化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書甲醇-水連續(xù)填料精餾塔

1、 化工原理課程設(shè)計(jì)說明書設(shè)計(jì)題目： 正丁醇水連續(xù)填料精餾塔 設(shè)計(jì)者： 康俊清 岳慶法 張錕 專業(yè)： 化工 制藥 指導(dǎo)老師： 2007年 7 月13日目 錄設(shè)計(jì)任務(wù)書 1二、設(shè)計(jì)的方案介紹 . 1三、工藝流程圖及其簡單說明 . 2四 反滲透膜的、操作條件及精餾塔工藝計(jì)算 . 4五、精餾塔工藝條件及有關(guān)物性的計(jì)算 . 14六、精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算 19七、附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算 . 23八、參考文獻(xiàn) . 26九、甲醇水精餾塔設(shè)計(jì)條件圖 一、設(shè)計(jì)任務(wù)書正丁醇填料精餾塔設(shè)計(jì)：1、處理量：1.25 噸/2h2、原料液狀態(tài)：常溫常壓3、進(jìn)料濃度： 80%(正丁醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔頂出料濃度： 7.7

2、0%(正丁醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔釜出料濃度： 98.5%(正丁醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù))4、填料類型：CY700金屬絲網(wǎng)波紋填料二、設(shè)計(jì)的方案介紹1、進(jìn)料的熱狀況精餾操作中的進(jìn)料方式一般有冷液加料、泡點(diǎn)進(jìn)料、汽液混合物進(jìn)料、飽和蒸汽進(jìn)料和過熱蒸汽加料五種。本設(shè)計(jì)采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料。這樣不僅對塔的操作穩(wěn)定較為方便，不受季節(jié)溫度影響，而且基于恒摩爾流假設(shè)，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、精餾塔的操作壓力在精餾操作中，當(dāng)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(dāng)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

3、要保持精餾塔在低壓下操作，這對設(shè)備的要求相當(dāng)高，會使總的設(shè)備費(fèi)用大幅度增加。在實(shí)際設(shè)計(jì)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(jìn)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(shí)現(xiàn)精餾分離。因此在考慮多方面因素之后，本設(shè)計(jì)采用的常壓精餾，即塔頂?shù)牟僮鲏毫刂圃?01.325kpa下。由于本設(shè)計(jì)精餾塔不是很高，故可近似忽略每層塔板的壓降。在實(shí)際計(jì)算當(dāng)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(zhì)的確定 本設(shè)計(jì)是 使用0.4M（表壓強(qiáng)）的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。冷卻介質(zhì)用的是循環(huán)水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

4、作的必要條件之一，并且回流比是影響精餾分離設(shè)備投資費(fèi)用和操作費(fèi)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(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用之和為最低時(shí)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(yàn)，考慮操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用兩方面因素，因此選用。 5、填料的選擇填料是填料塔的核心構(gòu)件，它提供了氣液兩相相接觸傳質(zhì)與傳熱的表面，與塔內(nèi)件一起決定了填料塔的性質(zhì)。本設(shè)計(jì)選用CY700金屬絲網(wǎng)波紋填料。三、工藝流程圖及其簡單說明1、工藝流程圖(附圖一)2、工藝流程簡介來自貯槽的原料液經(jīng)高壓泵進(jìn)入預(yù)熱器預(yù)熱到一定溫度之后進(jìn)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

5、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(jìn)入甲醇貯槽。塔釜設(shè)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(jìn)行汽液兩相的熱質(zhì)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(jìn)入預(yù)熱器和再沸器作為加熱介質(zhì)。降溫后的液體水或者是部分水蒸汽隨管道排進(jìn)下水道。同樣，冷卻水分為三路，分別進(jìn)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(shè)計(jì)傷，釜出液為100左右的高溫水，熱值高，將其送回?zé)崴h(huán)管路用于高爐產(chǎn)蒸汽，具有節(jié)能的特點(diǎn)。塔頂采用分段冷凝泡點(diǎn)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

