化工原理甲醇-水精餾塔設(shè)計(jì)

1、.沈陽化工大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)說明書 專 業(yè): 制藥工程 班 級(jí)： 制藥1102 學(xué)生姓名：黃奎興學(xué) 號(hào)：11220223 指導(dǎo)老師：王國(guó)勝 成績(jī)： 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目： 分離甲醇-水混合液的填料精餾塔二 原始數(shù)據(jù)及條件 生產(chǎn)能力：年生產(chǎn)量甲醇1萬噸（年開工300天） 原料：甲醇含量為30%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，下同）的常溫液體 分離要求：塔頂甲醇含量不低于95%，塔底甲醇含量不高于0.3%。 建廠地區(qū)：沈陽三 設(shè)計(jì)要求 （一）.一份精餾塔設(shè)計(jì)說明書，主要內(nèi)容要求：（1）.前言（2）.流程確定和說明（3）.生產(chǎn)條件確定和說明（4）.精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算（5）.主要附屬設(shè)備及附件選型計(jì)算（6）.設(shè)

2、計(jì)結(jié)果列表（7）.設(shè)計(jì)結(jié)果的自我總結(jié)與評(píng)價(jià)（8）.注明參考和試用的設(shè)計(jì)資料（9）.結(jié)束語（二）繪制一份帶控制點(diǎn)工藝流程圖。 （三）制一份精餾塔設(shè)備條件圖四設(shè)計(jì)日期：2013年5月20日至6月20日 前言 精餾塔分為板式塔和填料塔兩大類。填料塔又分為散堆填料和規(guī)整填料兩種。板式塔雖然結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，適應(yīng)性強(qiáng)，宜于放大，在空分設(shè)備中被廣泛采用。但是，隨著氣液傳熱、傳質(zhì)技術(shù)的發(fā)展，對(duì)高效規(guī)整填料的研究，一些效率高、壓降小、持液量小的規(guī)整填料的開發(fā)，在近十多年內(nèi)，有逐步替代篩板塔的趨勢(shì)。實(shí)際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時(shí)，上述部分氣化和部分冷凝是同時(shí)進(jìn)行的。對(duì)理想液態(tài)混合物精餾時(shí)，最后得到的餾液(氣相冷

3、卻而成)是沸點(diǎn)低的B物質(zhì)，而殘液是沸點(diǎn)高的A物質(zhì)，精餾是多次簡(jiǎn)單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點(diǎn)組分，純高沸點(diǎn)組分則留在塔底。精餾塔的優(yōu)點(diǎn)： 歸納起來，規(guī)整填料塔與板式塔相比，有以下優(yōu)點(diǎn)：1)壓降非常小。氣相在填料中的液相膜表面進(jìn)行對(duì)流傳熱、傳質(zhì)，不存在塔板上清液層及篩孔的阻力。在正常情況下，規(guī)整填料的阻力只有相應(yīng)篩板塔阻力的1/51/6；2)熱、質(zhì)交換充分，分離效率高，使產(chǎn)品的提取率提高；3)操作彈性大，不產(chǎn)生液泛或漏液，所以負(fù)荷調(diào)節(jié)范圍大，適應(yīng)性強(qiáng)。負(fù)荷調(diào)節(jié)范圍可以在30%110%，篩板塔的調(diào)節(jié)范圍在70%100%；4)液體滯留量少

4、，啟動(dòng)和負(fù)荷調(diào)節(jié)速度快；5)可節(jié)約能源。由于阻力小，空氣進(jìn)塔壓力可降低0.07MPa左右，因而使空氣壓縮能耗減少6.5%左右；6)塔徑可以減小。此外，應(yīng)用規(guī)整填料后，由于當(dāng)量理論塔板的壓差減小，全精餾制氬可能實(shí)現(xiàn)，氬提取率提高10%15%。 本文以甲醇和水的混合液為研究對(duì)象，因?yàn)榧状己退诔合孪鄬?duì)揮發(fā)度較大，較易分離。根據(jù)物理性質(zhì)，操作條件等因素條件下選用泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂再沸器和塔頂回流的方式，將甲醇和水進(jìn)行分離的填料精餾塔。 本課程設(shè)計(jì)者能力有限，在設(shè)計(jì)中難免會(huì)有不足之處，懇請(qǐng)老師和讀者給予批評(píng)指正?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)任務(wù)書2前言3符號(hào)說明7第一章 流程與生產(chǎn)條件的確定和說明9第一節(jié) 流程的確

