设计16000吨甲醇-水连续填料蒸馏塔.doc

化工原理课程设计任务书设计题目：16000吨甲醇-水连续填料蒸馏塔 学 院： 专 业： 班 级： 学 号： 姓 名： 指导老师： 二零一四年五月 目录 一、摘要及设计任务书 2二、设计的方案介绍 . 4三、工艺流程图及其简单说明 . 5四、操作条件及精馏塔工艺计算 . 7五、精馏塔物料及相关物性的计算 . 15六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 20七、附属设备及主要附件的选型计算 . 24八、参考文献 . 279、 甲醇水精馏塔设计条件图 21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无色、透明、高度挥发、易燃液体。略有酒精气味。分子式 c-h4-o。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。近年来碳一化学工业的发展，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是至关重要的。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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。 关键字：精馏 泡点进料 物料衡算一、设计任务书甲醇散堆填料精馏塔设计：1、处理量：16000 吨/年(年生产时间以7200小时计算)2、原料液状态：常温常压3、进料浓度： 41.3%(甲醇的质量分数) 塔顶出料浓度： 98.5%(甲醇的质量分数) 塔釜出料浓度： 0.05%(甲醇的质量分数)4、填料类型：dn25金属环矩鞍散堆填料5、厂址位于南昌地区二、设计的方案介绍1、进料的热状况精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受南昌季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。2、精馏塔的操作压力在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。对于甲醇水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，容易分离。因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在101.325kpa下。由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。3、精馏塔加热与冷却介质的确定 在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确控制加热温度。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以133.3 总压是300 kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。 冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要因地制宜充分考虑。南昌市地处亚热带，夏天室外平均气温28。因此，计算选用28 的冷却水，选择升温10，即冷却水的出口温度为38。4、回流比的确定塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值范围为：根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用。 5、填料的选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。填料按装填方式可分为散装填料和规整填料。本设计选用散装填料散装金属环矩鞍填料。环矩鞍填料将环形填料和鞍形填料两者的优点集于一体，其综合性能优于鲍尔环和阶梯环，又由于本设计的物系为甲醇水不易腐蚀，故选用金属环矩鞍填料dn=25mm。三、工艺流程图及其简单说明1、工艺流程图(附图一)2、工艺流程简介来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下水道。加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。在流程设计上，釜出液为100左右的高温水，热值高，将其送回热水循环管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于节能考虑。在流量控制上采用自动控制，有利于节约劳动力，并使过程控制精确，并可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常维护，因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。3、精馏塔塔顶的冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，并且也容易被水冷凝，塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。 