6、，并使過程控制精確，并可實(shí)現(xiàn)計(jì)算機(jī)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(hù)，因此運(yùn)用雙泵設(shè)計(jì)便于實(shí)際生產(chǎn)中的不停車檢修。3、精餾塔塔頂?shù)睦淠绞剿斃淠捎萌鳎盟淠?。甲醇和水不反?yīng)，并且也容易被水冷凝，塔頂出來的汽相溫度不高，故本設(shè)計(jì)選用全凝器。 4、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餾塔略高的地方，液體依靠自身的重力回流。但是必須保證冷凝器內(nèi)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(nèi)。本設(shè)計(jì)采用重力回流，全凝器放置略高于塔頂?shù)奈恢?，并且設(shè)置流量計(jì)檢測和保證冷凝器內(nèi)的液面高度。5、精餾塔塔釜的加熱方式加熱方式分為直接蒸汽和間接蒸汽

7、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(jìn)入塔底。使上升蒸汽與回流下來的冷液再進(jìn)行熱質(zhì)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(diǎn)。綜合考慮以上兩方面因素，本設(shè)計(jì)選用間接蒸汽加熱。四、操作條件及精餾塔工藝計(jì)算： 本設(shè)計(jì)任務(wù)是分離甲醇水的混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(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)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分冷卻后送至儲罐?；亓鞅仍O(shè)定為最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。(一)物料衡算1、原料液及塔頂，

8、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 水的摩爾質(zhì)量： MA18 kg/kmol正丁醇的摩爾質(zhì)量：MB74 kg/kmol xF20% ， xD92.3% ， xw1.5% (均為質(zhì)量比) xF (xF / MBA) / xF/MA (1xF)/ MB (0.2/ 18) / (0.2/ 18 0.8/ 74) 0.5068=50.68% xD (xD / MA ) / xD /MA (1xD) / MA (0.923/ 18) / ( 0.923 / 18 0.077 / 14) 0.9801=98.01% xW (xW / MA ) / xW / MA (1xW) / MB (0.015 / 18) / (

9、0.015 / 18 0.985 / 74) 0.0589=5.89%2、原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF50.68% 18 (100-50.68)% 7445.62kg/kmol MD98.01%18(100-98.01)%7419.11 kg/kmol MW5.89%18 (100-5.98)%7431.47 kg/kmol3、物料衡算 原料處理量：1.25t/2h（1.25/45.62 ）/213.70kmol/h 由正丁醇水系統(tǒng)的溫度組成圖，由杠杠規(guī)則原理求解： 求最小回流比及操作回流比由于本設(shè)計(jì)采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料，q1， xqxF0.5068根據(jù)擬合得到的yx方程，可得到 y

10、q0.755最小回流比 Rmin(xDyq) / (yq xq) 可得到 Rmin0.910 所以回流比 R1.8Rmin1.80.9101.64分析精餾塔操作流程可得總物料衡算：FD W 解得 表一 塔頂、塔底、進(jìn)料液的物料數(shù)據(jù)塔頂xD92.3%xD98.01%MF45.62kg/kmolF13.70kmol/h進(jìn)料液xF20%xF50.68%MD19.11kg/kmolD6.36kmol/h塔底xW1.5%xW5.89%MW31.47kg/kmolW7.34kmol/h(二)理論塔板數(shù)的確定 (1) 由手冊查出甲醇水汽液相平衡數(shù)據(jù)，擬合出相平衡方程及作出xy圖，在對甲醇和水二元物系汽液平衡

11、數(shù)據(jù)做擬合之后，可得出汽相組成y和液相組成x的函數(shù)關(guān)系式：Y 0.001877.03393X 40.64685X2 157.6139X3 388035736X4 598.11499X5 554.46395X6 282.15362X760.45038X8 (3)求精餾塔的汽、液相負(fù)荷 LRD1.6469.73114.36kmol/h V(R1) D(1.64+1)69.73184.09kmol/h LLF114.3698.03212.39kmol/hVV184.09kmol/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 xD/（R+1）(1.64/2.64)x 0

12、.689/2.640.62x 0.2610提熘段操作線方程為：y(L/V)x (W/ V)xW (212.39/184.09)x(28.30/184.09)0.05891.154x0.009053、圖解法 (三)熱量衡算1、求塔頂溫度tD，塔釜溫度tW，進(jìn)料溫度tF確定液相溫度。汽相溫度與液相溫度相差不大，可近似看作相等。經(jīng)過反滲透分離后，以正丁醇含量80%進(jìn)料，則由t-xy圖查的，正丁醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)塔頂0.077；進(jìn)料0.8；塔底0.985則進(jìn)料溫度；塔頂溫度2、熱量衡算(1)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 塔頂餾出液的

