年处理1089009吨甲醇水溶液连续精馏塔设计-毕业论文

北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 诚信申明诚信申明 本人申明： 我所呈交的本科毕业设计（论文）是本人在导师指导下对四年专业知识而进 行的研究工作及全面的总结。尽我所知，除了文中特别加以标注和致谢中所罗列 的内容以外，论文中创新处不包含其他人已经发表或撰写过的研究成果，也不包 含为获得北京化工大学北方学院或其它教育机构的学位或证书而已经使用过的 材料。与我一同完成毕业设计（论文）的同学对本课题所做的任何贡献均已在文 中做了明确的说明并表示了谢意。 若有不实之处，本人承担一切相关责任。 本人签名：年月日 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） II 年处理年处理 1089009 吨甲醇吨甲醇水溶液连续精馏塔设计水溶液连续精馏塔设计 罗浩猛 理工院应用化学应化 0901 班学号 090105009 指导老师： 刘雪凌讲师 摘摘要要 精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异通过多次部分汽化、 部分冷 凝实现液体混合物的分离并混得高纯的产品的化工单元操作， 是物质在两相间的 转移过程。本设计的主要内容是年处理 108009 吨甲醇产品的连续精馏塔，以浮 阀塔为精馏设备分离甲醇和水，塔顶采用的是全凝器，进料方式是泡点进料，工 艺设计流程，塔内部设计方案。产出液相分率为 97%，通过进行物料衡算与能量 衡算， 计算出塔中各部位的物料比重，进行一些设备计算时及时对所计算出的数 据进行校核，检验计算出的数据是否符合要求，不符合及时修正。根据自己的计 算数据，选择符合要求的附属设备。最终设计出合格的塔设备完成生产需要。 关键词：关键词：甲醇连续精馏塔工艺设计塔内部设计 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） III Annual processing 1,089,009 tons of methanol aqueous continuous distillation column design Abstract The distillation is the use of volatile difference of each component in the liquid mixture was by multiple partially evaporated, partially condensed to achieve separation of a liquid mixture and fared high purity products of the chemical unit operation, material transfer process in two phases. The design of processing 108,009 tons of methanol continuous distillation, separation of methanol and water valve tower distillation equipment, the top of the tower is full condenser feeding method is the bubble point feed, process design process, the tower design. Output liquid phase fraction of 97%, count by material balance and energy balance to calculate the proportion of various parts of the material in the tower, some equipment the calculation of the calculated data in a timely manner verification, testing calculated data meets the requirements, do not meet the timely correction. According to their calculations, to meet the requirements of the ancillary equipment. The final design of the tower of qualified equipment to complete production needs. Key words:methanolcontinuous distillationcolumn process design tower interior design 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） IV 目目录录 前言.1 第 1 章设计方案的确定.2 第 2 章浮阀塔的工艺计算.4 第 2.1 节物料衡算.4 第 2.2 节各项基础数据.8 第 2.3 节能量衡算.11 第 2.4 节理论塔板数和实际塔板数的计算.12 第 2.5 节浮阀塔的工艺条件及有关物性数据的计算错误！未定义书签。错误！未定义书签。 