5、定和說明9一加料方式9二進(jìn)料狀況9三塔頂冷凝方式9四回流方式10五加熱方式10六加熱器10第二節(jié) 生產(chǎn)條件確定和說明11一塔內(nèi)操作壓力的選擇11二塔頂全凝劑的選擇11三塔底加熱介質(zhì)的選擇11四回流狀態(tài)及操作回流比的選擇11第二章 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算12一操作壓力的選擇12二氣液平衡關(guān)系及數(shù)據(jù)12第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì)14第一節(jié) 物料衡算14一精餾塔全塔物料衡算14二精餾塔物性數(shù)據(jù)計(jì)算15第二節(jié) 熱量衡算17一冷凝器的熱負(fù)荷17二冷卻介質(zhì)消耗量18三加熱器的熱負(fù)荷及全塔熱量衡算1821第三節(jié) 精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)22一塔頂條件下的物性參數(shù)22二塔釜條件下的流量及物性參數(shù)23三進(jìn)料條件下的流量計(jì)物性參

6、數(shù)24四精餾段的流量及物性參數(shù)26五提餾段27第四章 理論塔板的計(jì)算32一回流比的計(jì)算32二氣液相負(fù)荷3333四 塔徑的初步設(shè)計(jì)35五填料層的計(jì)算37第五章 附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算38一冷凝器的選用38二、加熱器的選用39三、塔內(nèi)管徑的計(jì)算及選擇39四除霧沫器42五.液體分布器的選取43六塔斧設(shè)計(jì)44七填料支撐板的選擇45八塔的頂部空間高度46第六章 設(shè)計(jì)結(jié)果及個(gè)人總結(jié)47第七章自我評(píng)價(jià)與說明49第八章 參考文獻(xiàn)50符號(hào)說明英文字母 塔截面積 C 計(jì)算時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無因次Co 流量系數(shù)，無因次D 塔頂餾出物流量 kmol/sD 塔徑 m 閥孔直徑 m E 液流收縮系數(shù)，無因次 總板效率（

7、全塔效率），無因次 Fo 閥孔動(dòng)能因數(shù)， F 進(jìn)料流量 kmol/h G 重力加速度 H 塔高 m h 浮閥的開度 m 降液管底隙高度 m 板上液層高度 m 與克服表面張力的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱 K 物性系數(shù)，量綱為1 Ls 塔內(nèi)液體流量 N 一層塔板上的浮閥總數(shù) 實(shí)際板層數(shù) 理論板層數(shù) 壓強(qiáng)降 Pa p 操作壓強(qiáng) Pa R 回流比 最小回流比u 空塔氣速 m/sM 分子量 kg/molW 塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┝髁?kmol/sx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)Z 塔高 m希臘字母 相對(duì)揮發(fā)度，量綱為1 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 s 黏度 液相密度 氣相密度 液體

8、表面張力 N/m； 液體密度矯正系數(shù)，量綱為1 系數(shù)，量綱為1； 填料因子 1/m下標(biāo)max 最大min 最小L 液相V 氣相1 精餾段2 提餾段A 易揮發(fā)組分B 難揮發(fā)組分F 原料液 第一章 流程與生產(chǎn)條件的確定和說明 第一節(jié) 流程的確定和說明 一加料方式加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速。通過重力加料，可以節(jié)省一筆動(dòng)力費(fèi)。但由于多了高位槽，建設(shè)費(fèi)用也相應(yīng)增加。采用泵加料，受泵的影響，流量不太穩(wěn)定，流速也忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但其結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝方便，如采用自動(dòng)控制泵來控制泵的流量和流速，其控制原理較復(fù)雜，且設(shè)備操作費(fèi)用高

