液相平均黏度：全塔液相平均密度：L=LD+LF+LW3=0.3375+0.3444+0.28663=0.3288mPas.2 精餾段和提餾段相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算根據(jù)表1，作x-圖查得 則精餾段的平均揮發(fā)度 提餾段的平均揮發(fā)度 全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度=3DFW=32.5041×4.3446×7.8871=4.4107.3 全塔效率ET的估算用奧康奈爾法( )對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：所以精餾段總

22、板效率提餾段總板效率全塔總板效率.4實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算精餾段實(shí)際板層數(shù) 塊提餾段實(shí)際板層數(shù) 塊全塔實(shí)際板層數(shù) 塊（不含再沸器）.精餾塔的熱量衡算5.1全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量對(duì)全凝器作熱量衡算，以單位時(shí)間為基準(zhǔn)，并忽略熱量損失，則全凝器的熱負(fù)荷：可以查得，所以kJh選用水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為25和35則由沃森公式計(jì)算塔頂溫度下的潛熱 表3 沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表  沸點(diǎn)/蒸發(fā)潛熱/（mol） /K甲醇 64.70 35.26512.5水 100.0040.70647.136.時(shí)，對(duì)甲醇有273.1564.58512.50.6594 273.1564.70512.50.6592

23、 35.26×-對(duì)水同理對(duì)于水得：，0.5219 0.5766蒸發(fā)潛熱 40.70×-38.8636-0.9958×35.2521+（1-0.9958×38.8636）35.26733.8431×71.7116×1000×35.26739.7195×10平均溫度下的比熱，于是冷卻水消耗量為：（-）9.7195×104.174×（35-25）2.3286×10 5.2 再沸器的熱負(fù)荷選用0.3（表壓）下（溫度為143.4）的飽和水蒸氣為加熱介質(zhì) 列表計(jì)算甲醇、水在不同溫度下混合的比熱容甲

24、醇單位：（·），水單位：（·） 表溫度類別.甲醇水蒸汽.甲醇：（-）-（-）-79111.904水： （-）-（-）-109037.3553對(duì)全塔進(jìn)行熱量衡算為了簡(jiǎn)化計(jì)算，以進(jìn)料焓，即時(shí)的焓值為基準(zhǔn)做熱量衡算 -79111.904-109037.35539.7195×1069531350.74塔釜熱損失為10%，則，則10590389.71式中 加熱器理想熱負(fù)荷加熱器實(shí)際熱負(fù)荷 塔頂餾出液帶出熱量塔底帶出熱量.（表壓）下，飽和水蒸汽的汽化熱2138.5故加熱蒸汽消耗量 '10590389.712138.54952.25146. 精餾塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)的

25、計(jì)算6.1 工藝條件操作壓力為常壓操作溫度: 塔頂溫度: tD=64.58塔釜溫度:tW=99.28進(jìn)料溫度: tF=76.68精餾段平均溫度：tJm=70.63提餾段平均溫度：tTm=87.98全塔平均溫度：tm=80.186.2 平均摩爾質(zhì)量與質(zhì)量流量6.2.1 塔頂平均摩爾質(zhì)量xD=y1=0.9958 根據(jù)平衡線方程求得:x1=0.9918MVD=0.9958×32.04+(1-0.9958) ×18.02=31.9811kg/kmolMLD =0.9918×32.04+(1-0.9918) ×18.02=31.9250 kg/kmol6.2.2

26、進(jìn)料板層平均摩爾質(zhì)量xF=0.3513,根據(jù)平衡線方程求得：yF=0.7069MVF=0.7069×32.04+(1-0.7069) ×18.02=27.9307 kg/kmol MLF=0.3513×32.04+(1-0.3513) ×18.02=22.9452 kg/kmol 6.2.3 塔底平均摩爾質(zhì)量xW =0.0028,根據(jù)平衡線方程求得：yW=0.01235MVW =0.01235×32.04+(1-0.01235) ×18.02=18.1931 kg/kmol MLW =0.0028×32.04+(1-0.00

27、28) ×18.02=18.0593 kg/kmol6.2.4 精餾段平均摩爾質(zhì)量與質(zhì)量流量MVJ=(MVD+MVF)/2=(31.9811+27.9307)/2=29.9559 kg/kmolMLJ=(MLD+MLF)/2=(31.9250+22.9452)/2=27.4351 kg/kmol精餾段平均質(zhì)量流量：LJm=RD MLJ =2.8431×71.7116×27.43517= 5593.5716 kg/hVJm =（R+1）DMVJ =3.8431×71.7116×29.9559= 8255.6918kg/h6.2.5 提餾段平均摩爾

