化工原理甲醇-水精餾塔設(shè)計(jì)

沈陽(yáng)化工大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)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)勝設(shè)計(jì)時(shí)間：2014.5.202014.6.20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(wàn)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(yáng)三設(shè)計(jì)要求（一）.一份精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書，主要內(nèi)容要求：（1）.前言（2）.流程確定和說(shuō)明（3）.生產(chǎn)條件確定和說(shuō)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)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(yǔ)（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(lái)，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1/5～1/6；

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，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。TOC\o"1-3"\h\u1816化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 220316前言 328867符號(hào)說(shuō)明 720773第一章流程與生產(chǎn)條件的確定和說(shuō)明 92220第一節(jié)流程的確定和說(shuō)明 99413一．加料方式 925185二．進(jìn)料狀況 99736三．塔頂冷凝方式 93857四．回流方式 1031662五．加熱方式 1013214六．加熱器 1029610第二節(jié)生產(chǎn)條件確定和說(shuō)明 116241一．塔內(nèi)操作壓力的選擇 1126202二．塔頂全凝劑的選擇 1118435三．塔底加熱介質(zhì)的選擇 11128四．回流狀態(tài)及操作回流比的選擇 1115886第二章精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算 124613一．操作壓力的選擇 1227435二．氣液平衡關(guān)系及數(shù)據(jù) 1212235第三章塔板的工藝設(shè)計(jì) 1417444第一節(jié)物料衡算 1410523一．精餾塔全塔物料衡算 1431268二．精餾塔物性數(shù)據(jù)計(jì)算 155486第二節(jié)熱量衡算 1711726一．冷凝器的熱負(fù)荷 179640二．冷卻介質(zhì)消耗量 1815385三．加熱器的熱負(fù)荷及全塔熱量衡算 1831740四.加熱蒸汽消耗量 2131516第三節(jié)精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì) 2210255一．塔頂條件下的物性參數(shù) 2211822二．塔釜條件下的流量及物性參數(shù) 234374三．進(jìn)料條件下的流量計(jì)物性參數(shù) 2429699四．精餾段的流量及物性參數(shù) 269728五．提餾段 2718092第四章理論塔板的計(jì)算 3211252一．回流比的計(jì)算 329382二．氣液相負(fù)荷 331444三.塔板效率及實(shí)際塔板數(shù) 3329534四塔徑的初步設(shè)計(jì) 3525153五．填料層的計(jì)算 3728371第五章附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算 3831002一．冷凝器的選用 3822331二、加熱器的選用 3924364三、塔內(nèi)管徑的計(jì)算及選擇 3921713四．除霧沫器 4211815五.液體分布器的選取 432884六．塔斧設(shè)計(jì) 4412476七．填料支撐板的選擇 4524921八．塔的頂部空間高度 469769第六章設(shè)計(jì)結(jié)果及個(gè)人總結(jié) 4726288第七章自我評(píng)價(jià)與說(shuō)明 4932611第八章參考文獻(xiàn) 50符號(hào)說(shuō)明英文字母塔截面積C計(jì)算時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無(wú)因次Co流量系數(shù)，無(wú)因次D塔頂餾出物流量kmol/sD塔徑m閥孔直徑mE液流收縮系數(shù)，無(wú)因次總板效率（全塔效率），無(wú)因次Fo閥孔動(dòng)能因數(shù)，F(xiàn)進(jìn)料流量kmol/hG重力加速度H塔高mh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1Ls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Pap操作壓強(qiáng)PaR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┝髁縦mol/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(shuō)明第一節(jié)流程的確定和說(shuō)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(guò)控制液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速。通過(guò)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(lái)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。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(yáng)地區(qū)來(lái)說(shuō)，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(lái)的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需進(jìn)一步冷卻，此次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(guò)加熱器使釜液部分汽化，維持原來(lái)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(shuō)明一．