4、塔顶的回流方式 对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精馏塔略高的地方，液体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，并且设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。5、精馏塔塔釜的加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。四、操作条件及精馏塔工艺计算： 本设计任务是分离甲醇水的混合物。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回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。回流比设定为最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。(一)物料衡算1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：ma32 kg/kmol 水的摩尔质量： mb18 kg/kmol xf41.3% ， xd98.5% ， xw0.05% (均为质量比) xf (xf / ma ) / xf/ma (1xf)/ mb (41.3/ 32) / (41.3/ 32 58.7/ 18 ) 28.35% xd (xd / ma ) / xd /ma (1xd) / mb (98 .5/ 32) / ( 98.5 / 32 1.5 / 18 ) 97.36% xw (xw / ma ) / xw / ma (1xw) / mb (0.05 / 32) / ( 0.05 / 32 99.95 / 18 ) 0.028%2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 mf28.35% 32 71.65% 1821.969kg/kmol md97.36%322.64%1831.63 kg/kmol mw0.028%32 99.972%1818.891 kg/kmol3、物料衡算 原料处理量：f16000 t/y（16106 / 7200）/21.969101.15kmol/h 总物料衡算：101.15d w 甲醇物料衡算：101.1528.35% d97.36% w0.028% 得 d29.274kmol/h w71.903kmol/h相关数据如列表1所示：表1 塔顶、塔底、进料液的物料数据塔顶xd98.5%xd97.36%mf21.969kg/kmolf101.15kmol/h进料液xf41.3 %xf28.35% md31.63 kg/kmol/hd29.247kmol/h塔底xw0.05%xw0.028% mw18.891kg/kmolw=71.903kmol/h(二)理论塔板数的确定 甲醇水属于理想物系，可采用以下方法求解理论塔板数：拟合相平衡曲线后逐板计算法. 在101.3kpa的总压下，甲醇和水的混合物系的xy图是建立在汽液平衡数据下，表示的是不同温度下互成平衡的汽液两相组成y与x的关系。对于理想物系，汽相组成y恒大于液相组成x，因此相平衡线位于yx对角线上方。平衡线偏离对角线越远，表示该溶液越容易分离。如果已知甲醇和水的混合物系的汽液平衡关系，即汽液平衡数据，则离开理论板的互成平衡、温度相等的汽液两相组成yn与xn之间的关系就可以确定。若知道由该板下降的液体组成xn及由它的下一层塔板上升的汽相组成yn+1之间的关系，从而塔内各板的汽液相组成可逐板予以确定，从而便可以求得在指定分离条件下的理论板层数。(1) 由手册查出甲醇水汽液相平衡数据，如表2；拟合出相平衡方程及作出xy图，如图1.表2 甲醇水汽液相平衡数据1温度t/c液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数温度t/c液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数1000078.140.29420.665899.410.00170.012576.520.35240.704499.250.00350.025075.340.40210.734197.800.01230.088974.220.45430.759597.350.01410.097573.210.50220.785396.920.01980.121471.950.56280.812395.820.02580.158970.900.62430.835095.060.03300.188269.150.71730.877394.130.03570.214568.070.78980.909892.240.05250.274667.570.82310.922590.000.07400.356067.170.84260.930088.570.08720.395066.900.85740.938586.930.10790.440066.890.87200.942285.370.12890.477665.980.91850.963883.380.16350.537065.730.92950.968281.950.19120.572465.710.93800.971280.250.23270.616264.680.98850.994779.060.26840.648364.651100.