化工原理甲醇-水精馏塔设计

《化工原理甲醇-水精馏塔设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理甲醇-水精馏塔设计（47页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、沈阳化工大学化工原理课程设计说明书 专 业: 制药工程 班 级： 制药1102 学生姓名：黄奎兴学 号：11220223 指导老师：王国胜 设计时间：2014.5.20-2014.6.20 成绩： 化工原理课程设计任务书设计题目： 分离甲醇-水混合液的填料精馏塔二 原始数据及条件 生产能力：年生产量甲醇1万吨（年开工300天） 原料：甲醇含量为30%（质量百分数，下同）的常温液体 分离要求：塔顶甲醇含量不低于95%，塔底甲醇含量不高于0.3%。 建厂地区：沈阳三 设计要求 （一）.一份精馏塔设计说明书，主要内容要求：（1）.前言（2）.流程确定和说明（3）.生产条件确定和说明（4）.精馏塔设计

2、计算（5）.主要附属设备及附件选型计算（6）.设计结果列表（7）.设计结果的自我总结与评价（8）.注明参考和试用的设计资料（9）.结束语（二）绘制一份带控制点工艺流程图。 （三）制一份精馏塔设备条件图四设计日期：2013年5月20日至6月20日 前言 精馏塔分为板式塔和填料塔两大类。填料塔又分为散堆填料和规整填料两种。板式塔虽然结构较简单，适应性强，宜于放大，在空分设备中被广泛采用。但是，随着气液传热、传质技术的发展，对高效规整填料的研究，一些效率高、压降小、持液量小的规整填料的开发，在近十多年内，有逐步替代筛板塔的趋势。实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的

3、。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。精馏塔的优点： 归纳起来，规整填料塔与板式塔相比，有以下优点：1)压降非常小。气相在填料中的液相膜表面进行对流传热、传质，不存在塔板上清液层及筛孔的阻力。在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的1/51/6；2)热、质交换充分，分离效率高，使产品的提取率提高；3)操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。负荷调节范围可以在30%110%，筛

4、板塔的调节范围在70%100%；4)液体滞留量少，启动和负荷调节速度快；5)可节约能源。由于阻力小，空气进塔压力可降低0.07MPa左右，因而使空气压缩能耗减少6.5%左右；6)塔径可以减小。此外，应用规整填料后，由于当量理论塔板的压差减小，全精馏制氩可能实现，氩提取率提高10%15%。 本文以甲醇和水的混合液为研究对象，因为甲醇和水在常压下相对挥发度较大，较易分离。根据物理性质，操作条件等因素条件下选用泡点进料，塔顶再沸器和塔顶回流的方式，将甲醇和水进行分离的填料精馏塔。 本课程设计者能力有限，在设计中难免会有不足之处，恳请老师和读者给予批评指正。化工原理课程设计任务书2前言3符号说明7第一

5、章 流程与生产条件的确定和说明9第一节 流程的确定和说明9一加料方式9二进料状况9三塔顶冷凝方式9四回流方式10五加热方式10六加热器10第二节 生产条件确定和说明11一塔内操作压力的选择11二塔顶全凝剂的选择11三塔底加热介质的选择11四回流状态及操作回流比的选择11第二章 精馏塔设计计算12一操作压力的选择12二气液平衡关系及数据12第三章 塔板的工艺设计14第一节 物料衡算14一精馏塔全塔物料衡算14二精馏塔物性数据计算15第二节 热量衡算17一冷凝器的热负荷17二冷却介质消耗量18三加热器的热负荷及全塔热量衡算18四.加热蒸汽消耗量21第三节 精馏塔主要尺寸的设计22一塔顶条件下的物性

6、参数22二塔釜条件下的流量及物性参数23三进料条件下的流量计物性参数24四精馏段的流量及物性参数26五提馏段27第四章 理论塔板的计算32一回流比的计算32二气液相负荷33三.塔板效率及实际塔板数33四 塔径的初步设计35五填料层的计算37第五章 附属设备及主要附件的选型计算38一冷凝器的选用38二、加热器的选用39三、塔内管径的计算及选择39四除雾沫器42五.液体分布器的选取43六塔斧设计44七填料支撑板的选择45八塔的顶部空间高度46第六章 设计结果及个人总结47第七章自我评价与说明49第八章 参考文献50符号说明英文字母 塔截面积 C 计算时的负荷系数，无因次Co 流量系数，无因次D 塔

