化工原理课程设计方案精馏塔

化工原理课程设计任务书设计题目在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶液洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶液,其组成为含甲醇4６％、水5４%(质量分数)，另含有少量的药物固体微粒.为使废甲醇溶液重复利用,拟建立一套填料精馏塔，以对废甲醇溶液进行精馏，得到含水量≤0．３％（质量分数）的甲醇溶液。设计要求废甲醇溶液的处理量为3．６万吨/年,塔底废水中甲醇含量≤0.５％（质量分数）。操作条件操作压力常压进料热状态自选回流比自选塔底加热蒸汽压力0.3Mpa(表压）填料类型因废甲醇溶液中含有少量的药物固体微粒，应选用金属散装填料，以便于定期拆卸和清洗。填料类型和规格自选。工作日每年工作日为30０天,每天2４小时连续运行。设计内容1、设计说明书的内容精馏塔的物料衡算;塔板数的确定;精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;精馏塔的塔体工艺尺寸计算;填料层压降的计算；液体分布器简要设计；精馏塔接管尺寸计算;对设计过程的评述和有关问题的讨论.摘要甲醇最早由木材和木质素干馏制的，故俗称木醇，这是最简单的饱和脂肪组醇类的代表物。无色、透明、高度挥发、易燃液体。略有酒精气味.近年来,世界甲醇的生产能力发展速度较快.甲醇工业的迅速发展，是由于甲醇是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。由甲醇转化为汽油方法的研究成果，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径.近年来碳化学工业的发展,甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中.甲醇化工已成为化学工业中一个重要的领域。目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化，总体的趋势是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料-—甲醇的价格还会稳步提高。国内又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备,同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的重点。本计为分离甲醇－水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐,设计对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备计算、热量衡算、换热器设计等工艺计算。。目录TＯC＼o”1—３＂＼ｈ＼ｚ\ｕHYPＥRLINK\l"_Toc313４5188９"第一章前言ﻩＰAGＥREF_Toc313４5１８８9\h5HＹPＥＲＬINK\ｌ＂_Toｃ313451８90"第二章。操作条件的确定 PAGＥREＦ＿Toｃ3１3４5１8９0\h6HＹPEＲLＩNＫ２．１操作压力ﻩＰAGＥＲEF_Tｏc3１345１８91\h6HＹPERＬINK\l＂_Ｔｏc３134５1８９2＂2．２进料状态ﻩPＡGEＲEF＿Toｃ31345189２\h7HＹＰERＬINK\ｌ"_Toc3１３４5189３"2.３塔釜加热方式ﻩPAGEＲＥＦ_Toc313451８9３\h７ＨYPERＬIＮK＼l”＿Toc3１3451８9４”2．4塔顶冷凝方式ﻩPＡGEREＦ_Toc３1３４５18９4\h7ＨYPERLＩNＫ\l”＿Ｔoc31３4５1８95＂2．精馏塔的物料衡算 PAGＥREＦ_Ｔoc3１３４5１８95\h８HYPＥRＬＩNＫ\l＂_Ｔoｃ3１345１89６＂2．1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量ﻩＰAGEREＦ_Toc３１３45１8９6\ｈ8HYPEＲＬINK\ｌ”_Ｔｏc3１３４518９7＂2．2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率ﻩPAGEＲＥF_Toc３13451897\h8HYPEＲLINK＼l"_Toc313４５１８98＂２.3物料衡算 PAGERＥF_Tｏc３１３451898\ｈ8HYＰERLINK３.１精馏塔平衡线的求取ﻩＰAGＥＲEF＿Ｔｏc３13４５１9０0\h９ＨＹPＥRＬINＫ\l＂＿Toｃ31345１９01＂3.2ｑ线的求取ﻩＰＡGEREF_Ｔｏc３13４５１901＼h１0ＨＹPＥRＬＩNＫ＼ｌ"_Tｏc31345１９02"3．3最小回流比的确定及操作回流比的确定ﻩPＡGEREＦ_Tｏｃ3１34５1９０2\h113．