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.20.40.60.81xy图1：甲醇-水汽液相平衡图在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后，可得出汽相组成y和液相组成x的函数关系式：y 0.001877.03393x 40.64685x2 157.6139x3 388035736x4 598.11499x5 554.46395x6 282.15362x760.45038x8 (2) 求最小回流比及操作回流比由于本设计采用的是泡点进料，q1， xqxf0.2835根据拟合得到的yx方程，可得到 yq0.658最小回流比 rmin(xdyq) / (yq xq) 可得到 rmin0.843 所以回流比 r2rmin20.8431.686 (3)求精馏塔的汽、液相负荷 lrd1.68629.24749.310kmol/h v(r1) d2.68629.24778.557kmol/h llf49.310101.15150.460kmol/h vv78.557kmol/h(4)精馏段和提馏段的操作线方程精馏段操作线方程为： y(r/ r+1)x xd/（r+1）(1.686/2.686)x 0.9736/2.686 0.628x 0.3395提馏段操作线方程为：y(l/v)x (w/ v)xw (150.460/78.557)x(71.903/78.557)0.000281.915x0.000256(5)逐板计算法求理论塔板数规定塔釜是第一层塔板，从下往上依次命名为第2、3n块。一连续精馏塔，泡点进料，塔釜间接蒸汽加热。本设计从塔底液相组成开始计算。根据理论板的概念，从塔釜下降的液相组成xw与y1应互成平衡，就可以利用相平衡方程求出y1.从第二层塔板上升的蒸汽组成y1与x2符合提馏段操作关系，故可用提馏段操作线方程由y1求得x2。同理，x2与y2为平衡关系，可以用平衡方程由x2求得y2，再用提馏段操作线方程由y2求得x3。如此交替利用平衡方程及提馏段操作线方程进行逐板计算，直到x7xf时，则第6块板是加料板。由于对于间接蒸汽加热，再沸器内汽液两相可视为平衡，因此再沸器相当于一层塔板。因此提馏段所需的理论板层数是5。然后改用精馏段操作线方程由y6求得x7，再利用相平衡方程由x7求得y7。如此重复计算，直到计算到x13xd为止。因此，根据计算结果精馏段所需的理论板层数是6.5。在计算过程当中，每使用一次平衡关系，便对应一层理论板。逐板计算的结果是精馏塔理论塔数为11块，提馏段5块，精馏段6.5块，进料板是第5块(不包括再沸器)。(三)热量衡算1、求塔顶温度td，塔釜温度tw，进料温度tf(1)塔顶温度td 由于确定了塔顶操作压力和液相组成，可以采用试差法计算。先假设泡点，分别代入安托尼方程求算纯组分的饱和蒸汽压，再由泡点方程核算假设的泡点。确定液相温度。汽相温度与液相温度相差不大，可近似看作相等。假设泡点t65.19，则纯组分的饱和蒸汽压为：对甲醇 p*a104.07 kpa对水 p*b25.23 kpa将以上数据代入泡点方程： x=(101.325-25.23)/(104.07-25.23)= 0.965 = xd可得：td 65.19(2)塔釜温度tw(内插法)数据如表所示：温度t/c液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数10000twxw 0.000225/99.410.00170.0125 （来源自表2） 可得： (00.0017) / (00.000225) (10099.41) / (100tw) tw99.93c(3)塔进料温度tf数据如表所示：温度t/c液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数86.930.10790.4400tfxf 0.111/85.370.12890.4776 （来源自表2）可得： (0.12890.1079) / (0.1110.1079) (85.3786.93) / ( tf86.93) tf86.7c2、热量衡算(1)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 塔顶馏出液的焓 ivdildxd hv甲(1xd) hv水其中 hv甲 甲醇的蒸发潜热 hv水 水的蒸发潜热蒸发潜热与温度的关系：h v2 hv1 (1tr2) / (1tr1) 0.38 表3 沸点下蒸发潜热列表3组分沸点t /c蒸发潜热 hr / (kj/ kmol)tc / k甲醇 64.735286.731512.6水10040724.152647.3 塔顶温度下的潜热计算：td65.19c时对甲醇，tr1t1/ tc(273.1565.19) / 512.60.66tr2t2 / tc(273.1564.7) / 512.60.659蒸发潜热hv甲35286.731(10.66) / (10.659) 0.3835247.37 kj/ kmol 对水，同理可得，tr2t2 / tc0.523 tr1t1 / tc0.576蒸发潜热hv水40724.152(10.523)/(10.576)0.3842581.49 kj/kmol 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ivdild0.96535247.37(10.965) 