7、顶馏出物流量 kmol/sD 塔径 m 阀孔直径 m E 液流收缩系数，无因次 总板效率（全塔效率），无因次 Fo 阀孔动能因数， F 进料流量 kmol/h G 重力加速度 H 塔高 m h 浮阀的开度 m 降液管底隙高度 m 板上液层高度 m 与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m液柱 K 物性系数，量纲为1 Ls 塔内液体流量 N 一层塔板上的浮阀总数 实际板层数 理论板层数 压强降 Pa p 操作压强 Pa R 回流比 最小回流比u 空塔气速 m/sM 分子量 kg/molW 塔底产品（釜残液）流量 kmol/sx 液相中易挥发组分的摩尔分数y 气相中易挥发组分的摩尔分数Z 塔高 m

8、希腊字母 相对挥发度，量纲为1 液体在降液管内停留时间 s 黏度 液相密度 气相密度 液体表面张力 N/m； 液体密度矫正系数，量纲为1 系数，量纲为1； 填料因子 1/m下标max 最大min 最小L 液相V 气相1 精馏段2 提馏段A 易挥发组分B 难挥发组分F 原料液 第一章 流程与生产条件的确定和说明 第一节 流程的确定和说明 一加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费。但由于多了高位槽，建设费用也相应增加。采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但其结

9、构简单，安装方便，如采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。 本次试验采用泵直接加料。二进料状况进料状况一般有冷液进料、泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离不利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大。对于沈阳地区来说，存在较大温差，冷液进料会增加塔底蒸汽上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。三塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，且容易冷

10、凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。四回流方式回流方式可分为重力回流或理量或塔板数较多时，回流冷凝器不易安装在塔顶。而且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷却以回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用强制回流。五加热方式加热方式可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热，蒸汽直接由塔底进入塔内。由于总组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化，维

11、持原来的浓度，以减少理论塔板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。六加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸气作加热剂。因为塔较小，可将加热器放在塔内，即再沸器。这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。 第二节 生产条件确定和说明一塔内操作压力的选择 一般来说，主要根据物料的性质、原料的性质，对产品浓度的要求、设备来源、工厂的生产规模、能量综合利用等情况。因此，选择合理的操作条件，对本设计采用常压蒸馏，即在1atm压力条件下操作。二塔顶全凝剂的选择 全凝器的冷却剂用循环水，因塔顶蒸汽温度较高，用自来水做冷却剂方便且便宜，为了冷却作用完全，塔顶蒸汽和冷却水间必须保持适宜的温度

12、差（冷却水温度一般为1025）。三塔底加热介质的选择饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂，它冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确的控制加热温度。四回流状态及操作回流比的选择回流液体为饱和液体，回流比的大小不仅影响所需要的理论板数、塔径、塔板的结构尺寸，还影响加热蒸汽和冷却水消耗量，回流比选择原则是使塔的设备费用和操作费用的综合最低。同时也考虑到操作条件的弹性，变精馏操作回流比，从而调节塔的分离能力。在设计时若选用的回流比过大，此时所需要的理论板数很小，但这样的精馏塔在操作时，改变回流比所起的调节作用很小，不利于操作调节。因此，本设计中取R=1.5，不宜取得过大。精馏段操作线斜率： 第

13、二章 精馏塔设计计算一操作压力的选择 精馏操作常在常压、减压下进行。操作压力常取决于冷凝温度，一般除热敏物质外，凡通过常压蒸馏难以实现分离要求，并能用循环水将馏出物冷凝下来的系统，均宜采用减压蒸馏；对常压下馏出的冷凝温度过低的系统，需提高塔压或采用冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物料必须采用加压蒸馏。本设计对象是甲醇水混合液，建厂地址为沈阳，因此常采用常压蒸馏，操作压力为1atm。二气液平衡关系及数据温度t/甲醇摩尔分数温度t/甲醇摩尔分数液相x/气相y/液相x/气相y/1000073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.017