第 3 章浮阀塔塔径及塔板结构的计算. 17 第 3.1 节塔径的初选和初步核算. 17 第 3.2 节塔板上结构设计及校核. 20 第 3.3 节塔板布置.21 第 3.4 节塔板的流体力学验算.23 第 3.5 节塔板负荷性能图.25 第 3.6 节主要接管尺寸的选取.30 结论.32 附录.36 参考文献.41 致谢.43 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 1 前前言言 精馏设备是化学工业、石油工业、石油化工等生产中最重要的设备之一。利用液 体混合物中各组分发挥性的差异将其分离的化工单元操作就叫做蒸馏，如果进行多次 部分汽化和部分冷凝，最终得到较纯的两组分，这个过程就称为精馏1。 精馏技术广泛应用于各类精细化学品的生产中，它不仅用于最终产品的精制，还 用于原料的提纯、所用容积和废料的回收等方面，而且在某些精细化学品的生产中， 还直接参与反应过程。精馏过程是一个复杂的传质传热过程，表现为：过程变量多， 控制变量多， 可操纵的变量也多； 过程动态和机理复杂2,3。 精馏塔作为重要分离设备， 设计方法也得到了逐步改善。其方法有逐板计算法、矩阵法、松弛法等4。精馏是化 工中首选的分离过程，虽然有许多优点，但是能耗特别大，为节能，国内外已研制出 一些节能型耦合精馏塔：反应与精馏耦合的塔5；精馏与其他分离过程耦合的塔（吸 附-精馏耦合、结晶-精馏耦合等） ；精馏-精馏耦合的塔：热耦精馏塔(Petlyuk Column)； 内部热耦合精馏塔(ITCDIC 6)；分隔壁精馏塔(Dividing wall column 简称 DWC)。 甲醇是最重要的有机酸之一，是重要的有机化工原料之一，在有机化学工业中处 于重要地位。近几十年来，随着人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰 富，积累的设计数据比较完整，对设计有所帮助，在此基础之上，优化精馏塔的设计 在对节省投资，降低能耗具有重要的意义7。因此设计浮阀塔比较合适。我国的精馏 技术已接近或达到国际先进水平，提高精馏水平，对于降低化工过程的能耗，提高生 产效率有重要意义。先进的精馏技术还可大幅度提高产品的质量，减少生产过程中的 废品率，提高原料的利用率，并可极大促进绿色精细化工的发展。 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 2 第第 1 章章设计方案的确定设计方案的确定 第第 1.1 节节精馏原理精馏原理 精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异通过多次部分汽化、部分冷凝实现 液体混合物的分离并混得高纯的产品的化工单元操作，是物质在两相间的转移过程， 故属传质过程。 蒸气由塔底进入，蒸发出的气相与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降 液中的易挥发(低沸点)组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发(高沸点)组分 不断地向下降液中转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈 接近塔底，其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。由塔顶上升的气 相进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的 部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，加热蒸发 成气相返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 第第 1.2 节节精馏塔的节能发展与应用精馏塔的节能发展与应用 目前精馏的节能是很重要的研究方向，若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔 顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的8。 然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预 热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及 釜液产品的余热充分利用9。若串联两塔以上的精馏过程，可采用塔群间的热量集成 (Heat Integration)是一种极为有效的节能措施10。 另外精馏塔的分层回流温度是影响装 置脱水效率（能耗） 、产品质量、系统稳定性的关键问题。实验和生产装置考察表明、 冷回流具有重要意义11。现在研究的精馏塔中隔壁精馏塔(dividing wall column，简称 DWC)也是节能技术研究的一个热点，它可以较大幅度提高热力学效率，既降低能耗， 又减少设备投资12,13,14。 此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸 器和中间冷凝器的流程，可以提高精馏塔热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 3 用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量15。 