3.2解析法求最小回流比ﻩPAGEREF＿Toc3134５1904\ｈ１1HYＰEＲLINＫ\ｌ"_Toｃ３１３451９05”3。4精馏塔的气、液相负荷ﻩPAGＥRＥF_Tｏc31３４5１90５\h１2HYPＥRＬＩNK＼l”_Ｔｏｃ313４5１90６＂3．５精馏段操作线方程求解ﻩＰAＧEＲEＦ_Tｏc３1３45１906＼h１2HYPＥRLINＫ\ｌ＂_Toc3１3451907”3．６提馏段操作线方程求解ﻩPAGEREF＿Toc3１345１907\h１２HYPERLＩＮＫ\ｌ"_Toc３134５19０8"3。7理论板数的求解ﻩPAGＥRＥF_Toc31３45190８\ｈ１３HYＰEＲＬINK4.1液相平均粘度的计算ﻩPＡGEＲEF_Ｔoｃ313４5１９12\ｈ15HＹＰＥＲLINK\l＂＿Ｔoc31３451913"4．2精馏段和提馏段相对挥发度的计算 PAGＥREＦ＿Ｔoc3１３4５19１3\h1６ＨYＰERLIＮK４。3全塔效率EＴ的估算 PAＧEREF_Tｏｃ31345１914\ｈ16HＹPＥＲＬIＮＫ\ｌ"＿Tｏc313４5１９15＂4.4实际塔板数的计算ﻩPAＧＥRＥＦ_Ｔoｃ313４51９１５\ｈ16HＹPERLIＮK\ｌ＂_Toc313451９16"5．精馏塔的热量衡算 PＡGＥREF＿Ｔoｃ313451９１６\h17HＹPＥRＬIＮＫ\l"＿Tｏc3１３４５191７”5.1全凝器冷凝介质的消耗量ﻩＰＡＧEＲEF_Ｔoc３13４519１7＼h1７HYPERＬINK\l＂_Ｔｏc313451９18＂5．2再沸器的热负荷ﻩPAGERＥF_Ｔoｃ３134５１918\ｈ１８HＹPＥＲＬIＮK\ｌ"_Toｃ３13４51919＂６．精馏塔的工艺条件及物性数据的计算ﻩPAGERＥF_Tｏc313451９１9＼h2０ＨYPEＲLIＮK\l＂＿Ｔoｃ３134５１９20”6.1工艺条件ﻩPＡＧＥＲＥF_Toｃ313４5192０＼h20ＨYPＥRLＩＮK＼ｌ"_Ｔｏc3１3４５1９2１＂６。2平均摩尔质量与质量流量ﻩPAGEREF＿Toｃ３1３４5１9２1\ｈ20HＹPERＬＩNK＼l"_Ｔoc31３45192２＂６．2。1塔顶平均摩尔质量ﻩPAGＥREF_Toｃ313451922\h20ＨYＰERLＩNK6。2.6全塔平均摩尔质量与质量流量ﻩPAGEREF＿Toc31３４51927＼h22HYPERＬINK\l＂_Ｔoc３１34519２８"6。3平均密度计算 PAＧEREＦ_Ｔｏc3１３4519２8＼ｈ22HYPERLＩＮK＼l”_Toc３134519２9＂６。３.1气相平均密度的计算ﻩPＡGERＥF_Ｔoc313451929\h22HYPERLＩNK＼l”_Tｏc313４5１930"6.3。２液相平均密度计算ﻩＰAGEＲＥF_Ｔｏc31３4５193０\h2３ＨＹPERLIＮＫ\l＂_Tｏc3１34519３1"6。4液体平均表面张力计算ﻩＰAＧEREF_Toc31３4519３1＼ｈ24HYPＥRＬINK\l”_Ｔoc３1345１932”6．4．1塔顶液相平均表面张力的计算ﻩPＡＧEREF_Ｔoｃ31３4５1９32＼h2４ＨYＰERLＩＮK\ｌ”＿Ｔoc31345１９33”６.4.2进料板液相表面张力的计算ﻩＰＡGEREF_Toc31３４51933\h2４ＨYPＥRLINK\l＂_Ｔoc31３4５１９34”6．4。3塔釜液体表面张力的计算 ＰＡGEＲEF_Toc31３451９34\h25ＨYPERLINK＼ｌ"＿Toc３1345１935"６。５ﻩ液体平均粘度ﻩPＡＧＥREＦ＿Ｔｏc３1３45１9３5\h2５HYPＥRLＩNK＼l＂_Toc３1３451９3６＂７．ﻩ精馏塔的塔体工艺尺寸计算 PAGEREＦ_Toc3１34519３6\h2５ＨYPEＲＬIＮK\l"_Ｔｏc３１345193７”７.１填料类型的选择ﻩPＡGEREF＿Tｏｃ31345１937＼h２5HＹPＥRＬINK\l"_Ｔｏc3134５1938"7.2塔径的计算ﻩＰAGEREF_Ｔoc3134519３８\ｈ２6HYＰEＲＬIＮK＼ｌ"_Toｃ３13451９3９＂７.2。1精馏段塔径的计算 PＡＧEREF_Toｃ3１34519３9\h26ＨＹＰERLINＫ\l"＿Ｔｏｃ31３451940＂７。2．2提馏段塔径的计算ﻩPAＧEＲEF＿Tｏc31345194０\h27HYＰERLINK＼ｌ＂_Tｏc３13451９４1”7.3填料层高度的计算 PAＧERＥF_Ｔｏｃ3１3451941\h28HＹPＥRLIＮＫ＼l”＿Toｃ313451９42”7.3．１精馏段填料层高度的计算ﻩＰＡＧEＲEF_Tｏc3１3451９42＼h2８ＨYPEＲＬIＮK７．3。3散装填料的分段 PＡGＥRＥF＿Toc3134５1944＼h２９HＹPERLINK\l"_Toc3１３451945＂8。水利性质的检验 PAGＥRＥF_Toc313４５19４５\h２９ＨYＰEＲLＩＮK＼l＂_Ｔｏc３１3４51946＂8．