14、1.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18 表一 甲醇水汽液相平衡数据表 摘自 化工工艺设计手册下册P110表19-38（8） 图一 甲醇-水-X-Y图 第三章 塔板的工艺设计 第一节 物料衡算一精馏塔全塔物料衡算1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率已知F=1万吨 质量分数 Xf=30% XD=95% Xw=0.3% 水的摩尔质量 =18.02 kg/kmol 甲醇的摩尔

15、质量 =32.04 kg/kmol 进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为、：2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3.物料衡算原处理量 物料衡算 F=D+W （1） （2）联立（1）（2）解得 W=52.88 kmol/h D=14.15 kmol/h塔顶进料塔斧质量分数（%）91.4419.420.16摩尔质量Kg/kmol30.8020.7218.04摩尔流量 14.1567.0352.88质量流量kg/h435.821388.89952.89 表二 物料衡算结果表 温度t/甲醇摩尔分数温度t/甲醇摩尔分数液相x/气相y/液相x/气相y/1000073.846.2077.5692.9

16、5.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.0171.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18二精馏塔物性数据计算1.操作温度计算利用上表一中的数据由内插法可求得、进料： 塔顶： 塔釜： 则精馏段的平均温度 = 74.71 提馏段的平均温度 =91 2. 相对挥发度的计算精馏段相对挥发度的计算XA=0.5543 YA=0.7644XB=0.4457

17、YB=0.2356提馏段相对挥发度计算XA=0.0979 YA=0.3106XB=0.9021 YB=0.68943. 回流比的计算根据1.01325105 Pa下甲醇-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。泡点进料，所以q=1，即q为一直线。本平衡具有下凹部分,操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。 第二节 热量衡算一冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷 Qc(R1) D (IVDILD) 其中 IVD 塔顶上升的蒸汽的焓 ILD 塔顶熘出液的焓 IVDILDxD HV甲(1xD) HV水其中 HV甲 甲醇的蒸发潜热 HV水 水的蒸发潜热组分沸点t /C蒸发潜热 Hr / (kJ/ kg)

18、Tc / K甲醇64.71105512.6水1002257647.3蒸发潜热与温度的关系：H V2 HV1 (1Tr2) / (1Tr1) 0.38 表三 沸点下蒸发潜热列表 摘自化工原理修订版 ，上册附录4及附录18 塔顶温度下的潜热计算：tD67.04C时对甲醇，Tr1T1/ Tc(273.1567.04) / 512.60.664Tr2T2 / Tc(273.1564.07) / 512.60.659蒸发潜热HV甲1105(10.664) / (10.659) 0.38 1098.833 kJ/ kg 对水，同理可得，Tr2T2 / Tc0.576 Tr1T1 / Tc0.526蒸发潜热

19、HV水2257(10.526)/(10.576)0.38 2356.547 kJ/kg 对全凝器做热量衡算(忽略热量损失) Qc(R1) D (IVDILD) 泡点回流，塔顶含甲醇量高，与露点接近，可得 IVDILDxD H甲(1xD)H水IVDILD0.91441098.83(1-0.9144) 2356.5471206.493 kJ/kgQc(R1)D(IVDILD)2.08435.821206.493=1.094106 kJ/kg二冷却介质消耗量 设冷却介质进出口温度分别为 25 35则平均温度下t30C 时，Cpc4.25kJ/(kg.)可得 Wc Qc/ Cpc(t2t1)1.094

20、106/(4.2510) =25741.18 kg/h三加热器的热负荷及全塔热量衡算比热容的计算 由公式 计算 (a.b.c的单位：k J / k molK)甲醇的；a=18.40 b=101.5610-3 c= -28.6810-6水 的； a=29.16 b=14.4910-3 c= -2.02210-61.温度下（67.04） =18.40+101.5610-3(273.15+67.04)28.6810-6（273.15+67.04)2=49.630 kJ/(kmolK) = 29.16+14.4910-3(273.15+67.04)2.02210-6 (273.15+67.04)2=3