连续精馏塔如图： 图图 1.1连续精馏装置流程连续精馏装置流程 第第 1.3 节节本设计主要内容本设计主要内容 （1）工艺计算 得到回流比、气液相流量、蒸汽和冷却水的用量以及一些原料的物性数据。 （2）精馏段计算 选择和计算出精馏段相关的数据，如：塔径、板间距、堰长、降液管相关数据等。 （3）提馏段计算 选择和计算出提馏段相关的数据，如：塔径、板间距、堰长等。 （4）附属设备计算和选型 计算出各个位置的贮罐、泵、冷却器以及再沸器的相关数据，并进行选型。 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 4 第第 2 章章浮阀浮阀塔的工艺计算塔的工艺计算 第第 2.1 节节物料衡算物料衡算 2.1.1 原材料的处理量原材料的处理量 kg/h151251.25 7200 101089009 F 3 各段位甲醇的质量分数： 进料： 18 x1 32 x 32 x 3180. FF F 解得 xF=0.483 塔顶： 18 x1 32 x 32 x 70.9 DD D 解得 xD=0.983 塔釜： 18 x-1 32 x 32 x 0.02 WW W 解得 xW=0.035 由WDF； wDF WxDxFx代入数据得 350.0W830.9D4830.151251.25 WD151251.25 ,解得 D=71477.38kg/h；W=79773.87kg/h F原料液流量，kg/h；D塔顶产品（馏出液）流量，kg/h；W塔底产品（釜液） 流量，kg/h；xF原料液组成（质量分数） ；xD塔顶产品组成（质量分数） ；xW塔底 产品组成（质量分数） 。 塔顶易挥发组分的回收率6.189100 4830.151251.25 830.971477.38 100 Fx Dx F D D 塔釜难挥发组分的回收率 98.45% 0.483)-(1151251.25 0.035)-(179773.87 100% )x-F(1 )x-W(1 F W W 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 5 馏出液的采出率 D/F 和釜液采出率 W/F 4730. 350.0-830.9 350.0-4830. xx xx F D WD WF 5270. 350.0-830.9 4830.-830.9 xx xx F W WD FD 2.1.2 各段位操作温度各段位操作温度： 常压下甲醇-水系统 t-x-y 数据如表 2.1 所示: 表表 2.1常压下甲醇和水的气液平衡表常压下甲醇和水的气液平衡表(txy) txytxy 1000077.829.0968.01 92.95.3128.3476.733.3369.18 90.37.6740.0176.235.1373.47 88.99.2643.5373.846.2077.56 86.612.5748.3172.752.9279.71 85.013.1554.5571.359.3781.83 83.216.7455.8570.068.4984.92 82.318.1857.7568.085.6289.62 81.620.8362.7366.987.4191.94 80.223.1964.8564.7100100 78.028.1867.75 (1)塔顶：甲醇的摩尔分率为 y=0.97 由 D1 1 21 21 tx yy xx yy 代入数据得64.5t t66.9 97-91.94 68.066.9 89.6291.94 D D 解得 (2)塔釜：甲醇的摩尔分率 y=0.02 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 6 由 W1 1 21 21 tx yy xx yy 代入数据得97.5t解得 t100 20 92.9100 5.730 W W (3)进料：甲醇的摩尔分率 y=0.318 由 F1 1 21 21 tx yy xx yy 代入数据得76.3t解得 t76.7 31.833.33 77.876.7 29.0933.33 F F 18 2 64.597.5 2 tt t W D m 定性温度 2.1.3 塔内汽塔内汽-液相流量液相流量 (1)平均相对挥发度的计算平均相对挥发度的计算 查表 2.2 由相平衡方程 1 (1) x y x ，得 (1) (1) y x x y 表表 2.2不同温度下不同组分中甲醇的挥发度表不同温度下不同组分中甲醇的挥发度表 甲醇摩尔分数/% 温度X/100Y/100Y-XYX-XY 液相X气相Y 5.3128.3492.90.05310.28340.2683510.0380517.05233 7.6740.0190.30.07670.40010.3694120.0460128.028551 9.2643.5388.90.09260.43530.3949910.0522917.553681 12.5748.3186.60.12570.48310.4223740.0649746.500634 13.1554.54850.13150.54540.473680.059787.923732 16.7455.8583.20.16740.55850.4650070.0739076.291778 18.1857.7582.30.18180.57750.4725110.0768116.151639 