28、質(zhì)量與質(zhì)量流量MVT=（+）/2=（27.9307+18.1931）/2=23.0619 kg/kmolMT（LFLW）/2(22.9452+18.0593)/220.5023kg/kmol提餾段平均質(zhì)量流量：LTm=ML=408.2151×23.0619 = 9414.2158kg/hTm =MV =275.5949×23.0619= 6355.7420 kg/h6.2.6 全塔平均摩爾質(zhì)量與質(zhì)量流量31.981127.930718.1931 26.0350kg/kmol22.9452+18.0593+31.92524.3098kgkmol64.5876.68+99.28

29、80.18液相質(zhì)量流量mJT5593.57169414.21587503.8937 kg/h氣相質(zhì)量流量mJT8255.69186355.7420 7305.7169 kg/h6.3 平均密度計(jì)算6.3.1 氣相平均密度的計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即全塔氣相平均密度：精餾段氣相平均密度：提餾段氣相平均密度：6.3.2 液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均密度的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得： 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率塔釜液相平均密度的計(jì)算塔底液相的平均密度接近水的密度，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得在99.28時(shí)水的密度為：L

30、Wm水=958.38kg/m3 精餾段液相平均密度為水J=977.81kg/m3提留段液相平均密度：LTm=（841.8940+958.38）/2=900.1370 kg/m3T水=965.34kg/m3液相平均密度LJmLTm802.8885900.1370851.5128kgm3水=971.83 kg/m36.4 液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算:=xi/i6.4.1 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由t=64.58查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得: =17.33 mN/m B =64.36mN/mLDm =0.9958×17.33+0.0042×64.36=17.52

31、75mN/m6.4.2 進(jìn)料板液相表面張力的計(jì)算由t=76.68查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得:=15.04mN/m =62.69mN/mFm=0.3513*15.04+0.6487*62.69=45.9506 mN/m6.4.3 塔釜液體表面張力的計(jì)算塔釜液體的表面張力接近水的表面張力，即由t= 99.2查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得： =58.9mN/m精餾段液相平均表面張力為:=(17.5275+45.9506)/2=31.7391mN/m提留段液體平均表面張力為： =(45.9506 +58.91)/2=52.4303 mN/m6.5液體平均粘度計(jì)算見(jiàn)5.17.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算. 填料類型

32、的選擇選用金屬散裝鮑爾環(huán)DN50填料。因廢甲醇溶液中含有少量的藥物固體微粒，應(yīng)選用金屬散裝填料，以便定期拆卸和清洗。階梯環(huán)是對(duì)鮑爾環(huán)的改進(jìn)。與鮑爾環(huán)相比，階梯環(huán)高度減少一半，并在一端增加了一個(gè)錐型翻邊。由于高徑比減少，使的氣體繞填料外壁的平均路徑大為縮短，減少了氣體通過(guò)填料層的阻力。錐型翻邊不僅增加了填料的機(jī)械強(qiáng)度，而且使填料之間由線接觸為主變?yōu)辄c(diǎn)接觸為主，這樣不但增加了填料間的空隙，同時(shí)成為液體沿填料表面流動(dòng)的匯集點(diǎn)，可以促進(jìn)液膜的表面更新，有利于傳質(zhì)效率的提高。階梯環(huán)的綜合性能優(yōu)于鮑爾環(huán)，成為目前所使用的環(huán)型填料中最為優(yōu)良的一種。同類填料，尺寸越小，分離效率越高，但阻力增加，通量減小，填料

33、費(fèi)用增加很多。而大尺寸的填料應(yīng)用于小直徑塔中，又會(huì)產(chǎn)生液體分布不良及嚴(yán)重的壁流，使塔的分離效率降低，根據(jù)計(jì)算故選用金屬散裝鮑爾環(huán)DN50規(guī)格的。7.塔徑的計(jì)算7.1 精餾段塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相質(zhì)量流率為L(zhǎng)Jm=RD MLJ =2.8431×71.7116×27.43517= 5593.5716 kg/hVJm =（R+1）DMVJ =3.8431×71.7116×29.9559= 8255.6918 kg/h精餾段的氣、液相體積流率為采用?？颂兀‥ekert）通用關(guān)聯(lián)圖計(jì)算泛點(diǎn)氣速橫坐標(biāo)為：查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖得：umax2gJmJmLJm0.2=0