21、3.753 kJ/(kmolK) 2.温度下（82.22）=18.40+101.5610-3(273.15+82.22)28.6810-6（273.15+82.22）2=54.481 kJ/(kmolK) =29.16+14.4910-3(273.15+82.22)2.02210-6(273.15+82.22)2=34.202 kJ/(kmolK)3.温度下（99.78） =18.40+101.5610-3(273.15+99.78)28.6810-6（273.15+99.78）2=56.264 kJ/(kmolK) =29.16+14.4910-3(273.15+99.78)2.02210-

22、6(273.15+99.78)2=34.451 kJ/(kmolK)组分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.水在不同温度下混合物的比热容计算表由表四可得 ：甲醇 Cp1ave(tD tF)52.056/32.04(340.19-355.37) -24.663 kJ/kmol Cp1ave (tW tF)55.372/32.04(372.93-355.37) 30.372 kJ/kmol

23、 水 Cp2ave(tD tF)33.978/18.02(340.19-355.37) 28.623 kJ/kmol Cp2ave (tW tF)34.326/18.02(372.93-355.37) 33.450 kJ/kmol Cp(DF) dt Cp1avexDCp2ave(1xD) (340.19-355.37) 52.056/32.040.9533.978/18.020.05(340.19-355.37) 24.861 kJ/kmol Cp(WF) dt Cp1avexWCp2ave(1xW)(372.93-355.37) 55.372/32.040.003+34.326/18.02

24、0.997（372.93-355.37） 33.440 kJ/kmol 且已知D=435.82kg/h W=952.899kg/h QDDCp(DF)dt 435.82(24.861)-10834.92 kJ/h QWW Cp(WF)dt952.89933.44031864.942 kJ/h对全塔进行热量衡算 QFQSQDQWQC 以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算： QSQDQWQCQF -10834.9231864.9421.0941060 1.115106 kJ/h塔釜热损失为10，QS QS / 0.9 = 1.239106 kJ/h其中 QS 加热器理想热负荷 QS 加热器实际热

25、负荷 QD 塔顶熘出液带出热量 QW 塔底带出热量四.加热蒸汽消耗量当T406.45K ，p=300kPa ，Hr水蒸气 2168.1 kJ/kg Wh QS/ Hr水蒸气 = 1.239106 / 2168.1 = 571.43 kg/h符号QCWCQFQD数值1.09106kg/h25741.18kg/h0-10834.95kj/h符号QWQSWh数值3186.942kJ/h1.23106kJ/h571.43kJ/h 表五 热量衡算数据结果列表 第三节 精馏塔主要尺寸的设计温度5060708090100甲醇密度760751743734725716水密度988.1983.2977.8971.

26、8965.8958.4 表六 不同温度下甲醇和水的密度 摘自化工原理修订版上册附录7及附录14一 塔顶条件下的物性参数XD=0.9144 D=14.15 kmol/h1.气相平均摩尔质量为 =30.84 kg2.液相平均摩尔质量为约等于气相MLD=30.84 kg/kmol3. 气相密度4.液相密度 TLD=66.19 用内插法求甲醇和水的密度解得符号数值30.84kmol/h30.84kmol/h755.05Kg/m31.105Kg/m314.15Kmol/h 表七 塔顶数据结果表二塔釜条件下的流量及物性参数 1.液相平均摩尔质量因为甲醇的浓度很小，所以液相可视为纯水2.气相密度3. 液相密

27、度 用内插法计算 约等于水的密度 = =958.57kg/m3 符号W数值18.02kmol/h18.02kmol/h958.57Kg/m30.5892Kg/m352.88Kmol/h 表八 塔釜数据结果表三进料条件下的流量计物性参数 XF=01942 F=67.03 kg/h查表一得 XF 13.15 19.42 20.83 YF54.55YF 62.731.气相平均摩尔质量为 2. 液相平均摩尔质量 3.气相密度 4.液相密度tF=82.22时用内插发求甲醇和水的密度由公式 解得=84.081kg/m3符号F数值26.604kmol/h20.743kmol/h884.01Kg/m30.91