20.8362.7381.60.20830.62730.4966330.0776336.397161 23.1964.8580.20.23190.64850.4981130.0815136.110851 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 7 28.1867.75780.28180.67750.4865810.0908815.354069 29.0968.0177.80.29090.68010.4822590.0930595.182297 33.3369.1876.70.33330.69180.4612230.1027234.489966 35.1373.4776.20.35130.73470.47660.09325.113739 46.277.5673.80.4620.77560.4172730.1036734.024901 52.9279.7172.70.52920.79710.3752750.1073753.495002 59.3781.8371.30.59370.81830.3324750.1078753.082034 68.4984.92700.68490.84920.2675830.1032832.590776 77.0189.62680.77010.89620.2060360.0799362.577505 87.4191.9466.90.87410.91940.1157520.0704521.642987 则4.8355 19 91321 则平衡线方程： x3.83551 x4.8355 x14.83551 x4.8355 x11 x y (2)最小回流比的计算和适宜回流比的确定最小回流比的计算和适宜回流比的确定 已知 xF0.483,xD0.983，xw0.035，=4.8355。 因为 q=1，所以 xe= xF0.483 由相平衡方程819. 0 ) 1(1 x x y ，最小回流比0.488 xy yx R ee eD min 操作回流比取最小回流比的 2 倍,0.9762 min RR (3)回流量回流量 L 及上升蒸汽量及上升蒸汽量 V kg/s19.38kg/h69761.9271477.380.976RDL kg/s9.233kg/h141239.371477.3869761.92DLV (4)塔顶气相体积流量塔顶气相体积流量 Vs 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 8 塔顶温度64.5tD 气相平均分子量：kg/mol31.8018.02170.032.04830.9M 塔顶气相平均密度： 3 v kg/m151. 64.5273.1522.4 273.1531.8 塔顶气相体积流量：/sm34.11 151. 9.233 V V 3 v S (5)塔顶液相体积流量塔顶液相体积流量 Ls 塔顶温度64.5tD 塔顶液相平均密度：查附录中图 1 和表 1 可得甲醇密度 3 kg/m755 甲醇 查化工原理1附录中表可知水的密度为 3 64.5 kg/m980.6 塔顶气相平均密度： 80.69 170.0 755 830.9 1 L 解得 3 L kg/m757.9 塔顶液相体积流量：/sm25570.0 757.9 9.381 L L 3 L S 2.2 节节各项基础数据各项基础数据 2.2.1 气、液相体积流量气、液相体积流量 /sm11.34V 3 s /sm25570.0L 3 s 2.2.2 气、液相平均密度气、液相平均密度 3 V kg/m151. 3 L kg/m757.9 2.2.3 表面张力表面张力的确定的确定 液相平均表面张力依下式计算，即 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 9 iiLm x 塔顶液相平均表面张力的计算 由.564t D 时（查附录表 1、表 2） mmN A /80.16mN B /65.33m 17.625mN/m65.330.01716.800.983 LDm 进料板液相平均表面张力为 由6.37 F t时 mmN A /46.15 mmN B /14.63 mmN LDm /2.399414.63.565046.15.4350 精馏段液相平均表面张力为 mmN LDm /30.012 2 2.3994.62517 2.2.4 粘度粘度点确定点确定 塔顶温度64.5tD，塔釜温度97.5tW，则全塔平均温度： 81 2 97.564.5 2 tt t WD 查附录中表 3，得cp2750. 甲醇 ,cp3750.水 设： 1 x、 2 x为 81下混合物的特定组成（x2=x1=1） 。 由 t 查表 2.1 得甲醇和水溶液的平衡数据表得： 8181.6 x20830. 82.3.618 18180.20830. 1 解得0.231x1则7690.2310.1x1x 12 水21平 lnxlnxln 甲醇 代入数据得3750.ln17690.2750.ln2310.ln平 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 10 解得cp3490.平 2.2.5 汽化潜热汽化潜热的确定的确定 塔顶温度64.5tD，根据表 2.3 计算以下数据。 