34、.26查表有：=12m-1 1=水LJm=977.81802.8885=1.2179umax1=20.26×g×LJmVm(LJm0.2××1)=3.9766 m/s取u1=0.7 umax1=0.7×3.9927=2.7836 m/s由D1=24VsJu1=24×2.3.14×2.=0.9941 m7.2.2提餾段塔徑的計(jì)算提餾段的氣、液相質(zhì)量流率為L(zhǎng)Tm=ML=408.2151×23.0619 = 9414.2158kg/hTm =MV =275.5949×23.0619= 6355.7420 kg/

35、h提餾段的氣、液相體積流率為V ST=LST =采用?？颂兀‥ekert）通用關(guān)聯(lián)圖計(jì)算泛點(diǎn)氣速橫坐標(biāo)為：查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖得：umax2gmmLJm0.2=0.1查表有：=12m-1 2=水TLTm=965.34900.1370=1.0724umax2=20.1×g×LTmVm(LTm0.2××2)=4.3763 m/s取u2=0.7 umax2=0.7×4.3940 =3.0634 m/s由D2=24VsTu2=24×.3.14×2.7836 =0.9712 m圓整塔徑,取 D=1000mm.填料層高度的計(jì)算采用等板高度

36、法Z=HETP×NT.常壓蒸餾時(shí)(HETP)=h-1.292ln+1.47ln適用范圍：136（）0.080.83（·）查表對(duì)于金屬環(huán)矩鞍填料有: h=7.37817.3.1精餾段填料層高度的計(jì)算(HETP)=h-1.292ln+1.47ln=31.7391mN/m故（HETP）=1.1049精餾段填料層高度為：Z=4×1.1049=4.5636 m1.3×Z5.93277.3.2提留段填料層高度的計(jì)算(HETP)=h-1.292ln+1.47ln =52.4303 mN/m故(HETP）0.9489提留段填料層高度為：Z=×0.9489=.7

37、445 mZ=1.3×4.7445=6.1679 m填料層高度：5.93276.167912.100613 7.3.3 散裝填料的分段設(shè)計(jì)取精餾段填料層高度為.m,提留段填料層高度為.m.對(duì)于鮑爾環(huán)填料, 要求h/D=1. hmax6m.由于填料層高度Z>6m,故填料層分三段，分別為4.5m，4.5m，4m，在填料層中間設(shè)置液體再分布器。8. 水利性質(zhì)的檢驗(yàn)8.1 精餾段塔徑校核精餾段空塔氣速 u1J=VSJ4D2=2.7508 m/s泛點(diǎn)率校核：u1J/umax1=2.7508/3.9927 =68.90(在允許范圍內(nèi)50-85)填料規(guī)格校核： D/d =1000/50=20

38、>8液體噴淋密度校核：因填料尺寸小于75mm，故取最小潤(rùn)濕速率為 (Lw )min=0.08 m3 /（m·h）查附錄化工原理課本下冊(cè)第三章表3-6得：=109 m2 /m3umin=(Lw )min ×=0.08/3600×109=0.002422m3 / (m2·s)操作條件下的噴淋密度為u=0.003875/(/4×D2)=0.004936m3 / (m2·s) >0.002422 m3 / (m2·s)經(jīng)核算精餾段選用塔徑000符合要求。8.2提餾段塔徑校核提餾段空塔氣速 u1=VS4D2=2.8897

39、m/s泛點(diǎn)率校核：u/umax= 2.8897 / 3.0758 =5.76(在允許范圍內(nèi)50-85)8.3填料規(guī)格校核填料規(guī)格校核： D/d =1000/0=0>88.4液體噴淋密度校核液體噴淋密度校核：因填料尺寸小于75mm，故取最小潤(rùn)濕速率為 (Lw )min=0.08 m3 /（m·h）查附錄化工原理課本下冊(cè)第三章表3-6得：=109m2 /m3umin=(Lw )min ×=0.08/3600×109=0.002422 m3 / (m2·s)操作條件下的噴淋密度為u=0.002583/(/4×D2)=0.003290m3 / (

40、m2·s) >0.002422 m3 / (m2·s)經(jīng)核算提鎦段選用塔徑000符合要求。8.5 填料層壓降計(jì)算采用?？颂兀‥ekert）通用關(guān)聯(lián)圖計(jì)算填料層壓降.對(duì)于精餾段有橫坐標(biāo)為：查表有：=m-1 1=水LJm=977.81802.8885=1.2179查埃克特通用關(guān)聯(lián)圖得：u2gJmJmLJm0.2=0.0983 查?？颂兀‥ekert）通用關(guān)聯(lián)圖得: P/Z=80×9.81=784.8 Pa/m.精餾段填料層壓降為:P=784.8×6.5=5.1012KPa對(duì)于提鎦段有橫坐標(biāo)為：查表有：=m-1 2=水TLTm=965.34900.137

