課程設計甲醇—水連續(xù)填料精餾塔

1、 化工原理課程設計 題目： 甲醇水連續(xù)填料精餾塔 專業(yè)： 制藥工程 班級： 制藥1102 學號： 11220222 學生： 曹崇 指導老師： 王國勝 2014年 6 月20日目 錄前言 1符號說明 2一、 設計任務書 4二、設計的方案介紹 . 4三、工藝流程圖及其簡單說明 . 5四、操作條件及精熘塔工藝計算 . 7五、精熘塔工藝條件及有關物性的計算 . 15六、精餾塔塔體工藝尺寸計算 20七、附屬設備及主要附件的選型計算 . 23八、精餾塔設計參數(shù)匯總表 29九、課程設計心得 30十、參考文獻 31 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。板式塔雖然結構較簡單

2、，適應性強，宜于放大，在空分設備中被廣泛采用。但是，隨著氣液傳熱、傳質技術的發(fā)展，對高效規(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，有逐步替代篩板塔的趨勢。實際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進行的。對理想液態(tài)混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點低的B物質，而殘液是沸點高的A物質，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。精餾塔的優(yōu)點： 歸納起來，規(guī)整填料塔與板式塔相比，有以下優(yōu)點：1)壓降非常小。氣相在填料中的液相膜表面進行對

3、流傳熱、傳質，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篩板塔阻力的1/51/6；2)熱、質交換充分，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，所以負荷調節(jié)范圍大，適應性強。負荷調節(jié)范圍可以在30%110%，篩板塔的調節(jié)范圍在70%100%；4)液體滯留量少，啟動和負荷調節(jié)速度快；5)可節(jié)約能源。由于阻力小，空氣進塔壓力可降低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，應用規(guī)整填料后，由于當量理論塔板的壓差減小，全精餾制氬可能實現(xiàn)，氬提取率提高10%15%。符號說明英文字母 塔截面積 C 計算時的負荷系數(shù)，無

4、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（全塔效率），無因次 Fo 閥孔動能因數(shù)， F 進料流量 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降相當?shù)囊褐叨?，m液柱 K 物性系數(shù)，量綱為1 Ls 塔內液體流量 N 一層塔板上的浮閥總數(shù) 實際板層數(shù) 理論板層數(shù) 壓強降 Pa p 操作壓強 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（釜殘液）流量 kmol/sx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)y 氣相中

5、易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)Z 塔高 m希臘字母 相對揮發(fā)度，量綱為1 液體在降液管內停留時間 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 一、設計任務書甲醇規(guī)整填料精餾塔設計：1、處理量：12000 噸/年(年生產(chǎn)時間以7200小時計算)2、原料液狀態(tài)：常溫常壓3、進料濃度： 41.3%(甲醇的質量分數(shù)) 塔頂出料濃度： 98.5%(甲醇的質量分數(shù)) 塔釜出料濃度： 0.05%(甲醇的質量分數(shù))4、填料類型：金屬板波紋250Y

6、型填料5、廠址位于沈陽地區(qū)二、設計的方案介紹1、進料的熱狀況精餾操作中的進料方式一般有冷液加料、泡點進料、汽液混合物進料、飽和蒸汽進料和過熱蒸汽加料五種。本設計采用的是泡點進料。這樣不僅對塔的操作穩(wěn)定較為方便，不受廈門季節(jié)溫度影響，而且基于恒摩爾流假設，精餾段與提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，因此塔徑基本相等，在制造上比較方便。2、精熘塔的操作壓力在精餾操作中，當壓力增大，混合液的相對揮發(fā)度減小，將使汽相和液相的組成越來越接近，分離越來越難；而當壓力減小，混合液的相對揮發(fā)度增大，值偏離1的程度越大，分離越容易。但是要保持精餾塔在低壓下操作，這對設備的要求相當高，會使總的設備費用大幅度增加。在實際