28、3Kg/m367.03Kmol/h 表九 进料数据结果表四精馏段的流量及物性参数1.精馏段 则液相组成 = =0.5543 气相组成 = =0.7644 所以 =32.040.5543+18.02(1-0.5543)=25.79 kg/kmol =32.040.7644+18.02(1-0.7644)=28.74 kg/kmol2.=74.71时：求甲醇的密度 求水的密度 精馏段液相和气相密度的计算由公式混合液密度=(为质量分数，为平均相对分子质量）可求得液相密度。将数据代入上式。 解得L=358.39 kg/m3由下面公式 可求得混合气密度 =将数据代入公式 符号数值25.79kmol/h2

29、8.74kmol/h358.39Kg/m31.0074Kg/m3 表十 精馏段数据结果表五提馏段 1.则液相组成 = =0.0979 气相组成 = =0.3106 所以 =32.040.0979+18.02(1-0.0979)=19.39 kg/kmol =32.040.3106+18.02(1-0.3106)=22.37 kg/kmol2. =91.00 时，求甲醇的密度 求水的密度提馏段液相和气相密度由公式混合液密度=(为质量分数，为平均相对分子质量）可求得液相密度。将数据代入上式。 解得由下面公式 可求得混合气密度 =将数据代入公式符号数值19.39kmol/h22.37kmol/h91

30、5.308Kg/m30.749Kg/m3 表十一 提馏段数据结果表 六.液体的表面张力一元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算： 注：=，= =，=，B=，A=，+=1 式中下角标W、O、S分别代表水、有机物及表面部分；、指主体部分的分子数；、指主体部分的分子体积；、为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。 B= +=1 A=B+Q A=温度/60708090100甲醇表面张力/18.417.616.815.714.5水表面张力/66.264.362.660.758.8表十二 不同温度下甲醇和水的表面张力摘自化工原理修订版上册附录7及附录19 1. 精馏段混合物表面张力的计算（=74.71）

31、甲醇的表面张力： 水的表面张力：= -0.270A=B+Q =-0.491-0.270=-0.761-0.761 与 联立 解得 解得 2提留段混合物表面张力的计算（=91.00）甲醇表面张力： 水的表面张力：= -0.2806A=B+Q =0.630-0.2806=0.34940.3494 与 联立 解得 解得 七.粘度计算 物质 粘度mPas温度/20406080100甲醇 0.5800.4390.3440.2770.228水 1.0020.6530.4660.3540.282 表十三 不同温度下甲醇和水的粘度 摘自化工原理修订版上册 附录4及附录14 1.=74.71时 ，即精馏段,水的

32、粘度 ，甲醇的粘度和混合粘度。由公式 2.=91.00时，即提留段时，甲醇的粘度，水的粘度，混合粘度。由公式 第四章 理论塔板的计算 理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法。一回流比的计算根据1.01325Pa下甲醇-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。泡点进料，所以q=1，即q为一直线。本平衡具有下凹部分,操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。 二气液相负荷1.精馏段 质量流量： 体积流量： 2.提馏段 质量流量： 体积流量： 三.塔板效率及实际塔板数理论塔板数 通过画图得，如下图所示 图二 理论塔板数图板效率与塔板结

33、构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质相关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。此处板效率用康奈尔公式计算。其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 L塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPas1.精馏段， 2.提馏段， 加料板进料位置在第11块板。 四 塔径的初步设计1.精馏段： 由=（安全系数），安全系数=0.60.8，式中C可由史密斯关联图查出。 横坐标数值： 取板间距：=0.40m，=0.06m，则=0.34m查图可知：=0.07，=0.071=1.34 =0.7=0.71.34=0.938 =0.563 m按标准塔径圆整后为=0.6 m塔截面积为=0.2826 实际空塔气速为=839