9、。 本次試驗(yàn)采用泵直接加料。二進(jìn)料狀況進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定，對(duì)分離不利，節(jié)省加熱費(fèi)用。但冷液進(jìn)料受環(huán)境影響較大。對(duì)于沈陽地區(qū)來說，存在較大溫差，冷液進(jìn)料會(huì)增加塔底蒸汽上升量，增大建設(shè)費(fèi)用。采用泡點(diǎn)進(jìn)料，不僅對(duì)穩(wěn)定塔操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，設(shè)計(jì)上采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。三塔頂冷凝方式塔頂冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用全凝器。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需進(jìn)一步冷卻，此次

10、分離是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。四回流方式回流方式可分為重力回流或理量或塔板數(shù)較多時(shí)，回流冷凝器不易安裝在塔頂。而且塔頂冷凝器不易安裝、檢修和清理。在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上升蒸汽采用冷凝器冷卻以回流流入塔中。由于本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用強(qiáng)制回流。五加熱方式加熱方式可采用間接蒸汽加熱或直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱，蒸汽直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi)。由于總組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽對(duì)回流液有稀釋作用，使理論塔板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸汽加熱是通過加熱器使釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本次設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱。六加熱器采用

11、U型管蒸汽間接加熱器，用水蒸氣作加熱劑。因?yàn)樗^小，可將加熱器放在塔內(nèi)，即再沸器。這樣釜液部分汽化，維持了原有濃度，減少理論塔板數(shù)。 第二節(jié) 生產(chǎn)條件確定和說明一塔內(nèi)操作壓力的選擇 一般來說，主要根據(jù)物料的性質(zhì)、原料的性質(zhì)，對(duì)產(chǎn)品濃度的要求、設(shè)備來源、工廠的生產(chǎn)規(guī)模、能量綜合利用等情況。因此，選擇合理的操作條件，對(duì)本設(shè)計(jì)采用常壓蒸餾，即在1atm壓力條件下操作。二塔頂全凝劑的選擇 全凝器的冷卻劑用循環(huán)水，因塔頂蒸汽溫度較高，用自來水做冷卻劑方便且便宜，為了冷卻作用完全，塔頂蒸汽和冷卻水間必須保持適宜的溫度差（冷卻水溫度一般為1025）。三塔底加熱介質(zhì)的選擇飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣泛的加熱劑，它

12、冷凝時(shí)的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽的壓力準(zhǔn)確的控制加熱溫度。四回流狀態(tài)及操作回流比的選擇，不宜取得過大。精餾段操作線斜率： 第二章 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算一操作壓力的選擇 精餾操作常在常壓、減壓下進(jìn)行。操作壓力常取決于冷凝溫度，一般除熱敏物質(zhì)外，凡通過常壓蒸餾難以實(shí)現(xiàn)分離要求，并能用循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)，均宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出的冷凝溫度過低的系統(tǒng)，需提高塔壓或采用冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物料必須采用加壓蒸餾。本設(shè)計(jì)對(duì)象是甲醇水混合液，建廠地址為沈陽，因此常采用常壓蒸餾，操作壓力為1atm。二氣液平衡關(guān)系及數(shù)據(jù)溫度t/甲醇摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/甲醇摩爾分?jǐn)?shù)液相x/氣相y/液相x

13、/氣相y/10000100100 表一 甲醇水汽液相平衡數(shù)據(jù)表 摘自 化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)下冊(cè)P110表19-38（8） 圖一 甲醇-水-X-Y圖 第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì) 第一節(jié) 物料衡算一精餾塔全塔物料衡算1.原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率已知F=1萬噸 質(zhì)量分?jǐn)?shù) Xf=30% XD=95% Xw=0.3% 水的摩爾質(zhì)量 =18.02 kg/kmol 甲醇的摩爾質(zhì)量 =32.04 kg/kmol 進(jìn)料液、餾出液、釜?dú)堃旱哪柗謹(jǐn)?shù)分別為、：2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 物料衡算 F=D+W （1） （2）聯(lián)立（1）（2）解得 W=52.88 kmol/h D=14.15 kmol/h