7、設計中，要充分考慮這兩個方面的影響，我們一般采用的是常壓精餾。如果在常壓下無法完成操作，可以在一定條件下進行小幅度的減壓或者增壓來改變混合液的相對揮發(fā)度，實現(xiàn)精餾分離。對于甲醇水二元混合物系統(tǒng)在常壓的情況下，相對揮發(fā)度的差異很大，容易分離。因此在考慮多方面因素之后，本設計采用的常壓精餾，即塔頂?shù)牟僮鲏毫刂圃?01.325kpa下。由于本設計精餾塔不是很高，故可近似忽略每層塔板的壓降。在實際計算當中，將全塔近似看做是在恒壓下操作。3、精餾塔加熱與冷卻介質的確定 在實際加熱中，由于飽和水蒸氣冷凝的時候傳熱的膜系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力準確控制加熱溫度。水蒸氣容易獲取，環(huán)保清潔不產(chǎn)生環(huán)境污染，

8、并且不容易使管道腐蝕，成本降低。因此，本設計是以133.3 總壓是300 kpa的飽和水蒸汽作為加熱介質。 冷卻介質一般有水和空氣。在選擇冷卻介質的過程中，要因地制宜充分考慮。廈門市地處亞熱帶，夏天室外平均氣溫25。因此，計算選用25 的冷卻水，選擇升溫10，即冷卻水的出口溫度為35。4、回流比的確定塔頂回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)態(tài)操作的必要條件之一，并且回流比是影響精餾分離設備投資費用和操作費用的重要因素，也影響混合液的分離效果。適宜的回流比是操作費用和設備費用之和為最低時候的回流比。通常適宜回流比的數(shù)值范圍為：根據(jù)經(jīng)驗，考慮操作費用和設備費用兩方面因素，因此選用。 5、填料的選擇填料是填料塔的

9、核心構件，它提供了氣液兩相相接觸傳質與傳熱的表面，與塔內件一起決定了填料塔的性質。填料按裝填方式可分為散裝填料和規(guī)整填料。本設計選用規(guī)整填料金屬板波紋250Y型填料。三、工藝流程圖及其簡單說明1、工藝流程簡介來自貯槽的原料液經(jīng)高壓泵進入預熱器預熱到一定溫度之后進入精餾塔，塔頂冷凝器將上升蒸汽冷凝成液體，其中一部分作為塔頂產(chǎn)品取出，另一部分重新引回塔頂作為回流液。最終塔頂出來的甲醇產(chǎn)品再經(jīng)過一個冷卻器冷卻后進入甲醇貯槽。塔釜設有再沸器。加熱的液體產(chǎn)生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同樣在每層塔板上進行汽液兩相的熱質交換。塔釜的另一部分釜液經(jīng)冷卻器后排入下水道。加熱蒸汽分為兩路，分別進入預熱器和再沸器

10、作為加熱介質。降溫后的液體水或者是部分水蒸汽隨管道排進下水道。同樣，冷卻水分為三路，分別進入冷凝器、甲醇產(chǎn)品的冷卻器和塔釜的冷卻器，充分換熱均勻之后，全部排入下水道。在流程設計傷，釜出液為100左右的高溫水，熱值高，將其送回熱水循環(huán)管路用于高爐產(chǎn)蒸汽，具有節(jié)能的特點。塔頂采用分段冷凝泡點回流，也是出于節(jié)能考慮。在流量控制上采用自動控制，有利于節(jié)約勞動力，并使過程控制精確，并可實現(xiàn)計算機控制，有利于連續(xù)生產(chǎn)。在檢修方面充分考慮到泵的日常維護，因此運用雙泵設計便于實際生產(chǎn)中的不停車檢修。2、精餾塔塔頂?shù)睦淠绞剿斃淠捎萌?，用水冷凝。甲醇和水不反應，并且也容易被水冷凝，塔頂出來的汽相溫度不?/p>