１精馏段塔径校核 PAGEＲEF_Toｃ313451９46\ｈ29HYPＥRＬＩＮK\l＂_Toc３1３451９4７”8.2提馏段塔径校核ﻩＰＡGEREF_Toｃ31３45１94７\h30HYPＥRLINK\ｌ＂_Toc313４5１９48＂８.3填料规格校核 PAGＥＲEF_Ｔoc３1３4５19４8\h３0HＹPＥRLＩＮK\l”_Ｔoc313451949”8。4液体喷淋密度校核 ＰAGＥREF_Ｔｏc３134５１949＼h３0ＨYＰEＲＬINK\l＂＿Tｏｃ３１3451９５0”８.5填料层压降计算ﻩＰAGＥRＥF＿Ｔｏc3134５１9５0\h3０ＨYPERLINK＼ｌ"_Ｔｏc31３４51951"９ 液体分布器简要设计ﻩＰＡGEＲＥＦ_Toc3１３45１95１\h31HＹＰEＲLＩNK＼l”_Ｔoｃ３1345１9５2＂9。１液体分布器的选型 PAGEＲEF_Toc３１345195２\h３１HYＰERＬＩNK\l＂_Ｔoｃ３１３451953”9.2液体分布器的选择：ﻩPAGＥREＦ_Toc3１３4５1953\h32ＨYPＥＲＬＩNK\ｌ”_Toc3１3451954”９。３布液孔数ﻩPAＧEREF＿Tｏc3１3451９54\h３2HYＰERＬINＫ＼ｌ"＿Tｏc３13４5１９55”9.4喷淋孔直径ﻩPAGERＥF_Ｔoc313451９55＼h３３ＨYPERLＩNＫ＼ｌ”＿Tｏc３1３４51956”9。5分布器的液体喷淋高度ﻩＰＡGERＥF_Toｃ3１３４5１956\h33ＨＹPＥＲLＩNK\ｌ"＿Toc3１３45１９57＂10其他附属塔内件的选择ﻩＰAGＥREF＿Ｔoc31345１９５７\h３4HＹPEＲLINＫ＼l”＿Ｔoc３134５１9５8"10.１填料支承装置的选择ﻩPAＧEＲEＦ_Toｃ３１34519５8\ｈ34ＨYPERLINK\l”_Toc3134５1959"10．2填料压紧装置ﻩPAＧＥRＥF＿Ｔｏｃ３13４５1９５９\ｈ３５ＨYPERＬINK\l＂＿Toc31３45１960"10.3塔顶除沫器ﻩＰＡGEREＦ＿Toｃ３13４51960＼h3５HYＰERLINK11。精馏塔附属设备的计算与选择ﻩPAGEREF＿Toｃ313451961\h３６ＨＹPEＲLＩNK＼l＂＿Ｔoc313４５１962"11.1塔顶全凝器ﻩＰAＧEREF_Ｔｏc31３４5196２\h36HＹＰERLINK＼l”_Ｔoc3134５１9６３＂11．２塔底再沸器ﻩＰＡGEＲEF＿Tｏｃ31345１963\h３7ＨYＰERＬＩＮＫ＼l”＿Ｔoc313451964”11．3。精馏塔的附属高度ﻩPＡGEREF_Toc3134５１964＼h３8ＨYPＥRLIＮＫ\ｌ＂_Tｏc3１３45１９６５”12精馏塔接管尺寸计算ﻩＰAGEREF_Ｔｏｃ３134５１965\h39HＹPＥＲLINＫ\l”_Ｔｏｃ３13451９66"12．1塔顶蒸气出口管的直径dV ＰAGＥRＥF＿Ｔｏc３1３451966＼ｈ3９HYPＥRLIＮK１2．3进料管的直径dＦﻩＰAGEＲEF_Tｏc31３4５1９68\h４０HＹPＥRLＩNK\l”_Ｔoc３1３4５１9６9＂1２。4塔底出料管的直径ｄW ＰＡＧEREＦ_Tｏc3１34５19６9\h４0第一章前言前言在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保等部门，塔设备属于使用量大,应用面广的重要单元设备.塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热等单元操作中。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题。塔设备按其结构形式基本上可分为两类：板式塔和填料塔。填料塔结构简单,压降小，填料易用耐腐蚀材料制造.过去，由于填料本体及塔内构件不够完善，填料塔大多局限于处理腐蚀性介质或不适宜安装塔板的小直径塔。近年来，由于填料结构的改进和新型高效、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效率，又保持了压力降小及性能稳定的特点,因此,填料塔已经被推广到许多大型气液传质的操作中。填料塔操作时，液体自塔上部进入，通过液体分布装置均匀淋洒于填料层上,继而沿填料表面缓慢下流。气体自塔下部进入，穿过栅板沿着填料间隙上升。这样，气液两相沿着塔高在填料表面与填料自由空间连续逆流接触，进行传质和传热.甲醇－水属于难分离物系,选用填料精馏塔的分离效率较高,容易满足生产要求。第二章．操作条件的确定２。1操作压力根据课程设计任务书的要求，操作压力选为常压，塔底加热蒸气压力０．3Mpa（表压）。2.2进料状态进料方式有多种,但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外,饱和液体进料时原料液温度与板上液体的温度相近,故原料液全部进入提馏段，与精馏段的回流汇合作为提馏段内回流液。