14、塔頂進(jìn)料塔斧質(zhì)量分?jǐn)?shù)（%）摩爾質(zhì)量Kg/kmol摩爾流量 質(zhì)量流量kg/h 表二 物料衡算結(jié)果表 溫度t/甲醇摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/甲醇摩爾分?jǐn)?shù)液相x/氣相y/液相x/氣相y/10000100100二精餾塔物性數(shù)據(jù)計(jì)算利用上表一中的數(shù)據(jù)由內(nèi)插法可求得、進(jìn)料： 塔頂： 塔釜： 則精餾段的平均溫度 = 提餾段的平均溫度 =91 2. 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算精餾段相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算XA=0.5543 YAXB=0.4457 YB提餾段相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算XA=0.0979 YAXB=0.9021 YB3. 回流比的計(jì)算×105 Pa下甲醇-水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即x-y曲線圖。泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1，

15、即q為一直線。本平衡具有下凹部分,操作線尚未落到平衡線，已與平衡線相切。 第二節(jié) 熱量衡算一冷凝器的熱負(fù)荷冷凝器的熱負(fù)荷 Qc(R1) D (IVDILD) 其中 IVD 塔頂上升的蒸汽的焓 ILD 塔頂熘出液的焓 IVDILDxD HV甲(1xD) HV水其中 HV甲 甲醇的蒸發(fā)潛熱 HV水 水的蒸發(fā)潛熱組分沸點(diǎn)t /°C蒸發(fā)潛熱 Hr / (kJ/ kg)Tc / K甲醇64.71105水1002257蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系：H V2 HV1 (1Tr2) / (1Tr1) 0.38 表三 沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表 摘自化工原理修訂版 ，上冊(cè)附錄4及附錄18 塔頂溫度下的潛熱計(jì)算：tD6

16、°C時(shí)對(duì)甲醇，Tr1T1/ Tc(273.156) / 4Tr2T2 / Tc(273.1564.07) / 蒸發(fā)潛熱HV甲11054) / (10.659) kJ/ kg 對(duì)水，同理可得，Tr2T2 / Tc0.576 Tr1T1 / Tc0.526蒸發(fā)潛熱HV水22576)/(10.576) 2356.547 kJ/kg 對(duì)全凝器做熱量衡算(忽略熱量損失) Qc(R1) D (IVDILD) 泡點(diǎn)回流，塔頂含甲醇量高，與露點(diǎn)接近，可得 IVDILDxD H甲(1xD)H水IVDILD×(1-144)× kJ/kgQc(R1)D(IVDILD)×

17、15;×106 kJ/kg二冷卻介質(zhì)消耗量 設(shè)冷卻介質(zhì)進(jìn)出口溫度分別為 25 35則平均溫度下t30°C 時(shí)，Cpc4.25kJ/(kg.)可得 Wc Qc/ Cpc(t2t1)×106×10) =25741.18 kg/h三加熱器的熱負(fù)荷及全塔熱量衡算比熱容的計(jì)算 由公式 計(jì)算 (a.b.c的單位：k J / k mol·K)甲醇的；×10-3 ×10-6×10-3 ×10-61.溫度下（6） ×10-3×(273.15+6×10-6×（273.15+67.04)

18、2=49.630 kJ/(kmol·K) = ×10-3×(273.15+6×10-6× (273.15+6)2=33.753 kJ/(kmol·K) 2.溫度下（）×10-3×(273.15+×10-6×（273.15+）2=54.481 kJ/(kmol·K) ×10-3×(273.15+×10-6×(273.15+)2=34.202 kJ/(kmol·K)3.溫度下（99.78） =×10-3×(273.15+

19、99.78×10-6×（273.15+99.78）2=56.264 kJ/(kmol·K) ×10-3×(273.15+99.78×10-6×(273.15+99.78)2=34.451 kJ/(kmol·K)組分tD=tF=平均值tw=tF=平均值甲醇水 表四由表四可得 ：甲醇 Cp1ave×(tD tF)×() -24.663 kJ/kmol Cp1ave ×(tW tF)×() 30.372 kJ/kmol 水 Cp2ave×(tD tF)×() 2