42581.4935504.07 kj/kmolqc(r1)d(ivdild)4.0313.04735504.071866926.135kj/h(2)冷却介质消耗量常温下t35c 时，cpc1 kcal (kgc)1 且1 kcal/kmol4.1868 kj/kmol可得 wc qc/ cpc(t2t1)(1866926.135/4.1868) / 1(4535)44590.76 kg/h(3)加热器的热负荷及全塔热量衡算表4 甲醇，水不同温度下的比热容单位：kcal/(kgc) 组分td 65.19 ctf 86.7 c平均值tw 99.93 ctf 86.7 c平均值甲醇0.7250.780.7530.840.780.81水0.9991.0031.0011.0081.0031.006可得 ：甲醇 cp1ave(td tf)0.753(65.1986.7)16.20 cp1ave (tw tf)0.81(99.9386.7)10.716 水 cp2ave(td tf)1.001(65.1986.7)21.53cp2ave (tw tf)1.006(99.9386.7)13.31 cp(df) dt cp1avexdcp2ave(1xd) (65.1986.7)0.7530.981.0010.02(21.51)16.32 cp(wf) dt cp1avexwcp2ave(1xw)(99.9386.7)0.820.00041.0060.999613.2313.31 且已知 d13.047kmol/h w100.596kmol/h d411.2 kg/h w1811.1 kg/h qddcp(df)dt 411.2(16.32)6709.91kcal/h1602.64kj/h qww cp(wf)dt1811.113.30824102.12kcal/h5756.59kj/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 1602.645756.59186692680kj/h 195106 kj/h塔釜热损失为10，qs qs / 0.9 = 2.17106 kj/h其中 qs 加热器理想热负荷 qs 加热器实际热负荷 qd 塔顶馏出液带出热量 qw 塔底带出热量(5)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 =2.17106 / 2168.1 =1000.87 kg/h表5 热量衡算数据结果列表符号qcwc qf qd qwqswh数值1866926.1kg/h44590.76kg/h01602.64kj/h5756.58kj/h1.95106kj/h1000.87kg/h五、精馏塔工艺条件及有关物性的计算1、塔顶条件下的流量及物性参数 xd98% ， xd0.965 ， mldmvd31.51 kg/kmol ，d13.047kmol/h ， d411.15 kg/h，td65.19c (1)汽相密度：vd(mvd/22.4)(to/t)(p/po)(31.51/22.4)273.15/(273.1565.655)1.134 kg/m3(2) 液相密度：td65.19c ， 查常用溶剂相对密度表可得：甲醇 735 kg/m3 表6 不同温度下水的密度温度t/c密度/ (kg/m3)60983.2td65.19c水70977.78内插法求解 (977.78983.2) / (977.78水)(7060) / (7065.19) 可得水980.135 kg/m31/ld xd/甲醇 (1 xd)/ 水 ， ld 740.74 kg/m3(3)液相粘度：td65.19c ，查有机化合物液体粘度表可得，甲醇0.33 mpas 表7 不同温度下水的粘度温度t/c粘度/(mpas)600.47td65.19c水700.414内插法求解 (0.4140.47)/(0.414水)(7060)/(7065.19) 可得水0.43 mpas ， ld0.334 mpas(4)液体表面张力：td65.19c ，查醇类水溶液表面张力图可得，甲醇26.5mn/m表8 不同温度下水的表面张力温度/c表面张力/(mn/m)6067.5td65.19水7065.6内插法求解 (65.667.5)/(水67.5)(7060)/(65.1960) 可得水65.14 mn/mld甲醇 xd水(1 xd)26.50.96565.140.03527.853 mn/m 表9 精馏塔顶部数据结果列表符号mldmvdvdldldld数值31.51 kg/kmol31.51 kg/kmol1.134 kg/m3746.27 kg/m30.334 mpas27.853mn/m2、塔底条件下的流量及物性参数：xw 0.04% ，xw 0.0225% ，mvw mlw18.00315 kg/kmol ， w1811.07 kg/h ，tw99.93c(1)汽相密度：vw(mvw/22.4)(to/t)(p/po)(18.00/22.4)273.15/(273.1599.93)0.588 kg/m3(2)液相密度：tw99.93c ，近似可以看成是100cld 958.4 kg/m3(3)液相粘度：tw99.93c ，查饱和水的物性参数表可得，水0.288 mpas lw 水0.288 mpas(4)液体表面张力：tlw99.93c ，查饱和水的物性参数表可得，水60.0mn/mld甲醇 