而提馏段上升的蒸汽量不会致冷凝而减小,故两段的上升蒸汽量相等,故精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。2。３塔釜加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是用蒸汽直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，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，但理论塔板数增加,费用增加.间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数,缺点是需增加加热装置。本设计塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐，加热介质选用0．3Ｍpa（表压）的饱和水蒸气。2。4塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器,用２5℃水冷凝.因甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体、冷凝后回流液和产品温度均不高,故无需进一步冷却,选用全凝器符合要求。2．精馏塔的物料衡算２。1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0。４６×32.0４+0．54×18.0２＝２4。47kg/kmｏlMD=0。997×3２．０４＋0。０0３×１８。02=3２.0０ｋｇ/kmolMＷ=0.00５×3２.04+0．99５×１8。０2=18。09ｋg／kmol2。２原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量:ＭＡ=32．0４kg／kmｏl水的摩尔质量:ＭB=1８.0２kg/kmolxF=(0.46/３2.0４）/[1／（0。４6×32.04+0.54×18。0２)］=0．3５１3xD＝(0.９9７/3２.0４）／［1/(0.９97×３2。04+０．003×1８.０2)］=０．99５8xW=（０．005／32.04）／[1／(0.0０5×32.04＋0．9９5×１8.02)］=０．００２8２．3物料衡算废甲醇溶液的处理量为3。６万吨／年，每年工作日为3０0天,每天2４小时连续运行原料处理量Ｆ3．6×10000×1000/（３0０×２４/２4.47）=２０4．3318ｋmol/h总物料衡算：F=D+Ｗ甲醇物料衡算：ＦｘF＝ＤxD+WxW204。３３1８×０.３513=0.9958D＋０。0０２8ＷW=２０4。3318—D解得：D＝7１.7１１6ｋmol/hW=１3２.6２０2kmoｌ/ｈ由η=得η＝=(71。７1１6×0．9558)/(２０4．331８×0．3５13)×10０％=９５.49%3.塔板数的确定3.1精馏塔平衡线的求取由α=x1表1常压下甲醇－水气液平衡组成与温度关系（p72)温度t/℃ｘｙα１000０9６.４0。020．１3４７．5８198693。50。040.234７。331５9３91.2０．060．3０４６。８429１289．3０．０８０。３６５6．61０236８7。7０．１00．４1８６．4６３91884.40。１50．5１76.0655628１．7０.20０．5795。５０118８7８.00.300．６６5４。63184175．3０。400。７2９4。０350５５７3。10.500。7793。５2４８8７7１．２0．6０0。8２53．１４2８5７６9．３０.700.８７０２.86813267．６0．800。９1５2.691176６６。00。９00．958２.53４39２65.０0.950．9792．4５36３464。５1。01.０所以α=所以平衡线方程为:y=4.4542根据α可以求出在不同温度下的汽相中甲醇的摩尔分数y,作图比较，如图1所示,其相差不大，在后面的计算中取用α计算的平衡线求解。图1平衡线图像3.2q线的求取设计中采用泡点进料，故ｑ=１ｑ线方程:y=故q线垂直于x轴，且过点(ｘF,ｘＦ),即（０．３5１3，0.3513）３.３最小回流比的确定及操作回流比的确定3.3.1作图法求最小回流比由精馏段的操作线斜率知：”RminRmin+1=故RminRmin+1故Ｒmiｎ=0。794０图23．３。2解析法求最小回流比求出平衡线与q线的交点为（Xq，Ｙq）=（0。351３，0.７069)馏出液的组成为ＸD，在图像上的坐标为（ＸD，XD），即(0．9９５８，0．９9５8）通过这两个点可将最小回流比时的精馏段操作线方程的斜率求出来，即Rmin=1α−1[由于甲醇—水属于难分离物系，操作回流比与最小回流比的值要大些．故取操作回流比R=3．5Rmin=3。5×0.８1２3＝2。843１3．4精馏塔的气、液相负荷精馏段下降液体的摩尔流量L=RＤ=２.84３1×７1．