20、8.623 kJ/kmol Cp2ave ×(tW tF)×() 33.450 kJ/kmol Cp(DF) dt Cp1avexDCp2ave(1xD) × () 5×0.05×() 24.861 kJ/kmol Cp(WF) dt Cp1avexWCp2ave(1xW)×() ×97×（372.93-355.37） kJ/kmol 且已知D QDDCp(DF)dt ×() kJ/h QWW Cp(WF)dt× kJ/h對(duì)全塔進(jìn)行熱量衡算 QFQSQDQWQC 以進(jìn)料溫度所對(duì)應(yīng)的焓值為基準(zhǔn)做熱

21、量衡算： QSQDQWQCQF ×1060 ×106 kJ/h塔釜熱損失為10，QS QS / 0.9 = ×106 kJ/h其中 QS 加熱器理想熱負(fù)荷 QS 加熱器實(shí)際熱負(fù)荷 QD 塔頂熘出液帶出熱量 QW 塔底帶出熱量四.加熱蒸汽消耗量當(dāng)T406.45K ，p=300kPa ，Hr水蒸氣 2168.1 kJ/kg Wh QS/ Hr水蒸氣 = ×106 / 2168.1 = kg/h符號(hào)QCWCQFQD數(shù)值×106kg/h0符號(hào)QWQSWh數(shù)值×106kJ/h 表五 熱量衡算數(shù)據(jù)結(jié)果列表 第三節(jié) 精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)溫度5060

22、708090100甲醇密度760751743734725716水密度 表六 不同溫度下甲醇和水的密度 摘自化工原理修訂版上冊(cè)附錄7及附錄141 塔頂條件下的物性參數(shù)XD D=14.15 kmol/h1.氣相平均摩爾質(zhì)量為 =30.84 kg2.液相平均摩爾質(zhì)量為約等于氣相MLD=30.84 kg/kmol3. 氣相密度 TLD=66.19 用內(nèi)插法求甲醇和水的密度解得符號(hào)數(shù)值kmol/hkmol/hKg/m3Kg/m3Kmol/h 表七 塔頂數(shù)據(jù)結(jié)果表二塔釜條件下的流量及物性參數(shù) 1.液相平均摩爾質(zhì)量因?yàn)榧状嫉臐舛群苄?，所以液相可視為純?.氣相密度3. 液相密度 用內(nèi)插法計(jì)算 約等于水的密度

23、 = 3 符號(hào)W數(shù)值kmol/hkmol/hKg/m3Kg/m3Kmol/h 表八 塔釜數(shù)據(jù)結(jié)果表三進(jìn)料條件下的流量計(jì)物性參數(shù) XF=01942 F=67.03 kg/h查表一得 XF YFYF1.氣相平均摩爾質(zhì)量為 2. 液相平均摩爾質(zhì)量 3.氣相密度 4.液相密度tF由公式 解得3符號(hào)F數(shù)值kmol/hkmol/hKg/m3Kg/m3Kmol/h 表九 進(jìn)料數(shù)據(jù)結(jié)果表四精餾段的流量及物性參數(shù)1.精餾段 則液相組成 = 氣相組成 = 所以 =×0.5543+×(1-0.5543)=25.79 kg/kmol =××(1-)=28.74 kg/kmol2

24、.時(shí)：求甲醇的密度 求水的密度 精餾段液相和氣相密度的計(jì)算由公式混合液密度=(為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，為平均相對(duì)分子質(zhì)量）可求得液相密度。將數(shù)據(jù)代入上式。 解得L kg/m3由下面公式 可求得混合氣密度 =將數(shù)據(jù)代入公式 符號(hào)數(shù)值kmol/hkmol/hKg/m3Kg/m3 表十 精餾段數(shù)據(jù)結(jié)果表五提餾段 液相組成 = =0.0979 氣相組成 = 所以 =××(1-0.0979)=19.39 kg/kmol =××(1-0.3106)=22.37 kg/kmol2. =91.00 時(shí)，求甲醇的密度 求水的密度提餾段液相和氣相密度由公式混合液密度=(為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，為平