34、.67/0.2826/3600=0.825 2. 提馏段横坐标数值：=0.0587取板间距：=0.40m，=0.06m，则=0.34m查图可知：=0.07，=0.0811=0.0811=2.834 =0.7=0.72.834=1.984 =0.430 m按标准塔径圆整后为=0.6 m塔截面积为=0.2826 实际空塔气速为=1039.05/3600/0.2826=1.021 五填料层的计算1.填料层高度的计算（需查表得每米理论级数（NTSM）（1.）精馏段动能因子经查每米理论级数（NTSM）=2.9m-1精馏段填料层高度（2） 提馏段经查每米理论级数（NTSM）=2.95m2.填料层压降的计算

35、（1） 精馏段用精馏段动能因子F查液体负荷L分别为5和10时的每米填料压降，在用内插法算得L=5.509m3/(m2.h)时的每米压降 L 5 10 p/Z 0.0052 0.0055 当L=8.35时，p/Z=0.0054 kpa/m 所以，精馏段压降 p精=p/Z Z=0.00541.72=0.0093 kpa/m（2） 提馏段同理，用提馏段动能因子F查液体负荷L分别为5和10时的每米填料压降，在用内插法算得L=5.509m3/(m2.h)时的每米压降 L 5 10 p/Z 0.0049 0.0051 当L=3.009时，p/Z=0.0048 kpa/m p提=p/Z Z=0.00482.

36、37=0.0114 kpa/m p= p精+p提=0.0093+0.00114=0.0207kpa/m参数精熘段提熘段全塔空塔气速(m/s)0.8251.021塔径(m)0.60.60.6每米填料层压降(pa/m)9.311.3820.7填料层高度(m)1.722.374.09 表十四 精熘塔各部分工艺尺寸及相关物性 第五章 附属设备及主要附件的选型计算 一冷凝器的选用取全凝器的传热系数K=2400kJ /(m2h)，选择逆流操作。冷却水进口温度是25，出口温度是35。原料液是泡点回流，进出口温度基本相等。逆流： T 67.04 67.04 t 25 35t2 = 67.04-35=32.04

37、 t1= 67.042542.04 tm=(t2t1) / In(t2 / t1) = 36.81 A=Qc / (Ktm ) =1.094106 / (240036.81)12.38 m2公称直径 mm管程数管数管长 mm换热面积 M2公称压力 Mpa400IV86200016 表十五 摘自金属设备上册 p118表2-2-5及p132表2-2-8二、加热器的选用由于本设计选择的是133.3 总压是300 kpa的饱和水蒸汽作为加热介质，取传热系数K=4186.8 kJ/m2。H.。 t = 133.310033.3 A= QS / (Kt ) = 1.11106 / (4186.833.3)

38、8.00 m2公称直径 mm管程数管数管长 mm换热面积 M2公称压力 Mpa273138300025表十六摘自金属设备上册 p118表2-2-5及p132表2-2-8 三、塔内管径的计算及选择 本设计选用高位槽进料，所以WF可取0.40.8m/s，本设计选用WF=0.7m/s1. 进料管：选用WF=0.7m/s dF = 4F/ (3600WFLF) 1/2 = 41388.89/ (36003.140.7884.01) 1/2 = 0.028 m式中 F-进料液流量 ，kg/hL-进料条件下的液体密度，kg/m3 圆整后，选用的是 = 32mm.内管外管半径R内管重323.57641202

39、.48表十七进料管参数表 摘自浮阀塔p197表5-32. 回流管：选用WR=0.3m/s dR = 4L / (3600WRL1) 1/2 = 4470.68/ (36003.140.3755.05) 1/2 = 0.0148 m式中 L-回流液体质量流量。Kg/h L-塔顶液相密度 圆整后，选用的是 = 18mm 内管外管半径R内管重183573.5501.11表十八回流管参数摘自浮阀塔p197表5-33塔顶蒸汽接管：选用WV = 20m/s dV = 4V / (3600WVVD) 1/2 = 4470.68/ (36003.14201.105) 1/2 = 00868 mV-塔顶气相密度