11、，故本設計選用全凝器。 3、塔頂?shù)幕亓鞣绞?對于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安裝在比精熘塔略高的地方，液體依靠自身的重力回流。但是必須保證冷凝器內有一定持液量，或加入液封裝置防止塔頂汽相逃逸至冷凝器內。本設計采用重力回流，全凝器放置略高于塔頂?shù)奈恢?，并且設置流量計檢測和保證冷凝器內的液面高度。4、精熘塔塔釜的加熱方式加熱方式分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。間接蒸汽加熱是通過再沸器使釜液部分汽化，維持原來的濃度，重新再進入塔底。使上升蒸汽與回流下來的冷液再進行熱質交換。這樣減少了理論板數(shù)，從而降低了成本，但是也存在著增加加熱裝置的缺點。綜合考慮以上兩方面因素，本設計選用間接蒸汽加熱。4、 操作

12、條件及精熘塔工藝計算： (一)操作條件與基礎數(shù)據(jù)1、 操作壓力 精餾操作按操作壓力分為常壓、加壓和減壓操作。精餾操作中壓力影響非常大。當壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當壓力減小時，相對揮發(fā)度將增大，對分離有利。但當壓力不太低時，對設備的要求較高，設備費用增加。因此在設計時一般采用常壓蒸餾。當常壓下無法完成操作時，則采用加壓或減壓蒸餾。對于甲醇-水系統(tǒng)在常壓下相對揮發(fā)度相差較大，較易分離，故本設計采用常壓精餾。 2、物料衡算 已知：F=12000t/y ,質量分數(shù)：x/F=41.3%, x/D98.5% ， x/w0.05% 甲醇的摩爾質量：MA32 kg/k mol 水的摩

13、爾質量： MB18 kg/k mol所以 原料處理量：F12×106 / 7200）/21.96975.86kmol/h 總物料衡算：75.86 D W 甲醇物料衡算：75.86×28.35% D×97.36% W×0.028% 得 D22.074kmol/h W53.786kmol/h MF28.35% ×32 71.65% ×1821.969kg/k mol MD97.36%×322.64%×1831.63 kg/k mol MW0.028%×32 99.972%×1818.891 kg/k

14、 mol 質量流量：F=F×MF=75.86×21.969=1666.57kg/h D=D×MD22.074×31.63=698.20kg/h WW×MW18.891×53.786=1016.07kg/h X F (x/F/ MA ) / x/F/MA (1x/F)/ MB (41.3/ 32) / (41.3/ 32 58.7/ 18 ) 28.35% X D (x/D / MA ) / x/D /MA (1x/D) / MB (98 .5/ 32) / ( 98.5 / 32 1.5 / 18 ) 97.36% X W (x/W

15、/ MA ) / x/W / MA (1x/W) / MB (0.05 / 32) / ( 0.05 / 32 99.95 / 18 ) 0.028%表1 塔頂、塔底、進料液的物料衡算結果表塔頂X D98.5%X D97.36%MD31.63 kg/k molD22.074k mol/hD=698.20kg/h進料XF41.3 %X F28.35%MF21.969kg/k molF75.86kmol/hF=1666.57kg/h塔底XW0.05%X W0.028%MW18.891kg/k molW53.786kmol/hW=1016.07kg/h(二)理論塔板數(shù)的確定 甲醇水屬于理想物系，可采

16、用以下三種方法求解理論塔板數(shù)：1、擬合相平衡曲線后圖解法 在101.3kpa的總壓下，甲醇和水的混合物系的xy圖是建立在汽液平衡數(shù)據(jù)下，表示的是不同溫度下互成平衡的汽液兩相組成y與x的關系。對于理想物系，汽相組成y恒大于液相組成x，因此相平衡線位于yx對角線上方。平衡線偏離對角線越遠，表示該溶液越容易分離。如果已知甲醇和水的混合物系的汽液平衡關系，即汽液平衡數(shù)據(jù)，則離開理論板的互成平衡、溫度相等的汽液兩相組成yn與xn之間的關系就可以確定。若知道由該板下降的液體組成xn及由它的下一層塔板上升的汽相組成yn+1之間的關系，從而塔內各板的汽液相組成可逐板予以確定，從而便可以求得在指定分離條件下的理