塔內(nèi)操作壓力的選擇一般來(lái)說(shuō)，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(lái)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(lái)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10~25℃）。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，它冷凝時(shí)的傳熱系數(shù)很高，可以通過(guò)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回流液體為飽和液體，回流比的大小不僅影響所需要的理論板數(shù)、塔徑、塔板的結(jié)構(gòu)尺寸，還影響加熱蒸汽和冷卻水消耗量，回流比選擇原則是使塔的設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的綜合最低。同時(shí)也考慮到操作條件的彈性，變精餾操作回流比，從而調(diào)節(jié)塔的分離能力。在設(shè)計(jì)時(shí)若選用的回流比過(guò)大，此時(shí)所需要的理論板數(shù)很小，但這樣的精餾塔在操作時(shí)，改變回流比所起的調(diào)節(jié)作用很小，不利于操作調(diào)節(jié)。因此，本設(shè)計(jì)中取R=1.5，不宜取得過(guò)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(guò)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(lái)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(guò)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(yáng)，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/％氣相y/％1000073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.0171.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18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(wàn)噸質(zhì)量分?jǐn)?shù)Xf=30%XD=95%Xw=0.3%水的摩爾質(zhì)量=18.02kg/kmol甲醇的摩爾質(zhì)量=32.04kg/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3.物料衡算原處理量物料衡算F=D+W（1）（2）聯(lián)立（1）（2）解得W=52.88kmol/hD=14.15kmol/h塔頂進(jìn)料塔斧質(zhì)量分?jǐn)?shù)（%）91.4419.420.16摩爾質(zhì)量Kg/kmol30.8020.7218.04摩爾流量14.1567.0352.88質(zhì)量流量kg/h435.821388.89952.89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/％1000073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.0171.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18二．精餾塔物性數(shù)據(jù)計(jì)算1.操作溫度計(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==74.71℃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=0.5543YA=0.7644XB=0.4457YB=0.2356提餾段相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算X’A=0.0979Y’A=0.3106X’B=0.9021Y’B=0.68943.回流比的計(jì)算根據(jù)1.01325×105Pa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。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＝(R＋1)D(IVD－ILD)其中IVD——塔頂上升的蒸汽的焓ILD——塔頂熘出液的焓IVD－ILD＝xD?HV甲＋(1－xD)?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64.71105512.6水1002257647.3蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系：?HV2＝?HV1[(1－Tr2)/(1－Tr1)]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：tD＝67.04°C時(shí)對(duì)甲醇，Tr1＝T1/Tc＝(273.15＋67.04)/512.6＝0.664Tr2＝T2/Tc＝(273.15＋64.07)/512.6＝0.659蒸發(fā)潛熱HV甲＝1105×[(1－0.664)/(1－0.659)]0.38＝1098.833kJ/kg對(duì)水，同理可得，Tr2＝T2/Tc＝0.576Tr1＝T1/Tc＝0.526蒸發(fā)潛熱?HV水＝2257×[(1－0.526)/(1－0.576)]0.38＝2356.547kJ/kg對(duì)全凝器做熱量衡算(忽略熱量損失)Qc＝(R＋1)D(IVD－ILD)泡點(diǎn)回流，塔頂含甲醇量高，與露點(diǎn)接近，可得IVD－ILD＝xD?H甲＋(1－xD)?H水IVD－ILD＝0.9144×1098.83＋(1-0.9144)×2356.547＝1206.493kJ/kgQc＝(R＋1)D(IVD－ILD)＝2.08×435.82×1206.493=1.094×106kJ/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t＝30°C時(shí)，Cpc＝4.25kJ/(kg.℃)可得Wc＝Qc/[Cpc(t2－t1)]＝1.094×106/(4.25×10)=25741.18kg/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：kJ/kmol·K)甲醇的；a=18.40b=101.56×10-3c=-28.68×10-6水的；a=29.16b=14.49×10-3c=-2.022×10-61.溫度下（67.04℃）=18.40+101.56×10-3×(273.15+67.04)－28.68×10-6×（273.15+67.04)2=49.630kJ/(kmol·K)=29.16+14.49×10-3×(273.15+67.04)－2.022×10-6×(273.15+67.04)2=33.753kJ/(kmol·K)2.