13、焓 IVDILDxD HV甲(1xD) HV乙其中 HV甲 水的的蒸發(fā)潛熱 HV乙 正丁醇的蒸發(fā)潛熱蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系：H V2 HV1 (1Tr2) / (1Tr1) 0.38 表四 沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表3組分沸點(diǎn)t /C蒸發(fā)潛熱 Hr / (kJ/ kmol)Tc / K正丁醇 11744800.41560.15水1009702647.14 塔頂溫度下的潛熱計(jì)算：tD95.3C時(shí)對正丁醇，Tr1T1/ Tc(273.1590.56) / 560.150.649Tr2T2 / Tc(273.15117) / 560.150.697蒸發(fā)潛熱HV甲44800.41(10.697) / (10.6

14、49) 0.3842365.61 kJ/ kmol 對水，同理可得，Tr2T2 / Tc0.577Tr1T1 / Tc0.562蒸發(fā)潛熱HV水9702(10.577)/(10.562)0.389574.38 kJ/kmol 對全凝器做熱量衡算(忽略熱量損失) Qc(R1) D (IVDILD) 泡點(diǎn)回流，可得 IVDILDxD H水(1xD)H醇IVDILD0.98019574.38(10.9801) 44800.4110275.38kJ/kmolQc(R1)D(IVDILD)16.546.66110275.381132068.824kJ/h(2)冷卻介質(zhì)消耗量常溫下t20C 時(shí)，Cpc4.1

15、83 kJ (kgC)1 可得 Wc Qc/ Cpc(t2t1)(1132068.824) / 4.183(3020)27063.56 kg/h(3)加熱器的熱負(fù)荷及全塔熱量衡算表五 正丁醇，水不同溫度下的比熱容單位：kcal/(kgC) 組分tD 95.3CtF 92.2C平均值tW 117 CtF 92.2C平均值正丁醇1.111.061.0850.961.061.01水1.0011.0021.00151.0021.0031.0025可得 ：正丁醇 Cp1ave(tD tF)1.085(90.56100.83)11.143 Cp1ave (tW tF)1.01(115.56100.83)1

16、4.878 水 Cp2ave(tD tF)1.0015(90.56100.83)10.285Cp2ave (tW tF)1.0025(115.56100.83)14.767 Cp(DF) dt Cp1avexDCp2ave(1xD) (90.56100.83)1.00150.923+1.00250.077(-10.27)10.286 Cp(WF) dt Cp1avexWCp2ave(1xW)(115.56100.83)1.00250.05891.01(1-0.0589)(14.73)14.871 且已知 D69.73kmol/h W28.30kmol/h D1255.14kg/h W509.4

17、kg/h QDDCp(DF)dt 1255.14(10.286)12910.37kcal/h3084.29kJ/h QWW Cp(WF)dt509.414.8717575.29 kcal/h1809.74 kJ/h對全塔進(jìn)行熱量衡算 QFQSQDQWQC 以進(jìn)料溫度所對應(yīng)的焓值為基準(zhǔn)做熱量衡算： QSQDQWQCQF 3084.291809.741132068.82401130794.274 kJ/h 1.13106 kJ/h塔釜熱損失為10，QS QS / 0.9 = 1.25106 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 塔頂餾出液帶出熱量 QW 塔底帶出熱量(

18、5)加熱蒸汽消耗量當(dāng)TK ，p=0.4Pa ，Hr水蒸氣 539 kJ/kg Wh QS/ Hr水蒸氣 = 1.25106 / 539= 2319.11kg/h表六 熱量衡算數(shù)據(jù)結(jié)果列表符號QCWC QF QD QWQSWh數(shù)值1132068.824 kg/h27063.56kg/h0-3084.29kJ/h1809.74kJ/h1.25106 kJ/h2319.11kg/h五、精餾塔工藝條件及有關(guān)物性的計(jì)算1、塔頂條件下的流量及物性參數(shù) xD92.3% ， xD0.9801 ， MLDMVD19.11 kg/kmol ，D 69.73 kmol/h ， D1255.14kg/h，tD95.3

19、C (1)汽相密度：VD(MVD/22.4)(TO/T)(p/po)(19.11/22.4)273.15/(273.1590.56)0.6407 kg/m3(2) 液相密度：tD95.3C ， 查常用溶劑相對密度表可得：正丁醇 810kg/m3 表七 不同溫度下水的密度溫度t/C密度/ (kg/m3)90965.304tD95.3C水100958.345內(nèi)插法求解 可得水964.914 kg/m31/LD xD/水 (1 xD)/ 正丁醇， LD 950.910 kg/m3(3)液相粘度：tD95.3C ，查有機(jī)化合物液體粘度表可得，丁醇0.576mPas 可得水0.27mPas ， LD0.