17、論板層數(shù)。（1）由手冊查出甲醇水氣液相平衡數(shù)據(jù)，擬合出相平衡x-y圖如下 表2甲醇水汽液相平衡數(shù)據(jù)溫度t/°C液相中甲醇的摩爾分數(shù)汽相中甲醇的摩爾分數(shù)溫度t/°C液相中甲醇的摩爾分數(shù)汽相中甲醇的摩爾分數(shù)1000078.140.29420.665899.410.00170.012576.520.35240.704499.250.00350.025075.340.40210.734197.800.01230.088974.220.45430.759597.350.01410.097573.210.50220.785396.920.01980.121471.950.56280.8

18、12395.820.02580.158970.900.62430.835095.060.03300.188269.150.71730.877394.130.03570.214568.070.78980.909892.240.05250.274667.570.82310.922590.000.07400.356067.170.84260.930088.570.08720.395066.900.85740.938586.930.10790.440066.890.87200.942285.370.12890.477665.980.91850.963883.380.16350.537065.730.9

19、2950.968281.950.19120.572465.710.93800.971280.250.23270.616264.680.98850.994779.060.26840.648364.6511 圖1 甲醇水汽液相平衡(2) 求最小回流比及操作回流比由于本設計采用的是露點進料，q0， y qx F0.2835,由內插法可得到 y q0.054最小回流比 R min(x Dy q) / (y q x q) 可得到 R min3.007 所以回流比 R1.2Rmin1.2×3.0073.608(3)求精熘塔的汽、液相負荷 LRD3.608×22.07479.643kmo

20、l/h V(R1) D4.608×22.074101.717kmol/h LL79.643kmol/h VVF25.875kmol/h(4)精熘段和提熘段的操作線方程精熘段操作線方程為： y(R/ R+1)x x D/（R+1）(3.608/4.608)x 0.9736/3.6080.783x 0.2698提熘段操作線方程為：y(L/V)x (W/ V)x W (79.643/25.857)x(53.786/25.857)×0.000283.080x0.000582（5）由以上數(shù)據(jù)用CAI軟件作圖結果如下 圖2 理論塔板數(shù)圖 由上圖可知，精餾塔理論塔數(shù)為14塊，提餾段7塊，

21、精餾段7塊，加料板進料位置在第7塊板。由經(jīng)驗塔效率46.2%，求得實際所需塔板數(shù)(三)熱量衡算1、求塔頂溫度t D，塔釜溫度t W，進料溫度t F(1)塔頂溫度t D(內插法)溫度t/°C液相中甲醇的摩爾分數(shù)汽相中甲醇的摩爾分數(shù)65.710.93800.9712t D/0.973664.680.98850.9947 (0.97120.9947）/(0.97120.9736)=(65.71-64.68)/(65.71-t D )可得：t D 65.6 t LD65.10 t VD65.62(2)塔釜溫度t W溫度t/°C液相中甲醇的摩爾分數(shù)汽相中甲醇的摩爾分數(shù)10000t W

22、/0.0002899.410.00170.0125 （來源自表2） 可得： (00.00125) / (00.00028) (10099.41) / (100t W) t W99.93°C(3)塔進料溫度t F溫度t/°C液相中甲醇的摩爾分數(shù)汽相中甲醇的摩爾分數(shù)92.240.05250.2746t F/0.283590.000.07400.3560 （來源自表2）可得： (0.35600.2746) / (0.35600.2835) (90.0092.24) / ( 90.00t F) t F92.0°C精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：2、熱量衡算(1)冷凝器的熱

23、負荷冷凝器的熱負荷 Q c(R1) D (IVDILD) 其中 IVD 塔頂上升的蒸汽的焓 ILD 塔頂熘出液的焓 IVDILDx D HV甲(1x D) HV水其中 HV甲 甲醇的蒸發(fā)潛熱 HV水 水的蒸發(fā)潛熱蒸發(fā)潛熱與溫度的關系：H V2 HV1 (1Tr2) / (1Tr1) 0.38 表3 沸點下蒸發(fā)潛熱列表3組分沸點t /°C蒸發(fā)潛熱 H v / (k J/ kg)Tc / K甲醇 64.71105513.15水1002257648.15 塔頂溫度下的潛熱計算：t D65.6°C時對甲醇，Tr2T2/ Tc(273.1565.6) / 513.150.660Tr1