溫度下（82.22℃）=18.40+101.56×10-3×(273.15+82.22)－28.68×10-6×（273.15+82.22）2=54.481kJ/(kmol·K)=29.16+14.49×10-3×(273.15+82.22)－2.022×10-6×(273.15+82.22)2=34.202kJ/(kmol·K)3.溫度下（99.78℃）=18.40+101.56×10-3×(273.15+99.78)－28.68×10-6×（273.15+99.78）2=56.264kJ/(kmol·K)=29.16+14.49×10-3×(273.15+99.78)－2.022×10-6×(273.15+99.78)2=34.451kJ/(kmol·K)組分tD=340.19tF=355.37平均值tw=372.93tF=355.37平均值甲醇49.63054.48152.05656.26454.48155.372水33.75334.20233.97834.45134.20234.326表四甲醇.水在不同溫度下混合物的比熱容計(jì)算表由表四可得：甲醇Cp1ave×(tD－tF)＝52.056/32.04×(340.19-355.37)＝-24.663kJ/kmolCp1ave’×(tW－tF)＝55.372/32.04×(372.93-355.37)＝30.372kJ/kmol水Cp2ave×(tD－tF)＝33.978/18.02×(340.19-355.37)＝－28.623kJ/kmolCp2ave’×(tW－tF)＝34.326/18.02×(372.93-355.37)＝33.450kJ/kmol∫Cp(D~F)dt＝[Cp1avexD’＋Cp2ave(1－xD’)]×(340.19-355.37)＝[52.056/32.04×0.95＋33.978/18.02×0.05]×(340.19-355.37)＝－24.861kJ/kmol∫Cp(W~F)dt＝[Cp1ave’xW’＋Cp2ave’(1－xW’)]×(372.93-355.37)＝[55.372/32.04×0.003+34.326/18.02×0.997]×（372.93-355.37）＝33.440kJ/kmol且已知D’=435.82kg/hW’=952.899kg/hQD＝D’∫Cp(D~F)dt＝435.82×(－24.861)＝-10834.92kJ/hQW＝W’∫Cp(W~F)dt＝952.899×33.440＝31864.942kJ/h對(duì)全塔進(jìn)行熱量衡算QF＋QS＝QD＋QW＋QC以進(jìn)料溫度所對(duì)應(yīng)的焓值為基準(zhǔn)做熱量衡算：QS＝QD＋QW＋QC－QF＝-10834.92＋31864.942＋1.094×106－0＝1.115×106kJ/h塔釜熱損失為10％，QS’＝QS/0.9=1.239×106kJ/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)T＝406.45K，p=300kPa，?Hr水蒸氣＝2168.1kJ/kgWh＝QS’/?Hr水蒸氣=1.239×106/2168.1=571.43kg/h 符號(hào)QCWCQFQD數(shù)值1.09×106kg/h25741.18kg/h0-10834.95kj/h符號(hào)QWQS’Wh數(shù)值3186.942kJ/h1.23×106kJ/h571.43kJ/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℃5060708090100甲醇密度760751743734725716水密度988.1983.2977.8971.8965.8958.4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14塔頂條件下的物性參數(shù)XD=0.9144D=14.15kmol/h1.氣相平均摩爾質(zhì)量為=30.84kg2.液相平均摩爾質(zhì)量為約等于氣相MLD=30.84kg/kmol氣相密度4.液相密度TLD=66.19℃用內(nèi)插法求甲醇和水的密度解得符號(hào)數(shù)值30.84kmol/h30.84kmol/h755.05Kg/m31.105Kg/m314.15Kmol/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?.氣相密度液相密度用內(nèi)插法計(jì)算約等于水的密度==958.57kg/m3符號(hào)W數(shù)值18.02kmol/h18.02kmol/h958.57Kg/m30.5892Kg/m352.88Kmol/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=01942F=67.03kg/h查表一得XF13.1519.4220.83YF54.55YF62.731.氣相平均摩爾質(zhì)量為液相平均摩爾質(zhì)量3.氣相密度4.液相密度tF=82.22時(shí)用內(nèi)插發(fā)求甲醇和水的密度由公式解得=84.081kg/m3符號(hào)F數(shù)值26.604kmol/h20.743kmol/h884.01Kg/m30.913Kg/m367.03Kmol/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==0.5543氣相組成==0.7644所以=32.04×0.5543+18.02×(1-0.5543)=25.79kg/kmol=32.04×0.7644+18.02×(1-0.7644)=28.74kg/kmol2.=74.71℃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ρL=358.39kg/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25.79kmol/h28.74kmol/h358.39Kg/m31.0074Kg/m3表十精餾段數(shù)據(jù)結(jié)果表五．提餾段1.則液相組成==0.0979氣相組成==0.3106所以=32.04×0.0979+18.02×(1-0.0979)=19.39kg/kmol=32.04×0.3106+18.02×(1-0.3106)=22.37kg/kmol=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19.39kmol/h22.37kmol/h915.308Kg/m30.749Kg/m3表十一提餾段數(shù)據(jù)結(jié)果表六.液體的表面張力一元有機(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=+=1A=B+QA=溫度/℃60708090100甲醇表面張力/18.417.616.815.714.5水表面張力/66.264.362.660.758.8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191.精餾段混合物表面張力的計(jì)算（=74.71℃）甲醇的表面張力：水的表面張力：=-0.270A=B+Q=-0.491-0.270=-0.761-0.761與聯(lián)立解得解得2．