20、3417 mPas(4)液體表面張力：tD90.56C ，查醇類水溶液表面張力圖可得，正丁醇22.07mN/m可得水30mN/mLD水 xD正丁醇(1 xD)300.980122.07（1-0.9801）29.842mN/m 表十 精餾塔頂部數(shù)據(jù)結(jié)果列表符號MLDMVDVDLDLDLD數(shù)值19.11 kg/kmol19.11 kg/kmol0.6407 kg/m3950.910kg/m30.3417 mPas29.842mN/m2、塔底條件下的流量及物性參數(shù)：xw 1.5% ，xW 5.89% ，MVW MLW31.47 kg/kmol ， W 509.4 kg/h ，tW117C(1)汽相密

21、度：VW(MVW/22.4)(TO/T)(p/po)(31.47/22.4)273.15/(273.15115.56)0.987 kg/m3(2)液相密度：tW117C ，正丁醇=767.49kg/m3水=947.52 kg/m3Lw 778.09kg/m3(3)液相粘度：tW117C ，查飽和水的物性參數(shù)表可得，水0.16 mPas LW 水0.16mPas(4)液體表面張力：tLW117C ，查物性參數(shù)表可得，水28mN/m正丁醇=19.94mN/mLw水 xw 醇(1 xw) 20.41mN/m表十一 精餾塔底部數(shù)據(jù)結(jié)果列表符號MLWMVWVWLWLWLW數(shù)值31.47 kg/kmol3

22、1.47 kg/kmol0.987 kg/m3778.09 kg/m30.16mPas20.41 mN/m3 、進(jìn)料條件下的流量及物性參數(shù)： xF 20% ，xF 50.68% ，MLF 45.62 kg/kmol ， F 98.03kmol/h ， F1764.54 kJ/h ， tF92.2C(1)汽相平均相對分子量：根據(jù)汽液相平衡方程，xF 0.5068，可得yF 0.755MVF 0.755 18(1-0.755) 74 31.72kg/kmol(2)汽相密度：VF(MVF/22.4)(TO/T)(p/po)(31.72/22.4)273.15/(273.15100.83)1.034k

23、g/m3(3)液相密度：tF92.2C， 查常用溶劑相對密度表可得：醇 781.43 kg/m3同以上塔頂溫度下水的密度求解，利用內(nèi)插法可得：水964.73 kg/m3 1/LFxF/水(1 xF)/ 醇 ，可得 LF 812.30 kg/m3(4)液相粘度：tF92.2C ，查有機(jī)化合物液體粘度表可得，醇0.6136 mPas 同理用內(nèi)插法可得：水0.28 mPas ，LF0.4123mPas(5)液體表面張力：tF92.2C ，查醇類水溶液表面張力圖可得，正丁醇21.33 mN/m同理用內(nèi)插法可得：水29 mN/mLF水xF 醇(1xF)290.506821.33（1-0.5068）25.

24、22 mN/m表十二 精餾塔進(jìn)料數(shù)據(jù)結(jié)果列表符號MLFMVFVFLFLFLF數(shù)值45.62 kg/kmol31.72kg/kmol1.034 kg/m3812.30 kg/m30.4123 mPas25.22mN/m4、精熘段的流量及物性參數(shù)：(1) 汽相平均相對分子質(zhì)量 MV1(MVDMVF) /2 (19.11 31.72)/2 25.415kg/kmol(2) 液相平均相對分子質(zhì)量 ML1(MLDMLF) /2 (19.11 45.62)/2 32.365kg/kmol(3) 汽相密度 V1(VDVF) /2 (0.64071.034)/20.8374 kg/m3(4) 液相密度 L1(

25、LDLF) /2 (950.910812.30)/21763.21 kg/m3(5) 液相粘度 L1(LDLF) /2 (0.34170.4123)/20.377mPas(6) 汽相流量 V1(R1)D69.732.64184.09 kmol/h V1184.0925.4154678.65kg/h (7) 液相流量 L1RD1.6469.73114.36 kmol/h L1114.3632.3653701.26 kg/h (8)體積流量：Vs=184.0925.415/0.8374/3600=1.552 m3/s5.提餾段的流量及物性參數(shù)：(1) 汽相平均相對分子質(zhì)量 MV2(MVWMVF)/