7116＝２０3．8833kmol/h精馏段上升蒸汽摩尔流量V＝（Ｒ＋1）D＝３.8４3１×71。7116=2７５。594９ｋｍoｌ/h提馏段下降液体的摩尔流L`=Ｌ＋qF=２０3。8８33+1×20４.3318=408．2151kｍol／h提馏段上升蒸汽摩尔流量Ｖ`=V+（ｑ-1)F=Ｖ＝275。59４9ｋmｏl/h3.5精馏段操作线方程求解y故yn+1＝0．7３98xｎ+０.25９1３。6提馏段操作线方程求解ym+１=Lym+１＝1.４812xm-0。0０１347３．7理论板数的求解3.7。１采用作图法计算理论板数图3理论板梯级作图法如图３所示，利用图解法可以求出理论板数为10块(包括再沸器）,自塔顶往下第５块板为进料板。故，当R=2．843１时,NＴ＝1０块(含再沸器)，精馏段理论板数N1=４块３.7．2采用逐板法计算理论板层数由得将=4.4５4２代入得相平衡方程(１）精馏段操作线y＝０．739８ｘ+0.2591（2）y1=ｘD=0。9958(3）联立（１）、（２）、（３）式,可自上而下逐板计算所需理论板数.因塔顶为全凝则由(１)式求得第一块板下降液体组成利用（２)式计算第二块板上升蒸汽组成为y２=0.73９８x１+0.2591交替使用式（1）和式(2）直到,则第n块板即为进料板，且精馏段理论板数为ｎ－1;然后改用提馏段操作线方程，直到为止,则提镏段理论板数为m-1。计算结果见表2．表２逐板法计算理论板层数板号12345x0.98160.９３7５0。81880。５8９6０．3388≤ｘFy０.99５80．9853０．9５27０。８６４９0．695３板号6７89１０x０.１８３６０.0７６90。02７7０.00920.00２８≤ｘwy0.５0０40．27060．１１２５0．0397０．０1２3精馏塔的理论塔板数为＝１0（包括再沸器)进料板位置4全塔效率的估算4．１液相平均粘度的计算Ａ-甲醇Ｂ—水进料黏度：根据表1，作关于t－ｘ图，在图上可查出当ｘF＝0.３5１3时，根据化学化工物性数据手册查得μ=xi塔顶物料黏度：同理可求得当xD=０.９９58时，，根据化学化工物性数据手册查得塔釜物料黏度:同理可求得当xw=0。０0２8时，，根据化学化工物性数据手册查得精馏段液相平均黏度:提馏段液相平均黏度：全塔液相平均密度:μL＝μ４。２精馏段和提馏段相对挥发度的计算根据表１，作x—α图查得则精馏段的平均挥发度提馏段的平均挥发度全塔的平均相对挥发度α=3４。3全塔效率ET的估算用奥康奈尔法（）对全塔效率进行估算:所以精馏段总板效率提馏段总板效率全塔总板效率４．4实际塔板数的计算精馏段实际板层数块提馏段实际板层数块全塔实际板层数块（不含再沸器）５。精馏塔的热量衡算５．1全凝器冷凝介质的消耗量对全凝器作热量衡算，以单位时间为基准，并忽略热量损失，则全凝器的热负荷:可以查得，所以ｋJ╱h选用２5℃水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃则由沃森公式计算塔顶温度下的潜热ﻫ表３沸点下蒸发潜热列表

沸点/℃蒸发潜热ΔH/（ｋJ/mol）/K甲醇6４。7０3５.26512。５水100。0040．706４7.1３ﻫ６4．５8℃时，对甲醇有Ｔｒ２＝ΔＨＶＡ＝35。26×１−０．６５９４１−０．６５９２０．３８＝３５．２５２１ｋＪIＶD－ＩLＤ=0。9958×35。2521+(１－0。９95８×3８.８636）＝３5.2673J/mｏlＱc＝3.８４31×71．7116×１0０0×3５。２6７３=9。71９５×１０6ｋJ/ｈ平均温度下的比热,于是冷却水消耗量为：Ｗｃ＝Ｑｃ5.2再沸器的热负荷选用0．3MＰａ（表压）下（温度为143．４℃）的饱和水蒸气为加热介质 ﻫ列表计算甲醇、水在不同温度下混合的比热容［甲醇单位：J/（mｏl·Ｋ)，水单位：kＪ/（kg·K)]

表4温度类别温度9９.28７6。68６4.5８甲醇1０1。3９4．2９8８．３0水蒸汽２.0341.96９１。９2４CPA97．７８９１。２９5CＰB2。00１51。９465甲醇:QＤ＝Ｄ７６．６８６４．５８ＣＰｄｔ＝ＤＣＰＡ２ｘＤ（６４．５８−７６．６８）＋ＤＭＤＣＰＢ２１−ｘＤ（６４．５８−７６．６８）＝−79111.904７ｋＪ／ｈﻫ水:QＷ=Ｗ９９．２８７６．６８ＣＰｄｔ＝ＷＣＰＡ１ｘＷ（７６．６８−９９．２８）＋ＷＭＷＣＰＢ１１−ｘＷ（７６．６８−0。3ＭPa（表压)下，饱和水蒸汽的汽化热r=2138．５ｋJ／kｇﻫ故加热蒸汽消耗量