40、，kg/m3式中 V-塔顶蒸汽质量流量，kg/m3圆整后，选用的是 = 89mm 。内管外管半径R内管重89413342651508.36表十九塔顶蒸汽管参数摘自浮阀塔p197表5-34塔釜出料管：选用WW = 0.7m/s dV = 4W / (3600WWLW) 1/2 = 4952.899 / (36003.140.7958.57) 1/2 = 0.022 m式中 W-塔釜流出液的质量流量，kg/m3L-塔釜液相密度，kg/m3圆整后，选用的是=25mm。内管外管半径R内管重253764751.63 表二十塔釜出料管参数 摘自浮阀塔p197表5-3四除雾沫器为捕集出填料层气体中所夹带的液

41、沫和雾滴，需在塔顶液体初始分布器的上方设置除雾沫器。本设计塔径小，填料层高度不高，且汽液易分离，因此采用小型的丝网除沫器，装入设备上盖。气速计算 式中 K常数，取0.107 精馏段气体和液体的密度，kg/m3除沫器直径的计算 所以 五.液体分布器的选取填料塔的传质过程要求塔内任一截面上汽液两相流体能均匀分布，从而实现密切接触、高效传质，其中液体的初始分布至关重要。根据塔径D=500mm，液体负荷较小，填料层不高，因此选用列管式液体分布器。由于填料层不需分段，因此不需要液体再分布器。小孔输液能力的计算 n=W - 小孔流速F - 小孔总面积D - 小孔直径- 流速系数- 小孔总数Q-小孔输液能力

42、喷洒球面中心到填料表面的距离计算 式中 r 喷射圆周半径 喷射角 可取D- 精馏塔内径 所以 H= r= =进料液分布器由前知 小孔流速W=1.533 m/s小孔输液能力所以 H= r= =又因为莲蓬头直径d可取（0.20.3）D，本设计取 六塔斧设计塔釜料液量 式中 -提馏段液相密度 L-提馏段液相质量流量。七填料支撑板的选择本设计采用波纹板网支撑板，板网支撑结构简单，重量轻，自由截面大，但强度低。本设计填料层高度较低，故此支撑板试用。主要设计参考表二十一，表二十二。塔径板外经板高近似重量7006854086表二十一不锈钢波纹板网支撑板的设计参数表 摘自塔设备设计p268表5-36塔径近似重

43、量厚度7006965964816 表二十二支撑圈尺寸参数表 摘自塔设备设计p273表5-41八塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层，塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取，本设计取精馏塔高度计算 单位塔顶空隙塔顶接管高填料层高度塔釜鞍式支座塔釜法兰高喷头弯曲半径喷淋高度进料口喷头上方高度表二十三精馏塔各部分高度列表 第六章 设计结果及个人总结塔顶塔釜进料精馏段提馏段液相摩尔流量(kmol/h)14.1552.8867.0325.7919.39液相质量流量(kg/h)435.82952.8991388.89摩尔分率0.91440.001690.19

44、420.55430.0979质量分率0.950.30.003气相平均相对分量(kg/kmol)30.8418.0226.60428.7422.37液相平均相对分量(kg/kmol30.8418.0236.60428.7422.37气相平均密度(kg/m3)1.1050.58920.9131.00740.749液相平均密度(kg/m3)755.05958.57884.01358.39915.308温度()67.0499.7882.2274.7191.00平均粘度(mPaS)0.33140.3059理论塔板数 13块实际塔板数 26块塔高 表二十四 精熘塔主要设计参数汇总表 第七章自我评价与说明 通过本次的化工原理课程设计，让我对精馏这一章有了更加全面的认识，让我有这样一个机会取深入了解填料精馏塔。本次设计除了对精馏塔的了解，我还对计算机操作有了更深层次的认识，学会了一些在中从来没有接触的东西，例如，数据编辑器等等。除此之外，我还对我以前学过的一些知识进行了复习，如物理化学，以及化工原理其他方面的知识。 本次另一个重大的收获就是我学会了制图，一个以前从未接触的制图工具，从不会到了解