26、2 (31.47 24.303)/2 27.89 kg/kmol(2) 液相平均相對分子質(zhì)量 ML2(MLWMLF)/2 (31.47 31.72)/2 31.595 kg/kmol(3) 汽相密度 V2(VWVF) /2 (0.588 1.034)/20.811 kg/m3(4) 液相密度 L2(LWLF) /2 (778.09812.30)/2795.20kg/m3(5) 液相粘度 L2(LWLF)/2 (0.160.4123)/20.2862 mPas(6) 汽相流量 V2V1184.09kmol/h V2184.0927.895134.27 kg/h (7) 液相流量 L 2L 1F1

27、14.3698.03212.39 kmol/h L 2212.3931.5956710.462 kg/h(8)體積流量：Vs=184.0927.89/0.811/3600=1.759 m3/s表十三 精熘段，提熘段數(shù)據(jù)結(jié)果表精熘段提熘段汽相平均相對分子質(zhì)量25.415 kg/kmol27.89 kg/kmol液相平均相對分子質(zhì)量32.365kg/kmol31.595 kg/kmol汽相密度0.8347 kg/m30.811kg/m3液相密度1763.21kg/m3795.20kg/m3液相粘度0.377 mPas0.2862mPas汽相摩爾流量184.09 kmol/h184.09kmol/h

28、汽相質(zhì)量流量4678.65 kg/h5134.27 kg/h液相摩爾流量114.36 kmol/h212.39 kmol/h液相質(zhì)量流量3701.26kg/h6710.462kg/h體積流量1.552 m3/s 1.759 m3/s(六、精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算1、塔徑的計(jì)算已知塔徑為600mm泛點(diǎn)氣速采用貝恩霍根關(guān)聯(lián)式計(jì)算，即查得，DN25金屬環(huán)矩鞍散裝填料，m2/m3，(4)最小噴淋密度的校核填料塔中汽液兩相間的傳質(zhì)主要是在填料表面流動的液膜上進(jìn)行的。要形成液膜，填料表面必須被液體充分潤濕，而填料表面的潤濕狀況取決于塔內(nèi)的液體噴淋密度及填料材質(zhì)的表面潤濕性能。液體噴淋密度是單位塔截面積上，單

29、位時(shí)間內(nèi)噴淋的液體體積量，U表示。提餾段：U4L / (D2L)4212.3945.62 / (795.200.363.14)43.12 m3/ (m2h)為保證填料層的充分潤濕，必須保證液體噴淋密度大于某一極限值，該極限值稱為最小噴淋密度，以Umin表示。最小噴淋密度是以下式計(jì)算：取m3/ (mh)，a=125m2/m3可得 m3/ (m2h)從計(jì)算上看精餾提餾段的噴淋密度于計(jì)略大于算出的最小噴淋密度。由化工工程工藝得知，實(shí)際操作時(shí)采用的噴淋密度應(yīng)大于最小噴淋密度，我們采用適當(dāng)增加填料層高度的辦法予以補(bǔ)償。2、塔高的計(jì)算對于CY700金屬絲網(wǎng)波紋填料，1m相當(dāng)于8塊理論板數(shù)，所以我們?nèi)〉劝甯?/p>

30、度一般取的HETP =1/8=0.125m。由 得空塔氣速精餾段u=5.492m/s 提餾段u=6.224m/s(1) 精餾段的填料層高度在精餾段，空塔氣速u5.492 m/s，精餾塔的塔板數(shù)是1。Z=HETPNT = 0.1251=0.125 m采用上述方法計(jì)算出填料層高度后，留出一定的安全系數(shù)，取 Z= 1.3Z= 1.40.125=0.175m (2) 提餾段的填料層高度在提餾段，空塔氣速u6.224 m/s，精餾塔的塔板數(shù)是2。Z=HETP2 = 0.1252=0.25m采用上述方法計(jì)算出填料層高度后，留出一定的安全系數(shù)，Z=1.4Z=1.10.25=0.275 m (3) 精餾塔的填