Ｗh＝Ｑ6.精馏塔的工艺条件及物性数据的计算6．1工艺条件操作压力为常压操作温度:塔顶温度：tD=6４。５８℃塔釜温度：ｔＷ＝９9．28℃进料温度：tF=7６.6８℃精馏段平均温度:ｔJm=70.63℃提馏段平均温度:ｔTm=87.９８℃全塔平均温度：tm=80。18℃6。２平均摩尔质量与质量流量6。２。1塔顶平均摩尔质量xD=y１＝０．９958根据平衡线方程求得:x１＝0．9９18MVD=0．９95８×３2．０４＋（1-0.99５８)×１8。02=31.９８１1ｋg/kmｏｌMLD＝0。991８×３2．04＋（1－０。９９18)×１8．02=31。９2５0kg／ｋｍol６.２.2进料板层平均摩尔质量xF=0.35１3,根据平衡线方程求得：ｙF=０．７０69MVF＝０。7069×32.04＋(１—０.７０６9）×18．0２=27．93０7kｇ/kmolMＬF=０．35１３×3２.04+(1-０.３５13）×18。０２=2２。9452kg/ｋmoｌ６．2.3塔底平均摩尔质量xW=0．002８，根据平衡线方程求得：yW=0。0123５MVW=0.０１235×３2。04＋（1－0。012３５)×18．０2＝1８.１９31kｇ/kmｏｌMLW=0。0028×32。04+（１-０．0028）×1８．0２=18．０593kｇ/kmoｌ６.2。4精馏段平均摩尔质量与质量流量MVJ=(ＭVD＋ＭVＦ）/２＝(３1.9811+27．930７)/２=２9。9559kg／ｋmolMLＪ=(ＭLD+ＭLF)／2＝（31．９２50＋２2。945２）/2=27.435１kg/kmol精馏段平均质量流量:LＪm＝RＤMLJ＝2。84３1×71.71１6×27。４3５17=５5９3.5７16kg/hVJm=(R+１）DＭＶJ=３．8４３１×71。7116×29．９５59=8255.6918kg／h6.２。5提馏段平均摩尔质量与质量流量ＭＶT=(MＶF+MＶW）／2＝(2７。9307＋18。1931）/2=23.0６19ｋg/kmolMＬＴ=(MLF+MＬW）/2＝（２２.9４52+18。059３)/２=20。5023ｋｇ/ｋｍoｌ提馏段平均质量流量:LＴm＝L`MLＴ=4０8．２1５1×23。０619=9414。2１58kg／hＶTm=Ｖ`MVT＝27５．５9４9×23.0619=6３5５．74２0kg/ｈ6．2。６全塔平均摩尔质量与质量流量MVm=ＭMＬｍ=Ｍtm＝ｔＤ＋液相质量流量Ｌ气相质量流量Ｖ６。3平均密度计算6．３.１气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即全塔气相平均密度：精馏段气相平均密度：提馏段气相平均密度：6．3.２液相平均密度计算液相平均密度依下式计算,即塔顶液相平均密度的计算由，查化学化工物性数据手册得：进料板液相平均密度的计算由，查化学化工物性数据手册得进料板液相的质量分率塔釜液相平均密度的计算塔底液相的平均密度接近水的密度,查化学化工物性数据手册得在9９．28℃时水的密度为：ρLWｍ＝ρ水＝958。38kg/ｍ３精馏段液相平均密度为ρ水J=９7７．８1kｇ/ｍ3提留段液相平均密度：ρLTm=（841。８940＋95８．3８)/2＝900．1３７0kg／m３ρT水=９6５.34kg/ｍ3液相平均密度ρρ水＝971．8３ｋg/ｍ36。4液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算:δ=∑ｘi／δi６.4.１塔顶液相平均表面张力的计算由t=６４．58℃查化学化工物性数据手册得:δＡ=17．33mN／ｍδB=６４.3６mN/ｍδLＤm=0。99５8×１7．3３＋0.0０４2×64.36=１7。527５ｍN/ｍ６.4.２进料板液相表面张力的计算由t＝７6。６８℃查化学化工物性数据手册得：δA=１5。0４ｍN/mδB=62。69ｍN/ｍδＬFｍ＝０．3５1３＊1５.04＋0.6487＊62。69=４５。9５0６mN/ｍ6．４.3塔釜液体表面张力的计算塔釜液体的表面张力接近水的表面张力，即由t=99.28℃查化学化工物性数据手册得：δＬＷm＝δB＝５8．91mN／m精馏段液相平均表面张力为：δＬＪm＝（1７.52７5＋45.95０6）/２=31．7391mＮ/m提留段液体平均表面张力为：δLＴm=（4５.9５０６＋5８.91）／２=５2。4303mN／ｍ6.5 液体平均粘度计算见５.１7.ﻩ精馏塔的塔体工艺尺寸计算7．１填料类型的选择选用金属散装鲍尔环DＮ5０填料.因废甲醇溶液中含有少量的药物固体微粒，应选用金属散装填料，以便定期拆卸和清洗。阶梯环是对鲍尔环的改进.与鲍尔环相比，阶梯环高度减少一半,并在一端增加了一个锥型翻边。由于高径比减少,使的气体绕填料外壁的平均路径大为缩短，减少了气体通过填料层的阻力.锥型翻边不仅增加了填料的机械强度，而且使填料之间由线接触为主变为点接触为主，这样不但增加了填料间的空隙,同时成为液体沿填料表面流动的汇集点，可以促进液膜的表面更新，有利于传质效率的提高。阶梯环的综合性能优于鲍尔环，成为目前所使用的环型填料中最为优良的一种.同类填料，尺寸越小，分离效率越高，但阻力增加，通量减小，填料费用增加很多.而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低，根据计算故选用金属散装鲍尔环DN５0规格的。7。