xd 水(1 xd) 水60.0mn/m表10 精馏塔底部数据结果列表符号mlwmvwvwlwlwlw数值18.00 kg/kmol18.00 kg/kmol0.588 kg/m3958.4 kg/m30.288mpas60.0 mn/m3 、进料条件下的流量及物性参数： xf 18.2% ，xf 11.1% ，mlf 19.554 kg/kmol ， f113.65kmol/h ， f2222.23 kj/h ， tf86.7c(1)汽相平均相对分子量：根据甲醇水汽液相平衡方程，xf 11.1%，可得yf 0.4502mvf 0.4502 320.5498 18 24.303 kg/kmol(2)汽相密度：vf(mvf/22.4)(to/t)(p/po)(24.303/22.4)273.15/(273.1586.7)0.824 kg/m3(3)液相密度：tf86.7c， 查常用溶剂相对密度表可得：甲醇 715.64 kg/m3同以上塔顶温度下水的密度求解，利用内插法可得：水967.45 kg/m3 1/lfxf/甲醇(1 xf)/ 水 ，可得 lf 909.1 kg/m3(4)液相粘度：tf86.7c ，查有机化合物液体粘度表可得，甲醇0.27 mpas 同理用内插法可得：水0.329 mpas ，lf0.322 mpas(5)液体表面张力：tf86.7c ，查醇类水溶液表面张力图可得，甲醇24.5 mn/m同理用内插法可得：水61.32 mn/mlf甲醇xf 水(1xf)24.50.11161.320.88957.233 mn/m表11 精馏塔进料数据结果列表符号mlfmvfvflflflf数值19.554 kg/kmol24.303 kg/kmol0.824 kg/m3909.1 kg/m30.322 mpas57.233 mn/m4、精馏段的流量及物性参数：(1) 汽相平均相对分子质量 mv1(mvdmvf) /2 (31.51 24.303)/2 27.91 kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量 ml1(mldmlf) /2 (31.51 19.554)/2 25.53 kg/kmol(3) 汽相密度 v1(vdvf) /2 (1.134 0.824)/20.979 kg/m3(4) 液相密度 l1(ldlf) /2 (746.27909.1)/2836.68 kg/m3(5) 液相粘度 l1(ldlf) /2 (0.3340.322)/20.328 mpas(6) 汽相流量 v1(r1)d4.0313.04752.58kmol/h v152.5927.911467.79 kg/h (7) 液相流量 l1rd3.0313.04739.53kmol/h l139.5325.531009.2kg/h 5.提馏段的流量及物性参数：(1) 汽相平均相对分子质量 mv2(mvwmvf)/2 (18.00 24.303)/2 21.15 kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量 ml2(mlwmlf)/2 (18.00 19.554)/2 18.78 kg/kmol(3) 汽相密度 v2(vwvf) /2 (0.588 0.824)/20.706 kg/m3(4) 液相密度 l2(lwlf) /2 (958.4909.1)/2933.75 kg/m3(5) 液相粘度 l2(lwlf)/2 (0.2880.322)/20.305 mpas(6) 汽相流量 v2v152.59kmol/h v252.5921.151112.28kg/h (7) 液相流量 l 2l 1f39.53113.65153.18kmol/h l 2153.1818.782876.7kg/h表12 精馏段，提馏段数据结果表精馏段提馏段汽相平均相对分子质量27.91 kg/kmol21.15 kg/kmol液相平均相对分子质量25.53 kg/kmol18.78 kg/kmol汽相密度0.979 kg/m30.706 kg/m3液相密度836.68 kg/m3933.75 kg/m3液相粘度0.328 mpas0.305 mpas汽相摩尔流量39.44 kmol/h39.44 kmol/h汽相质量流量1100.77 kg/h834.156 kg/h液相摩尔流量29.65 kmol/h114.89 kmol/h液相质量流量756.96 kg/h2157.6 kg/h六、精馏塔塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算填料塔直径依据流量公式计算，即式中的气体体积流量vs由设计任务给定，因此主要是确定空塔气速u。本设计采用的泛点气速法确定。泛点气速是填料塔操作气速的上限，填料塔的操作空塔气速与泛点气速之间的关系：对于dn25金属环矩鞍散装填料：u / uf = 0.50.85泛点气速采用贝恩霍根关联式计算，即查得，dn25金属环矩鞍散装填料，m2/m3，(1)精馏段塔径计算：将v0.979 kg/m3，l836.68 kg/m3，l0.328 mpasl1wl29.6525.53756.96 kg/h，v1wv39.4427.911100.77 kg/h代入上式可以求得: uf3.45 m/s空塔气速： u0.75uf0.753.45=2.588 m/s t = (tf td)/2 = (86.765.19)/2 75.945 体积流量：vs=39.448.31(75.945273.15)/(36001000.979)=0.325 m3/s可得d = 4vs / (u) 1/2 = 40.325 / (3.142.588) 1/2 = 0.39 m圆整后，d=400 mm ， 对应的空塔气速u=1.725 m/s校核d / d= 400 / 25 = 16 8，符合条件。