表表 2.3甲醇甲醇和水的汽化潜热和水的汽化潜热 温度100140 甲醇 kcal/kg242213 水 kcal/kg539513 64.5-100 242 140100 213242 甲醇 解得kcal/kg267.74 甲醇 64.5-100 395 140100 513-395 水 解得kcal/kg62.085水 kcal/kg272.74830.9162.085830.9267.74x1x D水D平 甲醇 塔釜温度97.5tW,由附录中表 4 查得 97.5-100 242 140100 213242 甲醇 解得kcal/kg243.81 甲醇 97.5-100 395 140100 135-395 水 解得kcal/kg40.635水 则kcal/kg30.2450350.140.635350.0243.81x1x W水W平 甲醇 2.2.7 比热比热 Cp的确定的确定 塔顶温度64.5tD根据温度（查附录中图 1)得)kcal/(kg0.715Cp 甲醇 , )kcal/(kg1.0C 水p 。则原料液的平均比热为 )kcal/(kg71980.1.09830.17150.830.9Cx-1CxC 水pDpD顶p 甲醇 塔釜温度 tW=97.5，根据温度由附录中图 1 查得)kcal/(kg8370.Cp 甲醇 ， )kcal/(kg1.0C 水p ，则原料液的平均比热为 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 11 )kcal/(kg9430.91.0350.018370.350.0Cx-1CxC 水pWpW釜p 甲醇 进料温度76.3 F t根据温度由附录中图 1 查得)kcal/(kg7420.Cp 甲醇 ， )kcal/(kg1.0C 水p ，则原料液的平均比热为 )kcal/(kg8880.1.0)4350.(17420.4350.C)x(1CxC 水pFpF进料p 甲醇 2.2.8 焓焓 h 的确定的确定 塔顶温度 tD=64.5，kcal/kg6.4271464.571980.tCh p顶 塔釜温度 tW=97.5，kcal/kg96.944397.59430.9tCh p釜 进料温度 tF=76.3，kcal/kg68.82077.5.8880tCh p进料 第第 2.3 节节能量衡算能量衡算 2.3.1 塔底再沸器热负荷塔底再沸器热负荷 (1) 原料液带入热量 QFkcal/h1040911168.820151251.25FhQ 进料F (2) 回流液带入热量 QL：kcal/h32388446.4271469761.92LhQ LL (3) 塔顶蒸汽的热焓近似的取纯甲醇蒸汽的焓 HV： kcal/kg319.16746.427272.74tCH pqV q (4) 塔顶蒸汽带出的热量 QV： kcal/h45078924319.1673 .141239hVQ 顶V (5) 塔底产品带出的热量 QW：kcal/h773362296.944379773.87WhQ 釜W 能量横算公式为 WVLFB QQQQQ，所以 kcal/h39164591323884410409111773362245078924 QQQQQ LFWVB 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 12 (6) 101.3Kp（表压） 水蒸气汽化潜热为kcal/kg539.3kJ/kg2258（注：1 kcal=4186.8J） 塔底水蒸气的用量：kg/h72621 539.3 39164591 Q m B sB 2.3.2 塔顶冷凝器的热负荷塔顶冷凝器的热负荷 (1) 塔顶馏出液的焓等于回流液的焓 hD：kcal/h6.42714hD (2) 塔顶产品带出去的热量 QD：kcal/h33184876.4271471477.38DhQ DD (3) 冷凝器带出的热量 QC： kcal/h385215933318487323884445078924QQQQ DLVC 水的比热容为)kJ/(kg4.187cp (4)塔顶冷却水的用量： kg/h418195 20244.187 38521593 ttC Q m 12P C sC 第第 2.4 节节理论塔板数和实际塔板数的计算理论塔板数和实际塔板数的计算 2.4.1 浮阀浮阀塔的气液相负荷塔的气液相负荷 精馏段：L=RD=0.97671477.38=69761.92 kg/h V=L+D=69761.92+71477.38=141239.3 kg/h 提馏段:L=L+qF=69761.92+151251.251=221013.17kg/h V=V+(q1)F=V=141239.3 kg/h 2.4.2 精馏段与提馏段操作线方程精馏段与提馏段操作线方程 精馏段操作线方程：0.4970.494xx V D x V L y nDn1n 提馏段操作线方程：0.0311.565xx V FxDx x V L y nD FD n1n 2.4.3 逐板法确定理论板数及进料位置逐板法确定理论板数及进料位置 对于乙酸水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。根据求得的相对挥发度 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 13 可知，相平衡方程 n n n x11 x y n n n n n 3.8355y4.8355 y y1 y x 因为泡点进料，q=1，0.435xx Fq 第一块板上升的蒸汽组成0.983xy D1 第一块板下降的液体组成求得0.972x1 第二块板上升的气相及第二块板下降的液体组成：898. 