25、均相對(duì)分子質(zhì)量）可求得液相密度。將數(shù)據(jù)代入上式。 解得由下面公式 可求得混合氣密度 =將數(shù)據(jù)代入公式符號(hào)數(shù)值kmol/hkmol/hKg/m3Kg/m3 表十一 提餾段數(shù)據(jù)結(jié)果表 一元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下列公式計(jì)算： 注：=，= =，=，B=，A=，+=1 式中下角標(biāo)W、O、S分別代表水、有機(jī)物及表面部分；、指主體部分的分子數(shù)；、指主體部分的分子體積；、為純水、有機(jī)物的表面張力；對(duì)甲醇q=1。 B= +=1 A=B+Q A=溫度/60708090100甲醇表面張力/水表面張力/表十二 不同溫度下甲醇和水的表面張力摘自化工原理修訂版上冊(cè)附錄7及附錄19 1. 精餾段混合物表面張力的計(jì)算（

26、）甲醇的表面張力： 水的表面張力：-0.761 與 聯(lián)立 解得 解得 2提留段混合物表面張力的計(jì)算（）甲醇表面張力： 水的表面張力：0.3494 與 聯(lián)立 解得 解得 七.粘度計(jì)算 物質(zhì) 粘度mPa·s溫度/20406080100甲醇 水 表十三 不同溫度下甲醇和水的粘度 摘自化工原理修訂版上冊(cè) 附錄4及附錄14 1.時(shí) ，即精餾段,水的粘度 ，甲醇的粘度和混合粘度。由公式 2.時(shí)，即提留段時(shí)，甲醇的粘度，水的粘度，混合粘度。由公式 第四章 理論塔板的計(jì)算 理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計(jì)算方法：可采用逐板計(jì)算法、圖解法。一回流比的計(jì)算×

27、Pa下甲醇-水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即x-y曲線圖。泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1，即q為一直線。本平衡具有下凹部分,操作線尚未落到平衡線，已與平衡線相切。 二氣液相負(fù)荷1.精餾段 質(zhì)量流量： 體積流量： 2.提餾段 質(zhì)量流量： 體積流量： 理論塔板數(shù) 通過畫圖得，如下圖所示 圖二 理論塔板數(shù)圖板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)相關(guān)，它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。此處板效率用康奈爾公式計(jì)算。其中：塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度 L塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPas， ， 加料板進(jìn)料位置在第11塊板。 四 塔徑的初步設(shè)計(jì)1.精餾段： 由=（安全系數(shù)）×

28、，安全系數(shù)=0.60.8，式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出。 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距：=0.40m，=0.06m，則查圖可知：=0.07，=1.34 ×1.34=0.938 =0.563 m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=0.6 m塔截面積為=0.2826 實(shí)際空塔氣速為=2. 提餾段橫坐標(biāo)數(shù)值：=取板間距：=0.40m，=0.06m，則查圖可知：=0.07，=×=2.834 ×2.834=1.984 =0.430 m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=0.6 m塔截面積為=0.2826 實(shí)際空塔氣速為=五填料層的計(jì)算1.填料層高度的計(jì)算（需查表得每米理論級(jí)數(shù)（NTSM）（1.）精餾段動(dòng)能因子經(jīng)查

29、每米理論級(jí)數(shù)（NTSM）-1精餾段填料層高度（2） 提餾段經(jīng)查每米理論級(jí)數(shù)（NTSM）（1） 精餾段3/(m2.h)時(shí)的每米壓降 L 5 10 p/Z 0.0052 0.0055 當(dāng)L=8.35時(shí)，p/Z=0.0054 kpa/m 所以，精餾段壓降 p精=p/Z ××=0.0093 kpa/m（2） 提餾段3/(m2.h)時(shí)的每米壓降 L 5 10 p/Z 0.0049 0.0051 當(dāng)L=3.009時(shí)，p/Z=0.0048 kpa/m p提=p/Z ××=0.0114 kpa/m p= p精+p提kpa/m參數(shù)精熘段提熘段全塔空塔氣速(m/s)塔徑(m