24、T1/ Tc(273.1564.7) / 513.150.658蒸發(fā)潛熱HV甲1105×(10.660) / (10.658) 0.381102.540 k J/kg 對水，同理可得，Tr2T2 / Tc0.523 Tr1T1 / Tc0.576蒸發(fā)潛熱HV水2257×(10.523)/(10.576)0.382360.313kJ/kg 對全凝器做熱量衡算(忽略熱量損失) Q c(R1) D (IVDILD) 露點回流，塔頂含甲醇量高，可得 IVDILDx D H甲(1x D)H水 0.9736×1102.540(10.9736)× 2360.31311

25、35.745kJ/kgQ c(R1)D(IVDILD)4.608×698.20×1135.7453.65× k J/h(2)冷卻水消耗量當，C pc4.25kJ /(kg°C) 可得 Wc Q c/ C pc(t2t1)(3.65×)/ 4.25×(3525)8.60× kg/h(3)加熱器的熱負荷及全塔熱量衡算表4 甲醇、水不同溫度下的比熱容單位：k J/(kg°C) 組分t D 65.6 °Ct F92.0°Ct W99.93 °C°C=95.97甲醇3.0263.412

26、3.4833.2123.446水4.2614.2824.2894.2704.285 精餾段：甲醇 ×(t LDt F)3.212×(65.1092)86.403kJ/kg 水 ×(t LDt F)4.270×(65.1092)114.863kJ/kg 提餾段：甲醇 ×(t W t F)3.446×(99.9392)27.327kJ/kg 水 ×(t W t F)4.285×(99.9392)33.980kJ/kg塔頂流出液的比熱容 Cp1 XD(1x D)3.212×0.9850.015×4.2

27、703.228k J/(kg °C)塔釜鎦出液的比熱容 Cp2Xw(1XW)3.446×0.00054.285×0.99954.285k J/(kg °C)為簡化計算，現(xiàn)以進料焓，即92時的焓值為基準 D698.20 kg/h W1016.07 kg/h QDDCp1dt 698.20×3.228×(65.1092)60626.94kJ/h QWWCp2dt1016.07×4.285×(99.9392)34526.11kJ/h對全塔進行熱量衡算 QFQSQDQWQC QF0 所以 QS60626.9434526.1

28、13.65×1063.62×106kJ/h塔釜熱損失為10，QS QS / 0.9 = 4.02×106kJ/h其中 QS 加熱器理想熱負荷 QS 加熱器實際熱負荷 QD 塔頂熘出液帶出熱量 QW 塔底帶出熱量加熱蒸汽消耗量：當T406.45K ，p=300kPa ，Hr水蒸氣 2168.1kJ/kg W h QS/ Hr水蒸氣 = 4.02×106 / 2168.1 = 1854.16 kg/h（4）熱量衡算結果表5 熱量衡算數(shù)據(jù)結果表符號QCWC QF QD QWQSW h數(shù)值3.65×106 kg/h8.6×104kg/h060

29、626.94 k J/h34526.11k J/h4.02×106 k J/h1854.16kg/h5、 精熘塔工藝條件及有關物性的計算 表6 不同溫度下甲醇和水的密度 物質 密度kg/m3溫度/ 5060708090100甲醇 760751743734725716水 988.1983.2977.8971.8965.3958.4 表7 甲醇-水在特殊點的粘度（m Pa·s）物質 粘度 mPa·s塔頂65.10 塔底99.93 進料92 甲醇 0.3320.2260.213水 0.4550.2840.3101、塔頂條件下的流量及物性參數(shù) XD0.9736 ， xD0