提留段混合物表面張力的計(jì)算（=91.00℃）甲醇表面張力：水的表面張力：=-0.2806A=B+Q=0.630-0.2806=0.34940.3494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0.5800.4390.3440.2770.228水1.0020.6530.4660.3540.282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141.=74.71℃時(shí)，即精餾段,水的粘度，甲醇的粘度和混合粘度。由公式2.=91.00℃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)算根據(jù)1.01325×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：三.塔板效率及實(shí)際塔板數(shù)理論塔板數(shù)通過(guò)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(guò)程進(jìn)行的程度。此處板效率用康奈爾公式計(jì)算。其中：α—塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度μL—塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa?s1.精餾段，2.提餾段，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)）×，安全系數(shù)=0.6~0.8，，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－=0.34m查圖可知：=0.07，==0.071=1.34=0.7=0.7×1.34=0.938==0.563m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=0.6m塔截面積為===0.2826實(shí)際空塔氣速為==839.67/0.2826/3600=0.825提餾段橫坐標(biāo)數(shù)值：==0.0587取板間距：=0.40m，=0.06m，則－=0.34m查圖可知：=0.07，==0.0811=0.0811×=2.834=0.7=0.7×2.834=1.984==0.430m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=0.6m塔截面積為===0.2826實(shí)際空塔氣速為==1039.05/3600/0.2826=1.021五．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)查每米理論級(jí)數(shù)（NTSM）=2.9m-1精餾段填料層高度提餾段經(jīng)查每米理論級(jí)數(shù)（NTSM）=2.95m2.填料層壓降的計(jì)算精餾段用精餾段動(dòng)能因子F查液體負(fù)荷L分別為5和10時(shí)的每米填料壓降，在用內(nèi)插法算得L=5.509m3/(m2.h)時(shí)的每米壓降L510?p/Z0.00520.0055當(dāng)L=8.35時(shí)，，?p/Z=0.0054kpa/m所以，精餾段壓降?p精=?p/Z×Z=0.0054×1.72=0.0093kpa/m提餾段同理，用提餾段動(dòng)能因子F查液體負(fù)荷L分別為5和10時(shí)的每米填料壓降，在用內(nèi)插法算得L=5.509m3/(m2.h)時(shí)的每米壓降L510?p/Z0.00490.0051當(dāng)L=3.009時(shí)，?p/Z=0.0048kpa/m?p提=?p/Z×Z=0.0048×2.37=0.0114kpa/m?p=?p精+?p提=0.0093+0.00114=0.0207kpa/m參數(shù)精熘段提熘段全塔空塔氣速(m/s)0.8251.021塔徑(m)0.60.60.6每米填料層壓降(pa/m)9.311.3820.7填料層高度(m)1.722.374.09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/(m2?h?℃)，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：T67.04℃→67.04℃t25℃←35℃?t2=67.04-35=32.04℃?t1=67.04－25＝42.04℃?tm=(?t2－?t1)/In(?t2/?t1)=36.81℃A=Qc/(K??tm)=1.094×106/(2400×36.81)＝12.38m2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133.3℃總壓是300kpa的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)，取傳熱系數(shù)K=4186.8kJ/m2。H.℃。?t=133.3－100＝33.3℃A=QS’/(K??t)=1.11×106/(4186.8×33.3)＝8.00m2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0.4~0.8m/s，本設(shè)計(jì)選用WF=0.7m/s1.進(jìn)料管：選用WF=0.7m/sdF=[4F’/(3600?π?WF?ρLF)]1/2=[4×1388.89/(3600×3.14×0.7×884.01)]1/2=0.028m式中F'進(jìn)料液流量，kg/hρL進(jìn)料條件下的液體密度，kg/m3圓整后，選用的是φ=32mm.內(nèi)管外管半徑R內(nèi)管重32×3.576×41202.48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/sdR=[4L’/(3600×π?WR?ρL1)]1/2=[4×470.68/(3600×3.14×0.3×755.05)]1/2=0.0148m式中L回流液體質(zhì)量流量。Kg/hρL塔頂液相密度圓整后，選用的是φ=18mm內(nèi)管外管半徑R內(nèi)管重18×357×3.5501.11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/sdV=[4V’/(3600?π?WV?ρVD)]1/2=[4×470.68/(3600×3.14×20×1.105)]1/2=00868mρV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φ=89mm。內(nèi)管外管半徑R內(nèi)管重89×4133×42651508.36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/sdV=[4W’/(3600?π?WW?ρLW)]1/2=[4×952.899/(3600×3.14×0.7×958.57)]1/2=0.022m式中W塔釜流出液的質(zhì)量流量，kg/m3ρL塔釜液相密度，kg/m3圓整后，選用的是φ=25mm。內(nèi)管外管半徑R內(nèi)管重25×376×4751.63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