(2)提馏段塔径计算将v0.706 kg/m3，l933.75 kg/m3，l0.305 mpasl1wl2157.6 kg/h，v1wv834.156 kg/h代入上式可以求得: uf3.4m/s空塔气速： u0.75uf0.753.4=2.55 m/s t = (tftw)/ 2 = (86.799.93) / 2 93.315 体积流量：vs=39.448.31(93.315273.15) / (36001000.706)=0.473 m3/s d= 4vs/ (u) 1/2 = 40.473 / (3.142.355) 1/2 = 0.50m圆整后，d=500mm ，对应的空塔气速u=2.55m/s校核d / d = 500 / 25 = 20 8，符合条件。(3)全塔塔径的确定精馏段塔径圆整后，d=400mm，提馏段塔径圆整后，d=500mm。因此，选用d=500mm为精馏塔的塔径。(4)最小喷淋密度的校核填料塔中汽液两相间的传质主要是在填料表面流动的液膜上进行的。要形成液膜，填料表面必须被液体充分润湿，而填料表面的润湿状况取决于塔内的液体喷淋密度及填料材质的表面润湿性能。液体喷淋密度是单位塔截面积上，单位时间内喷淋的液体体积量，u表示。精馏段：u4l / (d2l)4765.318 / (836.680.15213.14)7.57 m3/ (m2h) 提馏段：u4l / (d2l)42157.6 / (933.750.253.14)11.78 m3/ (m2h)为保证填料层的充分润湿，必须保证液体喷淋密度大于某一极限值，该极限值称为最小喷淋密度，以umin表示。最小喷淋密度是以下式计算：取m3/ (mh)，a=185 m2/m3可得 m3/ (m2h)从计算上看精馏段与提馏段的喷淋密度都小于计算出的最小喷淋密度。在吸收操作中，最小喷淋密度可能会达到计算得出的这个值，但是在精馏过程中，最小喷淋密度可能只有所计算得的1/3，甚至更小。故符合条件。2、塔高的计算对于dn25金属环矩鞍填料，一般取的hetp =355485mm。本设计选用hetp = 450mm。(1) 精馏段的填料层高度在精馏段，空塔气速u2.588 m/s，精馏塔的塔板数是6.5。z=hetpnt = 0.456.5=2.925 m采用上述方法计算出填料层高度后，留出一定的安全系数，取0.1 z= 1.1z= 1.12.925=3.2175 m (2) 提馏段的填料层高度在提馏段，空塔气速u2.55 m/s，精馏塔的塔板数是5。z=hetpnt = 0.455=2.25 m采用上述方法计算出填料层高度后，留出一定的安全系数，取0.1z=1.1z=1.12.25=2.475 m (3) 精馏塔的填料层高度 z=3.222.475=5.695 m3、填料层压力降的计算本设计中，散装填料的压降值由埃克特通用关联图来计算。计算时，先根据有关物性数据求出横坐标值，再根据操作空塔气速、压降填料因子以及有关的物性数据，求出纵坐标值。通过作图得出交点，读出过交点的等压线值，得出每米填料层压降值。查得，dn25金属环矩鞍散堆填料的压降填料因子m1。(1) 精馏段的压降经计算得：横坐标： 0.0235纵坐标： 0.0449查埃克特通用关联图，可得 p/z=309.81=294.3 pa/m因此，精馏段的压降 p1=294.33.22=947.65 pa(2) 提馏段的压降横坐标： 0.0711纵坐标： 0.0249查埃克特通用关联图，可得 p/z=1009.81=981 pa/m因此，提馏段的压降 p2=9812.475= 2427.98 pa(3) 精馏塔的压降 p=947.652427.98 = 3375.63 pa 表13 精馏塔各部分工艺尺寸及相关物性参数精馏段提馏段全塔空塔气速(m/s)2.5882.355塔径(m)0.390.50.5每米填料层压降(pa/m)294.3981总压降(pa)947.652427.983375.63填料层高度(m)3.222.4755.695七、附属设备及主要附件的选型计算1、 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35，出口温度是45。原料液是泡点回流，进出口温度基本相等。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本设计选用的列管换热器是g40021622。2、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 ) = 1.622106 / (4186.833.3)11.63 m2 本设计选用的列管换热器是g27312516。3、塔内管径的计算及选择 本设计选用的是热轧无缝钢管。(1) 进料管：选用wf=0.6m/s df = 4f/ (3600wflf) 1/2 = 41666.7 / (36003.140.6909.1) 1/2 = 0.033 m 圆整后，选用的是 = 38mm 。(2) 回流管：选用wr=