0 x0.977,y 22 如此反复计算：0.594x0.876,y0.767;x0.941,y 4433 y5=0.790,x5=0.438xF=0.483 因第 6 块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算： 0.01941.565xx V FxDx x V L y nD FD n1n 如此反复计算： 0.035x0.0123x0.0567,y0.0486x0.198,y 0.139;x0.438,y0.292x0.666,y w9988 7766 ； ； 根据以上求解结果得： 总理论板数为 9（包括再沸器） ；进料板位置为 5；精馏段理 论板数 4；提馏段理论板数 5 2.4.4 全塔效率全塔效率 已知 cp0.3494.8355,，板效率 0.245 0.49E ，求得 E=0431。则实际 塔板数:21 0.431 9 N；精馏段:9 0.431 4 N1；提馏段:12 0.431 5 N2 第第 2.5 节节浮阀浮阀塔的工艺条件及有关物性数据的计算塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.5.1 操作温度的计算操作温度的计算 精馏段平均温度:C4 . 07 2 C76.3C5 .64 2 tt T FD m1 提馏段平均温度:C86.9 2 C76.3C5 .97 2 tt T FW m2 2.5.2 操作压强操作压强 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 14 塔顶压强:PD=0kPa,每层塔板压降:P=0.4kPa,则 进料板压力:.925kPa04190.4325.101PF 塔釜压力:kPa525.107210.6325.011PW 则精馏段的平均操作压强:kPa125.031 2 925.041325.011 Pm1 提馏段的平均操作压强:kPa225.061 2 525.071925.104 Pm2 2.5.3 塔内各段气液两相的平均分子量塔内各段气液两相的平均分子量 已知甲醇的摩尔质量kg/kmol23MA,水的摩尔质量ol18.02kg/kmMB 由公式 i i 1i iM xM 得 (1)塔顶：0.983y0.972,x 11 对于气相平均分子量： ol31.76kg/km18.020.9831320.983My1MyM B1A1VD 对于液相平均分子量： ol31.61kg/km18.020.9721320.972Mx1MxM B1A1LD (2)进料板：0.438x0.790,y 1010 对于气相平均分子量： ol29.06kg/km18.020.7901320.790My1MyM B10A10VF 对于液相平均分子量： ol24.14kg/km18.020.4381320.438Mx1MxM B10A10LF (3)塔釜:0.0123x0.0567,y 2121 对于气相平均分子量： ol18.81kg/km18.020.05671320.0567My1MyM B21A21VW 对于液相平均分子量： ol18.19kg/km18.020.01231320.0123Mx1MxM B21A21LW 则精馏段的平均分子量： 气 相:ol30.41kg/km 2 31.7629.06 2 MM M VDVF VM1 液 相:ol27.88kg/km 2 31.6124.14 2 MM M LDLF LM1 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 15 提馏段的平均分子量： 气 相:ol25.29kg/km 2 31.7618.81 2 MM M VDVW VM2 液 相:ol25.25kg/km 2 31.6118.19 2 MM M LDLW LM2 2.5.4 浮阀塔浮阀塔各组分的密度各组分的密度 (1)气相平均密度 由 RT PM 计算： 精馏段的气相平均密度： 3 m1 Vm1m1 Vm1 1.098kg/m 273.154 . 078.314 30.41125.103 RT MP 提馏段的气相平均密度： 3 m2 Vm2m2 Vm2 kg/m897. 0 273.159 . 688.314 29.25225.106 RT MP (2)液相的平均密度 由 i 1n ii 1 计算 塔顶:C5 . 46tD 查附录中表 3，表 4 可得甲醇密度 3 kg/m8 .755 甲醇 查化工原理附录的表可 知水的密度为 3 5 .64 kg/m819；质量分率017. 01,983. 0 ABA 则 3 B B A A D B B A A D 758.7kg/m 981 0.017 755.8 0.983 1 1 1 进料板:C76.3tF 查附录中表 3，表 4 得 3 B 3 A 974kg/m,737kg/m 质量分率 0.4210.58, 18.020.4381230.438 230.438 ABA 则 3 B B A A F B B A A F kg/m9 .208 974 0.42 737 0.58 1 1 1 塔釜:C97.5tW 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 16 查附录中表 3，表 4 得 3 B 3 A 960.15kg/m,715.17kg/m 质量分率 0.978410.0216, 18.020.01231230.0123 230.0123 ABA 则 3 B B A A W B B A A W kg/m1 .953 960.15 0.9784 715.17 0.0216 1 1 1 则精馏段的液相平均密度： 3FD Lm1 kg/m8 .789 2 820.9758.7 2 提馏段的液相平均密度： 3Fw Lm2 887kg/m 2 820.9953.1 2 2.5.5 液体表面张力的计算液体表面张力的计算 由 i 1n ii x计算 (1)塔顶：972. 