30、)每米填料層壓降(pa/m)填料層高度(m) 表十四 精熘塔各部分工藝尺寸及相關(guān)物性 第五章 附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算 一冷凝器的選用取全凝器的傳熱系數(shù)K=2400kJ /(m2h)，選擇逆流操作。冷卻水進(jìn)口溫度是25，出口溫度是35。原料液是泡點(diǎn)回流，進(jìn)出口溫度基本相等。逆流： T 6 6 t 25 35t2 = =32.04 t1= 62542.04 tm=(t2t1) / In(t2 / t1) = 36.81 A=Qc / (Ktm ) =×106 / (2400×) m2公稱直徑 mm管程數(shù)管數(shù)管長(zhǎng) mm換熱面積 M2公稱壓力 Mpa400IV86200016

31、 表十五 摘自金屬設(shè)備上冊(cè) p118表2-2-5及p132表2-2-8二、加熱器的選用由于本設(shè)計(jì)選擇的是1 總壓是300 kpa的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)，取傳熱系數(shù)K= kJ/m2。H.。 A= QS / (Kt ) = ×106 ×33.3) m2公稱直徑 mm管程數(shù)管數(shù)管長(zhǎng) mm換熱面積 M2公稱壓力 Mpa273138300025表十六摘自金屬設(shè)備上冊(cè) p118表2-2-5及p132表2-2-8 三、塔內(nèi)管徑的計(jì)算及選擇 本設(shè)計(jì)選用高位槽進(jìn)料，所以WF可取0.40.8m/s，本設(shè)計(jì)選用WF1. 進(jìn)料管：選用WF=0.7m/s dF = 4F/ (3600WFLF) 1

32、/2 = 4×/ (3600×3.14×0.7×) 1/228 m式中 F'-進(jìn)料液流量 ，kg/hL-進(jìn)料條件下的液體密度，kg/m3 圓整后，選用的是 = 32mm.內(nèi)管外管半徑R內(nèi)管重32×76×4120表十七進(jìn)料管參數(shù)表 摘自浮閥塔p197表5-32. 回流管：選用WR=0.3m/s dR = 4L / (3600×WRL1) 1/2 = 4×/ (3600×3.14×0.3×) 1/2 = 148 m式中 L-回流液體質(zhì)量流量。Kg/h L-塔頂液相密度 圓整后，選用

33、的是 = 18mm 內(nèi)管外管半徑R內(nèi)管重18×357×50表十八回流管參數(shù)摘自浮閥塔p197表5-33塔頂蒸汽接管：選用WV = 20m/s dV = 4V / (3600WVVD) 1/2 = 4×/ (3600×3.14×2005) 1/2 = 00868 mV-塔頂氣相密度，kg/m3式中 V-塔頂蒸汽質(zhì)量流量，kg/m3圓整后，選用的是 = 89mm 。內(nèi)管外管半徑R內(nèi)管重89×4133×4265150表十九塔頂蒸汽管參數(shù)摘自浮閥塔p197表5-34塔釜出料管：選用WW = 0.7m/s dV = 4W / (360

34、0WWLW) 1/2 = 4× / (3600×3.14×0.7×) 1/2 = 22 m式中 W-塔釜流出液的質(zhì)量流量，kg/m3L-塔釜液相密度，kg/m3圓整后，選用的是=25mm。內(nèi)管外管半徑R內(nèi)管重25×376×475 表二十塔釜出料管參數(shù) 摘自浮閥塔p197表5-3四除霧沫器為捕集出填料層氣體中所夾帶的液沫和霧滴，需在塔頂液體初始分布器的上方設(shè)置除霧沫器。本設(shè)計(jì)塔徑小，填料層高度不高，且汽液易分離，因此采用小型的絲網(wǎng)除沫器，裝入設(shè)備上蓋。氣速計(jì)算 式中 K 精餾段氣體和液體的密度，kg/m3除沫器直徑的計(jì)算 所以 五.液體分布器的選取填料塔的傳質(zhì)過程要求塔內(nèi)任一截面上汽液兩相流體能均勻分