30、.985 ，D22.074kmol/h ， (1)氣相平均相對分子質量 M甲XD+M水(1-XD)32.04*0.9736+18.02×(1-0.9736）31.67 kg/k mol(2)液相平均相對分子質量=31.67kg/k mol (3) 氣相密度VD××=31.67/22.4×273.15/(273.15+65.6) =1.140 kg/m3 (4) 液相密度 =65.10,查表7，用內插法算得：甲 =746.75kg/m3 水=980.24kg/m3 解得LD=749.43kg/m3(5)液相粘度：查表7可得：65.10°C 時，&

31、#181;甲0.332mpas µ水0.455mpas =0.332×0.9736+0.455×0.0264=0.336mpas (6) 塔頂出料的質量流量 D=D=22.074×31.63=698.20kg/h 表8 塔頂數(shù)據(jù)結果表符號VDLD µLDDD數(shù)值31.63 kg/kmol31.63 kg/kmol1.140 kg/m3749.43kg/m30.336 mpas698.20kg/h22.074kmol/h2、塔釜條件下的流量及物性參數(shù)：Xw 0.05% ，xW 0.028% ，MVW MLW18.00315 kg/kmol ， W

32、53.786 kmol/h ，tW99.93°C(1)液相相對分子質量：(2)液相密度：tW99.93°C ，查表7，用內插法算得 = =958.57kg/m3 (3)氣相密度： tW99.93°C (4) 塔釜出料的質量流量 W=W=53.786×18.02=969.22kg/h(5)液相粘度：tW99.93°C ，查飽和水的物性參數(shù)表可得，µ水0.284mPas µLW µ水0.284mPas表9 塔釜數(shù)據(jù)結果表符號VWLW µLWWW數(shù)值18.02 kg/kmol18.02 kg/kmol0.589

33、 kg/m3958.6 kg/m30.284 mpas53.786 kmol/h969.22 kg/h3 、進料條件下的流量及物性參數(shù)： F75.86kmol/h xF 0.413 ，xF 0.2835 查表一得 XF 0.2684 0.2835 0.2942 YF0.6483YF 0.6658(1)氣相平均相對分子量：=27.27(2) 液體平均相對分子量：=21.99(3)氣相密度：(4)液相密度： tF=92°C時，用內插法求得：甲 723.2kg/m3 水966.7 kg/m3 LF 848.69kg/m3(5)液相粘度：tF92°C ，µ甲醇0.213m

34、Pas ，µ水0.310mPas ，µLF0.283mPas （6）進料質量流量：F=12000×1000/72000=1670kg/h表10 進料數(shù)據(jù)結果表符號VFLF µLFFF數(shù)值27.27 kg/kmol21.99 kg/kmol0.91 kg/m3848.69 kg/m30.283 mpas75.86 kmol/h1670 kg/h4、精熘段的流量及物性參數(shù)：(1) 汽相平均相對分子質量 () /2 (31.6327.27)/2 29.45kg/kmol(2) 液相平均相對分子質量 () /2 (31.6321.99)/2 26.81kg/km

35、ol(3) 汽相密度 V精(VDVF) /2 (1.1400.91)/21.025 kg/m3(4) 液相密度 L精(LDLF) /2 (749.43848.69)/2799.06 kg/m3(5) 液相粘度 µL精(µLDµLF) /2 (0.3360.283)/20.310mPas(6) 汽相流量 V精(R1)D4.608×22.074101.717kmol/h V精101.717×29.452995.57kg/h (7) 液相流量 L精RD3.608×22.07479.64kmol/h L精79.64×26.81213

36、5.15 kg/h表11 精熘段數(shù)據(jù)結果表符號 V精L精VVLL µLF數(shù)值29.45 kg/kmol26.81 kg/kmol1.025 kg/m3799.06 kg/m3101.717 kmol/h2995.57 kg/h79.64Kmol/h2135.15kg/h0.283 mpas5.提熘段的流量及物性參數(shù)：(1) 氣相平均相對分子質量 ()/2 (27.2718.02)/222.645kg/kmol(2) 液相平均相對分子質量 ()/2 (21.9918.02)/220.005kg/kmol(3) 液相密度 L提(LFLW) /2(848.69958.6)/2903.645