41、0=1.0724查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖得：u2gmmLm0.2=0.0620 提留段填料層壓降為: P/Z=45×9.81441.45 Pa/m.P=441.45×6.5=2.694KPa填料層總壓降為:P =5.10122.8694=7.9706KPa9液體分布器簡(jiǎn)要設(shè)計(jì)9.1液體分布器的選型由于塔徑大于600mm，故不宜采用蓮蓬式噴淋器，良好的液體分布器應(yīng)具備下列特點(diǎn)：液體分布均勻，氣相通過(guò)的自由截面大，阻力小，操作彈性大，不易堵塞，不易造成霧沫夾帶和泡沫，制造容易，安裝方面。就液體分布的推動(dòng)力來(lái)講，液體分布可分為壓力型和重力型2 大類。當(dāng)時(shí)，建議采用盤式分布器（篩孔式）9

42、.2 液體分布器的選擇：按Eckert建議值，按分布點(diǎn)幾何均勻與流量均勻的原則，進(jìn)行布點(diǎn)設(shè)計(jì)。設(shè)計(jì)結(jié)果為：盤式分布器（篩孔式） 分布盤直徑：600mm分布盤厚度：4mm9.3 布液孔數(shù)為了保證液體在塔內(nèi)及填料層之間的均勻分布,液體必須提供足夠的噴淋點(diǎn)。根據(jù)實(shí)際工程設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn),建議規(guī)整填料的噴淋點(diǎn)數(shù)大于100 個(gè)/ m2 ;絲網(wǎng)填料的噴淋點(diǎn)數(shù)不少于130 個(gè)/ m2 。散堆填料的潤(rùn)濕相對(duì)比較容易,因而噴淋點(diǎn)數(shù)相對(duì)可以較少,一般在60 個(gè)/ m2 以上即可。當(dāng)然,噴淋密度的選擇可根據(jù)填料的特性和設(shè)備分離的工藝要求確定,其設(shè)計(jì)值通常在80150， 當(dāng)噴淋點(diǎn)密度確定以后,就可以確定液體分布器的總噴淋點(diǎn)數(shù)

43、，對(duì)于給定的噴淋點(diǎn)數(shù)，周邊噴淋點(diǎn)距塔壁要有適當(dāng)?shù)倪x擇此處根據(jù)表4選取DN50的鮑爾環(huán)噴淋點(diǎn)數(shù)為其最小噴淋點(diǎn)密度的2倍，即70個(gè)/ m2，噴淋點(diǎn)與塔壁的距離選取40mm，故總布液孔數(shù)為n = S=3.14/4*（1-0.04）2*70=50.641955個(gè)9. 4 噴淋孔直徑填料塔分布器的噴淋點(diǎn)多采用等邊三角形或正方形布置,不同的排列方法雖然對(duì)分布點(diǎn)的覆蓋率有一定影響,但通常對(duì)分離效率影響不大。實(shí)驗(yàn)證明，溢流孔以三角形排列比正方型排列更容易得到均勻的液體分布，故這里采用三角形排列。根據(jù)工程實(shí)際應(yīng)用經(jīng)驗(yàn)，為簡(jiǎn)化計(jì)算，孔流系數(shù)Cd 根據(jù)打孔方式取值,沖孔時(shí)Cd=0.707，鉆孔時(shí)Cd=0.620.6

44、3。根據(jù)實(shí)際使用情況及經(jīng)驗(yàn)，小孔液位高度應(yīng)滿足h>25mm，否則，將導(dǎo)致分布質(zhì)量嚴(yán)重下降。最大高度hmax 距離分布器上端應(yīng)至少25 mm，考慮到實(shí)際生產(chǎn)中進(jìn)液量的波動(dòng)，設(shè)計(jì)液位應(yīng)為分布器高度的50 %70 %。按照流體力學(xué)的孔流公式，對(duì)槽式液體分布器,分布器的液體噴淋總量可表示為：Q= (/4)d02nCd(2gh) 1/2取Cd=0.62，h=1/6D=0.167m，故噴淋孔直徑：d0=4Q/(3.14 *n*Cd/(2gh )1/2=0.008163m9. 5 分布器的液體噴淋高度H=4Vs/(3.14*0.001631*0.008163*0.008163*55*0.62)2/(2