0 xC,5 . 46t 1D 。查附录中表 1，表 2 得 65.33mN/m16.80mN/m, BA 则mN/m16.1865.330.972116.800.972LD (2)进料板：438. 0 xC,3 . 67T FF 。查附录中表 1，表 2 得 mN/m14. 3615.46mN/m, BA 则42.26mN/m63.140.438115.460.438LF (3)塔釜：0123. 0 xC,5 . 79T Ww 。查附录中表 1，表 2 得 59.38mN/mmN/m,08. 31 BA 则mN/m81. 8538. 950.0123108. 310.0123LW 则精馏段的液体平均表面张力：mN/m21. 03 2 26. 2418.16 2 LFLD Lm1 提馏段的液体平均表面张力：mN/m54. 53 2 81. 8526.42 2 LFLW Lm2 2.5.6 液体平均粘度的计算液体平均粘度的计算 (1)塔顶：972. 0 xC,5 . 46t 1D 。查附图中表 5，表 6 得 s0.439mpas,0.329mpa BA ，则s0.332mpaLD 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 17 (2)进料板：438. 0 xC,3 . 67T 8F 。查附图中表 5，表 6 得 s0.373mpas,0.289mpa BA ，则smpa336. 0LF (3)塔釜：0123. 0 xC,97.5T 29w 。查附图中表 5，表 6 得 s0.284mpas,0.234mpa BA ，则s0.283mpaLW 则精馏段的液体平均粘度：s0.334mpa 2 0.3360.332 2 LFLD Lm1 提馏段的液体平均粘度：s0.3095mpa 2 0.2830.336 2 LFLW Lm2 2.5.7 气液负荷计算气液负荷计算 精馏段气液负荷计算： /s35.73m 098. 13600 141239.3 3600 V V 3 Vm1 s /s0.0245m 8 .8973600 69761.92 3600 L L 3 Lm1 s 提馏段气液负荷计算： /sm74.43 897. 03600 141239.3 3600 VM V 3 Vm2 Vm2 s /s0.0218m 8873600 69761.92 3600 LM L 3 Lm2 Lm2 s /hm574641V 3 h /hm48. 87L 3 h 第第 3 章章浮阀塔浮阀塔塔径及塔板结构的计算塔径及塔板结构的计算 第第 3.1 节节塔径的初选和初步核算塔径的初选和初步核算 3.1.1 塔径塔径 D 的初选的初选 已知：,kg/m887/s,0.0245mL,kg/m897. 0/s,m73. 53V 3 L 3 S 3 V 3 S mN/m21.30 。设塔板间距 HT=0.65m，hL=0.06m ，HT-hL=0.5-0.06=0.59m (1)精馏段液气流动参数 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 18 0195. 0 1.098 887 35.73 0.0245 V L 2 1 2 1 Vm1 Lm1 S S LV F查图 3.1 得 C18=0.25 0.2 18 C 0.25 25.11 18.16 C C 解得：0.277C 因此有效空塔允许速度为：m/s71. 8 0.897 897. 0887 0.277 Cu V VL max ， 因为适宜空塔气速 max (0.6 0.8)uu，所以m/s53. 671. 80.750.75uu max 塔径m64. 2 53. 63.14 73.354 u 4V D S 按标准塔径圆整后为：D=2.6m 塔截面积： 22 T m31. 5D 4 A实际空塔气速：m/s73. 6 A V u T s (2)提馏段液气流动参数 图图 3.1Smith 法估算塔径法估算塔径 0216. 0 0.897 887 35.73 0.0245 V L 2 1 2 1 Vm2 Lm2 S S LV F查上图 3.1 得 C18=0.2 北京化工大学北方学院毕业设计（论文） 19 0.2 18 C 0.2 25.11 18.16 C C 解得：0.213C 因此有效空塔允许速度为：m/s69. 6 0.897 897. 0887 0.213 Cu V VL max ， 因为适宜空塔气速为 max (0.6 0.8)uu，所以m/s02. 569. 60.750.75uu max 塔径m01. 3 02. 53.14 72.354 u 4V D S ，按标准塔径取整后为：D=3m 塔截面积： 22 T m07. 7D 4 A实际空塔气速：m/s05. 5 A V u T s 表表 3.