37、5kg/m3(4) 氣相密度 V提(VFVW) /2(0.910.589)/20.750 kg/m3(5) 液相粘度 µL提(µLWµLF)/2(0.2840.283)/20.2835mPas(6) 氣相流量 摩爾流量 V精V提（q-1)F=V提+F V提V精+(q-1)F=V精-F=101.717-75.86=25.857kmol/h q=0 質量流量 V提 = V提·=25.857×22.645=585.53kg/h(7) 液相流量 摩爾流量 L提L精+q F= L 精L 精79.64kmol/h 質量流量 L提L提·=79.64

38、×20.0051593.20kg/h表12 提熘段數(shù)據(jù)結果表符號V提L提V提V提 L提 L提 µL提數(shù)值22.65 kg/kmol20.01 kg/kmol0.75 kg/m3903.65kg/m325.857 kmol/h585.53 kg/h79.64Kmol/h1593.20kg/h0.2835 mpas六、精餾塔塔體工藝尺寸計算1、塔徑的計算填料是填料塔的核心構件，它提供了氣液兩相相接觸傳質與傳熱的表面，與塔內件一起決定了填料塔的性質。目前，填料的開發(fā)與應用仍是沿著散裝填料與規(guī)整填料兩個方面進行。 本設計選用規(guī)整填料，金屬板波紋250Y型填料。 規(guī)整填料是一種在塔內

39、按均勻圖形排布、整齊堆砌的填料，規(guī)定了氣液流路，改善了溝流和壁流現(xiàn)象，壓降可以很小，同時還可以提供更大的比表面積，在同等溶劑中可以達到更高的傳質、傳熱效果。 與散裝填料相比，規(guī)整填料結構均勻、規(guī)則、有對稱性，當與散裝填料有相同的比表面積時，填料空隙率更大，具有更大的通量，單位分離能力大。 250Y型波紋填料是最早研制并應用于工業(yè)生產(chǎn)的板波填料，它具有以下特點： 第一、比表面積與通用散裝填料相比，可提高近1倍，填料壓降較低，通量和傳質效率均有較大幅度提高。 第二、與各種通用板式塔相比，不僅傳質面積大幅度提高，而且全塔壓降及效率有很大改善。 第三、工業(yè)生產(chǎn)中氣液質均可能帶入“第三相”物質，導致散裝

40、填料及某些板式塔無法維持操作。鑒于250Y型填料整齊的幾何結構，顯示出良好的抗堵性能，因而能在某些散裝填料塔不適宜的場合使用，擴大了填料塔的應用范圍。 鑒于以上250Y型的特點，本設計采用Mellapok-250Y型填料，因本設計塔中壓力很低。 填料塔直徑依據(jù)流量公式計算，即式中的氣體體積流量VS由設計任務給定，因此主要是確定空塔氣速u。本設計采用的泛點氣速法確定。泛點氣速是填料塔操作氣速的上限，填料塔的操作空塔氣速與泛點氣速之間的關系：泛點氣速采用貝恩霍根關聯(lián)式計算，即查得，Y250金屬環(huán)矩鞍散裝填料，m2/m3，(1)精餾段空塔氣速及塔徑計算： V精1.025kg/m3，L精799.06k

41、g/m3，µL精0.310mPasL精2135.15 kg/h，V精2995.57 kg/h代入上式可以求得: UF3.71 m/s空塔氣速u可?。?.60.8）uf：u0.8uf0.8×3.71=2.968 m/s體積流量：Vs=2995.57/(3600×1.025)=0.812 m3/s可得D = 4Vs / (u) 1/2 = 4×0.812 / (3.14×2.968) 1/2 = 0.59 m圓整后，D=600 mm ， 對應的空塔氣速u=2.87 m/s校核D / d=600 / 25 = 24 >8，符合條件。(2)提餾段