31、料層高度 Z=0.1750.275=0.45m根據(jù)最小噴淋密度計(jì)算值與理論值差異，用適當(dāng)增加填料層高度的辦法彌補(bǔ)，56/43,12=1.30,則0.51.30=0.70m3、填料層壓力降的計(jì)算根據(jù)化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)手冊整砌填料層壓降的計(jì)算手冊公式（3-3，3-4）本設(shè)計(jì)中，散裝填料的壓降值由?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖來計(jì)算。計(jì)算時(shí)，先根據(jù)有關(guān)物性數(shù)據(jù)求出橫坐標(biāo)值，再根據(jù)操作空塔氣速、壓降填料因子以及有關(guān)的物性數(shù)據(jù)，求出縱坐標(biāo)值。通過作圖得出交點(diǎn)，讀出過交點(diǎn)的等壓線值，得出每米填料層壓降值。查得，CY700金屬絲網(wǎng)波紋填料的壓降填料因子m1。(1) 精餾段的壓降經(jīng)計(jì)算得：橫坐標(biāo)： 0.0235縱坐標(biāo)： 0.

32、0449查埃克特通用關(guān)聯(lián)圖，可得 p/Z=309.81=294.3 pa/m因此，精餾段的壓降 p1=294.33.22=947.65 pa (2) 提餾段的壓降橫坐標(biāo)： 0.0711縱坐標(biāo)： 0.0249查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖，可得 p/Z=1009.81=981 pa/m因此，提餾段的壓降 p2=9812.475= 2427.98 pa(3) 精餾塔的壓降 p=947.652427.98 = 3375.63 pa4，填料層的持液量根據(jù)化工工藝手冊公式（12-162），表十四 精熘塔各部分工藝尺寸及相關(guān)物性參數(shù)精熘段提熘段全塔空塔氣速(m/s)2.5886.224塔徑(m)0.60.60.6每米

33、填料層壓降(pa/m)421.70526.23總壓降(pa)421.701052.461474.16填料層高度(m)0.20.30.7 七、附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算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35，出口溫度是45。原料液是泡點(diǎn)回流，進(jìn)出口溫度基本相等。逆流： T 65.19 65.19 t 35 45t2 = 65.1945=20.19 t1= 65.193530.19tm=(t2t1) / In(t2 / t1) = 24.88A=Qc / (Ktm ) = 1400194.48 / (240024.88)23.2 m2本設(shè)

34、計(jì)選用的列管換熱器是G40021622。2、加熱器的選用由于本設(shè)計(jì)選擇的是133.3 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=4186.8 kJ/m2*h*。 t = 133.310033.3 A= QS / (Kt ) = 1.622106 / (4186.833.3)11.63 m2 本設(shè)計(jì)選用的列管換熱器是G27312516。3、塔內(nèi)管徑的計(jì)算及選擇 本設(shè)計(jì)選用的是熱軋無縫鋼管。(1) 進(jìn)料管：選用WF=0.6m/s dF = 4F/ (3600WFLF) 1/2 = 41666.7 / (36003.140.6909.1) 1/2 = 0.033 m 圓整后，選用的

35、是 = 38mm 。(2) 回流管：選用WR=0.4m/s dR = 4L / (3600WRL1) 1/2 = 4756.96 / (36003.140.4826.68) 1/2 = 0.0283 m 圓整后，選用的是 = 32mm 。(3)塔頂蒸汽接管：選用WV = 20m/s dV = 4V / (3600WVVD) 1/2 = 41100.77 / (36003.14201.134) 1/2 = 0.131 m圓整后，選用的是 = 133mm 。(4)塔釜出料管：選用WW = 0.6m/s dV = 4W / (3600WWLW) 1/2 = 41358.3 / (36003.140.

36、6958.4) 1/2 = 0.031 m 圓整后，選用的是=32mm。4、離心泵的選用 當(dāng)貯槽與受液槽兩液面保持恒定，則泵對單位重量液體所做的凈功為： 設(shè)塔釜離地面3m，忽略兩截面間的壓頭損失。貯槽的液面和塔頂一樣，可看做是常壓下操作，壓力差可近似看做是精餾段的壓力降，p1=947.65 pa。而在特定條件下，因此：He = zp1 / (LFg)= 3947.65 / (909.19.81) = 3.11 mQe =1666.7 / 909.1 = 1.833 m3/ h根據(jù)以上條件，選用IS5032125，轉(zhuǎn)速n=1450 r/min。5、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布，從而實(shí)現(xiàn)密切接觸、高效傳質(zhì)，其中液體的初始分布至關(guān)重要。根據(jù)塔徑D=500mm，液體負(fù)荷較小，填料層不高，因此選用列管式液體分布器。由于填料層不需分段，因此不需要液體再分布器。6、氣體入塔分布?xì)怏w入塔分布的均勻分