２塔径的计算7。2.1精馏段塔径的计算精馏段的气、液相质量流率为LJm=RDMＬJ=2.８431×71。７116×27．43５17＝５59３。57１6kg／hVJm=（Ｒ+1）DMVJ=3.843１×7１。７116×２9。９５５９=8２5５。6９18ｋg/h精馏段的气、液相体积流率为采用埃克特(Eekｅrt）通用关联图计算泛点气速横坐标为：查埃克特通用关联图得:u查表有：φ=12４m-１Ψ１=ρu取ｕ１=0。7uｍax１＝0．7×3．9927=２。78３６ｍ／ｓ由D7．2。2提馏段塔径的计算提馏段的气、液相质量流率为LTm=L｀MＬT＝408．2１51×23。06１９＝9４14．2158kg/ｈＶTm=Ｖ`ＭVＴ=２７5.5949×２３.０61９=６3５5．7420ｋg/h提馏段的气、液相体积流率为ＶST=ＬSＴ＝采用埃克特(Ｅｅｋeｒt)通用关联图计算泛点气速横坐标为:查埃克特通用关联图得:u查表有：φ=12４m-１Ψ2＝ρu取u2=０．7ｕｍａx2=０．７×4．3９4０=3。０63４m/ｓ由D圆整塔径,取D=1００0mｍ7.3填料层高度的计算采用等板高度法Z＝HETP×ＮＴ。常压蒸馏时ln(HＥTP）＝h－1.２9２ｌnσL+1．４７lnμＬ适用范围：1<δＬ〈36(mN/m）0．０8＜μL<0．８3(mＰａ·s）查表对于DＮ５０金属环矩鞍填料有:h=7.３7８17.3.1精馏段填料层高度的计算ｌｎ（ＨETP)=h—1。2９2ｌnδＬJ+１．４7ｌnμＬJδLJm=31．7391mＮ／m故（ＨＥＴＰ)J=1.10４9m精馏段填料层高度为：ZJ＝4×1．１04９=4。5６3６ｍＺ`J=1。３×ZＪ＝5．９327ｍ７。3．2提留段填料层高度的计算ln（HEＴP）＝h-1.2９2lnδＬＴ＋１.4７lnμLTδLTm=５2.4３０3ｍN/m故(ＨETＰ）T＝０。9489m提留段填料层高度为：ＺＴ＝5×0。9489=4．７44５ｍＺ′Ｔ=1.3×４。74４5=6．1６7９m填料层高度：Ｚ＝５。9327＋6．1６7９＝１2.１006ｍ≈１3m7.３.３散装填料的分段设计取精馏段填料层高度为6．５ｍ,提留段填料层高度为６。５m．对于鲍尔环填料，要求h/Ｄ＝５～１0．hmax≤6ｍ.由于填料层高度Z＞6ｍ，故填料层分三段，分别为４．5m，4．5ｍ,４m，在填料层中间设置液体再分布器。８。水利性质的检验8．1精馏段塔径校核精馏段空塔气速u１J=V泛点率校核：u1Ｊ/ｕｍａx１＝2。7５０８/3.9927＝68．９0%(在允许范围内50％-85%）填料规格校核:D/d=１０00/5０=20＞８液体喷淋密度校核：因填料尺寸小于75mm,故取最小润湿速率为（Ｌw）miｎ=０.08ｍ3/(m·ｈ)查附录化工原理课本下册第三章表3—６得:σ=1０9m2/m3uｍin=（Lｗ)ｍin×σ=０.０8/３６０0×10９=0。０024２2m3/（m2·s）操作条件下的喷淋密度为u＝０。0038７5/（π/４×D2)＝0.０0493６m3/(m２·s)>0。00242２m3/(ｍ２·ｓ）经核算精馏段选用塔径１000mm符合要求。8。2提馏段塔径校核提馏段空塔气速u1Ｔ＝V泛点率校核:ｕ2T／umａx2=2。8897／3。07５8=６5．7６%（在允许范围内5０％—8５%）8.3填料规格校核填料规格校核：D/d=1000/５０=2０〉88。４液体喷淋密度校核液体喷淋密度校核：因填料尺寸小于７5mm，故取最小润湿速率为（Lw）mｉn=０。08m3／(m·h）查附录化工原理课本下册第三章表３－6得:σ=１0９ｍ2/m3ｕｍiｎ＝（Lw）miｎ×σ=0．０８／３６00×109＝0．002422m３/(ｍ2·ｓ)操作条件下的喷淋密度为u=0。002583/（π/４×D2)=0．0０32９０m3/(m2·s）＞0。0０2４22m３/（m2·s）经核算提镏段选用塔径１000mm符合要求。8。５填料层压降计算采用埃克特(Ｅeｋeｒt）通用关联图计算填料层压降。对于精馏段有横坐标为:查表有:φP=98m－１Ψ1=ρ查埃克特通用关联图得：u查埃克特（Eｅkert）通用关联图得:△Ｐ/Ｚ＝８0×９．８1=784.8Ｐa/ｍ．精馏段填料层压降为:ΔPＪ=784。8×６。5=５。１012KPa对于提镏段有横坐标为:查表有:φP＝98m—1Ψ２=ρ查埃克特通用关联图得:u提留段填料层压降为:△P/Z=45×９。81=4４1。45Pa/m。ΔPT=４４1．4５×6.５=2.6９4ＫＰa填料层总压降为：ΔＰ=5.1012+2。8694＝７。9706KPa９ 液体分布器简要设计9。1液体分布器的选型由于塔径大于6００mm，故不宜采用莲蓬式喷淋器，良好的液体分布器应具备下列特点：液体分布均匀，气相通过的自由截面大，阻力小，操作弹性大,不易堵塞,不易造成雾沫夹带和泡沫，制造容易，安装方面。就液体分布的推动力来讲，液体分布可分为压力型和重力型２大类。当时，建议采用盘式分布器(筛孔式）９．