42、空塔氣速及塔徑計算將V提0.75 kg/m3，L提903.645 kg/m3，µL提0.2835mPasL提1593.2 kg/h，V提585.53 kg/h代入上式可以求得: uf3.585m/s空塔氣速： u0.6uf0.6×3.585=2.15 m/s體積流量：Vs=585.53 / (3600×0.75)=0217 m3/s D= 4Vs/ (u) 1/2 = 4×0.217/ (3.14×2.15) 1/2 = 0.358m圓整后，D=400mm ，對應的空塔氣速u=1.73m/s校核D / d = 500 / 25 = 20 >

43、;8，符合條件。(3)全塔塔徑的確定精餾段塔徑圓整后，D=600mm，提餾段塔徑圓整后，D=400mm。因此，選用D=600mm為精餾塔的塔徑。2、填料層高度設計計算1.填料層高度的計算（需查表得每米理論級數(shù)（NTSM）（1.）精餾段動能因子經(jīng)查每米理論級數(shù)（NTSM）=2.4m-1精餾段填料層高度（2） 提餾段經(jīng)查每米理論級數(shù)（NTSM）=2.8m 2.填料層壓降的計算（1） 精餾段液體負荷 m³/(·h)用精餾段動能因子F查液體負荷L分別為10和20時的每米填料壓降，在用內插法算得L=13.26m3/(m2·h)時的每米壓降 L 10 20 p/Z 0.22

44、0.25 當L=13.26時，p/Z=0.230kpa/m 所以，精餾段壓降 p精=p/Z ×Z=0.230×2.92=0.672kpa/m（2） 提餾段m³/(·h)同理，用提餾段動能因子F查液體負荷L分別為5和10時的每米填料壓降，在用內插法算得L=5.18m3/(m2.h)時的每米壓降 L 5 10 p/Z 0.0049 0.0051 當L=5.18時，p/Z=0.166kpa/m p提=p/Z ×Z=0.166×2.5=0.415kpa/m p= p精+p提=0.672+0.415=1.087kpa/m 表13 精熘段、提餾段

45、各參數(shù)表參數(shù) 精餾段 提餾段 全塔 氣體動能因子F/（m/s(kg/m3)½2.911.50每米壓降 p/Z(kPa/m)0.2300.166填料壓降p/kPa0.6720.4151.087填料層高度Z/m2.922.505.42七、附屬設備及主要附件的選型計算1、 冷凝器的選用取全凝器的傳熱系數(shù)K=2302kJ /(m2h)，選擇逆流操作。冷卻水進口溫度是25，出口溫度是35。原料液是泡點回流，進出口溫度基本相等。逆流： T 65.10 65.62 t 25 35t2 = 65.1025=40.10 t1= 65.623530.62tm=(t2t1) / In(t2 / t1) =

46、 35.15A=Qc / (Ktm ) = 3.65×106 / (2302×35.15)45.11m2 表14公稱直徑 mm管程數(shù)管數(shù)管長 mm換熱面積 M2公稱壓力 Mpa600IV242300025注：摘自金屬設備上冊P118表2-2-5和P132表2-2-8 標準圖號：JB-1145-71-2-48 設備型號：G600-25-552、加熱器的選用由于本設計選擇的是133.3 總壓是300 kpa的飽和水蒸汽作為加熱介質，取傳熱系數(shù)K=4186kJ/m2*h*。 t = 133.310033.3A= QS / (Kt ) =4.02×106 / (4186&

47、#215;33.3)28.84 m2 表15公稱直徑 mm管程數(shù)管數(shù)管長 mm換熱面積 M2公稱壓力 Mpa600242300025注：摘自金屬設備上冊P118表2-2-5和P132表2-2-8 標準圖號：JB-1145-71-2-48 設備型號：G600-25-553、塔內管徑的計算及選擇 本設計選用的是熱軋無縫鋼管。(1) 進料管：選用WF=0.6m/s dF = 4F/ (3600WFLF) 1/2 = 4×1666.57 / (3600×3.14×0.6×848.69) 1/2 = 0.034m 圓整后選用的是 = 38mm 表16 進料管參數(shù)表內管外管半徑R內管重38×3.589×41202.98 注：摘自浮閥塔p197表5-3(2) 回流管：選用WR=0.4m/s dR = 4L / (36