45、g)= 0.1670mH=1.25H=0.208 在200mm-500mm之間，符合設(shè)計(jì)要求。10 其他附屬塔內(nèi)件的選擇10.1填料支承裝置的選擇填料支承裝置的作用是支承填料以及填料層內(nèi)液體的重量，同時(shí)保證氣液兩相順利通過(guò)。支承若設(shè)計(jì)不當(dāng)，填料塔的液泛可能首先發(fā)生在支承板上。為使氣體能順利通過(guò)，對(duì)于普通填料塔，支承件上的流體通過(guò)的自由截面積為填料面的50%以上，且應(yīng)大于填料的空隙率。此外，應(yīng)考慮到裝上填料后要將支承板上的截面堵去一些，所以設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)取盡可能大的自由截面。自由截面太小，在操作中會(huì)產(chǎn)生攔液現(xiàn)象。增加壓強(qiáng)降，降低效率，甚至形成液泛。由于填料支承裝置本身對(duì)塔內(nèi)氣液的流動(dòng)狀態(tài)也會(huì)產(chǎn)生影響，

46、因此作為填料支承裝置，除考慮其對(duì)流體流動(dòng)的影響外，一般情況下填料支承裝置應(yīng)滿足如下要求：（1） 足夠的強(qiáng)度和剛度，以支持填料及所持液體的重量（持液量），并考慮填料空隙中的持液量，以及可能加于系統(tǒng)的壓力波動(dòng)，機(jī)械震動(dòng)，溫度波動(dòng)等因素。（2）足夠的開(kāi)孔率（一般要大于填料的空隙率），以防止首先在支撐處發(fā)生液泛；為使氣體能順利通過(guò)，對(duì)于普通填料塔，支承件上的流體通過(guò)的自由截面積為填料面的50%以上，且應(yīng)大于填料的空隙率。此外，應(yīng)考慮到裝上填料后要將支承板上的截面堵去一些，所以設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)取盡可能大的自由截面。自由截面太小，在操作中會(huì)產(chǎn)生攔液現(xiàn)象。增加壓強(qiáng)降，降低效率，甚至形成液泛。結(jié)構(gòu)上應(yīng)有利于氣液相的均

47、勻分布，同時(shí)不至于產(chǎn)生較大的阻力（一般阻力不大于20Pa）；結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，便于加工制造安裝和維修。要有一定的耐腐蝕性。因柵板支承板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，滿足題目各項(xiàng)要求，故選用柵板支承板。柵板分三塊 根據(jù)化工單元設(shè)備設(shè)計(jì) (單位：mm)DRt100049050×848柵板1：（單位：mm）連接板長(zhǎng)度388980733622388柵板2：（單位：mm）連接板長(zhǎng)度2945240109250支承板數(shù)量：6支承圈尺寸 (不銹鋼) mmDgD1D2厚度S質(zhì)量/kg1000994894811210.2填料壓緊裝置為保證填料塔在工作狀態(tài)下填料床能夠穩(wěn)定，防止高氣相負(fù)荷或負(fù)荷突然變動(dòng)時(shí)填料層發(fā)生松動(dòng)，破壞

48、填料層結(jié)構(gòu)，甚至造成填料損失，必須在填料層頂部設(shè)置填料限定裝置。填料限定可分為類：一類是將放置于填料上端，僅靠自身重力將填料壓緊的填料限定裝置，稱為填料壓板；一類是將填料限定在塔壁上，稱為床層限定板。填料壓板常用于陶瓷填料，以免陶瓷填料發(fā)生移動(dòng)撞擊，造成填料破碎。床層限定板多用于金屬和塑料填料，以防止由于填料層膨脹，改變其開(kāi)始堆積狀態(tài)而造成的流體分布不均勻的現(xiàn)象。一般要求壓板和限制板自由截面分率大于70%。本設(shè)計(jì)由于使用金屬填料，故選用床層限制板。10.3塔頂除沫器由于氣體在塔頂離開(kāi)填料塔時(shí)，帶有大量的液沫和霧滴，為回收這部分液相，經(jīng)常需要在頂設(shè)置除沫器。根據(jù)本精餾塔的特點(diǎn)，此處用金屬絲網(wǎng)除霧

49、器。氣速的計(jì)算 取K=0.09u=K*(L-g)/ g1/2=2.7699m/s絲網(wǎng)盤的直徑 D1=（4Vs/3.14/u）1/2=1.009m絲網(wǎng)盤的厚度 H=130mm11. 精餾塔附屬設(shè)備的計(jì)算與選擇11.1 塔頂全凝器本設(shè)計(jì)冷凝器重力回流直立或管殼式冷凝器原理。對(duì)于蒸餾塔的冷凝器，一般選用列管式，空冷凝螺旋板式換熱器。因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于及時(shí)排出冷凝液。 冷卻水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當(dāng)氣體流入冷凝器時(shí)，使其液膜厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)，取冷凝器傳熱系數(shù)K=800取平均水溫25，溫升10 逆流：T 64.5