2液体分布器的选择：按Eckeｒt建议值,,按分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。设计结果为：盘式分布器（筛孔式）分布盘直径：６０0ｍm分布盘厚度：４mm9．３布液孔数为了保证液体在塔内及填料层之间的均匀分布，液体必须提供足够的喷淋点.根据实际工程设计经验，建议规整填料的喷淋点数大于100个／m2；丝网填料的喷淋点数不少于１30个/m2.散堆填料的润湿相对比较容易，因而喷淋点数相对可以较少,一般在６0个/m2以上即可.当然,喷淋密度的选择可根据填料的特性和设备分离的工艺要求确定，其设计值通常在80～150,当喷淋点密度确定以后，就可以确定液体分布器的总喷淋点数，对于给定的喷淋点数，周边喷淋点距塔壁要有适当的选择此处根据表4选取ＤN50的鲍尔环喷淋点数为其最小喷淋点密度的2倍,即70个/m2,喷淋点与塔壁的距离选取４0mｍ,故总布液孔数为n=Sρ＝3。１4／4*（１-０.０4)2*７０＝50。6４１9≈55个9．4喷淋孔直径填料塔分布器的喷淋点多采用等边三角形或正方形布置，不同的排列方法虽然对分布点的覆盖率有一定影响，但通常对分离效率影响不大。实验证明,溢流孔以三角形排列比正方型排列更容易得到均匀的液体分布，故这里采用三角形排列。根据工程实际应用经验,为简化计算,孔流系数Cd根据打孔方式取值,冲孔时Ｃd=0。707，钻孔时Cｄ＝0．６2～0．63。根据实际使用情况及经验，小孔液位高度应满足h>２5mm，否则，将导致分布质量严重下降。最大高度ｈmａx距离分布器上端应至少25ｍm，考虑到实际生产中进液量的波动，设计液位应为分布器高度的5０％~７0％。按照流体力学的孔流公式，对槽式液体分布器，分布器的液体喷淋总量可表示为:Q=（π／4）d0２nＣd(2ｇh)1／2取Cd=０.62,h＝1/６D＝0。１67m，故喷淋孔直径：d０=4Q/(3．14＊n＊Cd／（２gｈ)1／２＝0。0081６３ｍ9.5分布器的液体喷淋高度Ｈ＝[4Vs／(３.14＊0。00163１＊0．０08１６３＊0。０0８163＊55＊0.６２）］2／（2ｇ)＝0．１６70ｍH`＝1。25H＝0。208在2００mm—500mｍ之间，符合设计要求。１０其他附属塔内件的选择1０．1填料支承装置的选择填料支承装置的作用是支承填料以及填料层内液体的重量，同时保证气液两相顺利通过。支承若设计不当,填料塔的液泛可能首先发生在支承板上。为使气体能顺利通过,对于普通填料塔，支承件上的流体通过的自由截面积为填料面的５0％以上,且应大于填料的空隙率。此外，应考虑到装上填料后要将支承板上的截面堵去一些，所以设计时应取尽可能大的自由截面。自由截面太小，在操作中会产生拦液现象。增加压强降，降低效率,甚至形成液泛。由于填料支承装置本身对塔内气液的流动状态也会产生影响,因此作为填料支承装置,除考虑其对流体流动的影响外，一般情况下填料支承装置应满足如下要求：(1)足够的强度和刚度,以支持填料及所持液体的重量(持液量），并考虑填料空隙中的持液量，以及可能加于系统的压力波动，机械震动，温度波动等因素.(2）足够的开孔率(一般要大于填料的空隙率）,以防止首先在支撑处发生液泛；为使气体能顺利通过，对于普通填料塔,支承件上的流体通过的自由截面积为填料面的50%以上,且应大于填料的空隙率。此外，应考虑到装上填料后要将支承板上的截面堵去一些,所以设计时应取尽可能大的自由截面。自由截面太小,在操作中会产生拦液现象。增加压强降，降低效率，甚至形成液泛。结构上应有利于气液相的均匀分布，同时不至于产生较大的阻力（一般阻力不大于20Ｐａ）；结构简单，便于加工制造安装和维修.要有一定的耐腐蚀性。因栅板支承板结构简单,制造方便，满足题目各项要求,故选用栅板支承板.栅板分三块根据化工单元设备设计（单位：mm)ＤＲt100０４905０×８48栅板1：（单位：mｍ)连接板长度38898073362２3８8栅板2：（单位:mm)连接板长度2945２40109250支承板数量:６支承圈尺寸（不锈钢)mｍDgD１D２厚度Ｓ质量／kg100０9９4８9４811210。２填料压紧装置为保证填料塔在工作状态下填料床能够稳定，防止高气相负荷或负荷突然变动时填料层发生松动,破坏填料层结构，甚至造成填料损失,必须在填料层顶部设置填料限定装置。填料限定可分为类：一类是将放置于填料上端，仅靠自身重力将填料压紧的填料限定装置,称为填料压板；一类是将填料限定在塔壁上，称为床层限定板.填料压板常用于陶瓷填料,以免陶瓷填料发生移动撞击,造成填料破碎.床层限定板多用于金属和塑料填料，以防止由于填料层膨胀，改变其开始堆积状态而造成的流体分布不均匀的现象.一般要求压板和限制板自由截面分率大于7０%。本设计由于使用金属填料,故选用床层限制板。1０。３塔顶除沫器由于气体在塔顶离开填料塔时,带有大量的液沫和雾滴,为回收这部分液相，经常需要在顶设置除沫器.根据本精馏塔的特点,此处用金属丝网除雾器.气速的计算取K=0．０9u=K＊[（ρL－