17500吨年甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计.doc

1 化工原理课程设计化工原理课程设计 报告报告 1750017500 吨吨 年甲醇年甲醇 水溶液水溶液 连续板式精馏塔设计连续板式精馏塔设计 学号 1202012041 专业专业 生物工程生物工程 班级班级 1212 级生物工程 级生物工程 2 2 设计者姓名设计者姓名 李欣李欣 设计单位设计单位 合肥学院合肥学院 指导老师指导老师 胡庆国胡庆国 完成日期完成日期 2014 10 282014 10 28 2 一 前言一 前言 甲醇用途广泛 是基础的有机化工原料和优质燃料 主要应用于精细化工 塑 料等领域 用来制造甲醛 醋酸 氯甲烷 甲氨 硫酸二甲酯等多种有机产品 也 是农药 医药的重要原料之一 甲醇在深加工后可作为一种新型清洁燃料 也加入 汽油掺烧 在甲醇合成时 因合成条件如压力 温度 合成气组成及催化剂性能等因素的 影响 在产生甲醇反应的同时 还伴随着一系列副反应 所得产品除甲醇外 还有 水 醚 醛 酮 酯 烷烃 有机酸 有机胺 高级醇 硫醇 甲基硫醇和羰基铁 等几十种有机杂物 甲醇作为有机化工的基础原料 用它加工的产品种类很多 因此对甲醇的纯度 均有一定的要求 粗甲醇通过精馏 可根据不同要求 制得不同纯度的精甲醇 使 各类杂物降至规定指标以下 从而确保精甲醇的质量 塔设备是是化工 石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一 它可使气液或 液液两相间进行紧密接触 达到相际传质及传热的目的 可在塔设备中完成常见的 单元操作有 精馏 吸收 解吸和萃取等 此外 工业气体的冷却与回收 气体的 湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿 减湿等 在化工 石油化工 炼油厂中 塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大 影响 塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视 在此我们作板式塔的 设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的 3 目录目录 一 概述一 概述 4 1 对塔设备的要求对塔设备的要求 2 板式塔类型板式塔类型 2 1 板式塔类型板式塔类型 2 2 板式塔类型板式塔类型 2 3 板式塔类型板式塔类型 二 流程的确定及说明二 流程的确定及说明 1 塔型选择塔型选择 2 操作条件的确定操作条件的确定 3 操作流程 操作流程 三 塔的工艺计算三 塔的工艺计算 1 查阅文献 整理有关物性数据查阅文献 整理有关物性数据 2 全塔的物料衡算全塔的物料衡算 3 塔理论板数的确定塔理论板数的确定 四 塔的工艺条件及有关物性数据计算四 塔的工艺条件及有关物性数据计算 1 操作压强操作压强 2 操作温度操作温度 3 平均分子量平均分子量 4 平均密度平均密度 5 液体表面张力液体表面张力 3 塔理论板数的确定塔理论板数的确定 五 精馏塔的气液相负荷五 精馏塔的气液相负荷 六 精馏塔的塔体工艺尺寸计算六 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1 塔径的计算塔径的计算 2 溢流装置溢流装置 3 塔板布置塔板布置 4 筛孔数与开孔率筛孔数与开孔率 5 塔的精馏段有效高度塔的精馏段有效高度 七 筛板流体力学验算七 筛板流体力学验算 4 1 气体通过筛板压降相当的液柱高度气体通过筛板压降相当的液柱高度 2 雾沫夹带量的验算雾沫夹带量的验算 3 漏液的验算漏液的验算 4 液泛验算液泛验算 八 塔板负荷性能图八 塔板负荷性能图 九 板式塔的结构与附属设备设计九 板式塔的结构与附属设备设计 1 塔体结构塔体结构 2 塔板结构塔板结构 十 十 辅助设备设计或选型辅助设备设计或选型 1 冷凝器冷凝器 2 再沸器再沸器 3 接管管径的计算和选择接管管径的计算和选择 十一 设计结果一览表十一 设计结果一览表 5 一 概述一 概述 1 1 对塔设备的要求 对塔设备的要求 精馏所进行的是气 汽 液两相之间的传质 而作为气 汽 液两相传质所用 的塔设备 首先必须要能使气 汽 液两相得到充分的接触 以达到较高的传质效 率 但是 为了满足工业生产和需要 塔设备还得具备下列各种基本要求 气 汽 液处理量大 即生产能力大时 仍不致发生大量的雾沫夹带 拦液 或液泛等破坏操作的现象 操作稳定 弹性大 即当塔设备的气 汽 液负荷有较大范围的变动时 仍 能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具可靠性 流体流动的阻力小 即流体流经塔设备的压力降小 这将大大节省动力消 耗 从而降低操作费用 对于减压精馏操作 过大的压力降还将使整个系统无法维 持必要的真空度 最终破坏物系的操作 结构简单 材料耗用量小 制造和安装容易 耐腐蚀和不易堵塞 方便操作 调节和检修 塔内的滞留量要小 实际上 任何塔设备都难以满足上述所有要求 况且上述要求中有些也是互相 矛盾的 不同的塔型各有某些独特的优点 设计时应根据物系性质和具体要求 抓 住主要矛盾 进行选型 2 2 板式塔类型 板式塔类型 气 液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类 精馏操作既可采用板式塔 也可采用填料塔 板式塔为逐级接触型气 液传质设备 其种类繁多 根据塔板上 气 液接触元件的不同 可分为泡罩塔 浮阀塔 筛板塔 穿流多孔板塔 舌形塔 浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 1813 年 筛板塔 1832 年 其后 特别是在本世纪五十年代以后 随着石油 化学工业生产 的迅速发展 相继出现了大批新型塔板 如 s 型板 浮阀塔板 多降液管筛板 舌 形塔板 穿流式波纹塔板 浮动喷射塔板及角钢塔板等 目前从国内外实际使用情 况看 主要的塔板类型为浮阀塔 筛板塔及泡罩塔 而前两者使用尤为广泛 2 1 泡罩塔 泡罩塔是历史悠久的板式塔 长期以来 在蒸馏 吸收等单元操作使用的设备 中曾占有主要的地位 泡罩塔具有一下优点 1 操作弹性大 2 无泄漏 3 液气比范围大 4 不易堵塞 能适应多种介质 泡罩塔的不足之处在于结构复杂 造价高 安装维修方便以及气相压力降较大 2 2 筛板塔 6 筛板塔 是扎板塔的一种 内装若干层水平塔板 板上有许多小孔 形状如 筛 并装有溢流管或没有溢流管 操作时 液体由塔顶进入 经溢流管 一部分 经筛孔 逐板下降 并在板上积存液层 气体 或蒸气 由塔底进入 经筛孔上 升穿过液层 鼓泡而出 因而两相可以充分接触 并相互作用 泡沫式接触气液 传质过程的一种形式 性能优于泡罩塔 与泡罩塔相比 具有以下的优点 1 生产能力大 提高 20 40 2 塔板效率高 提高 10 15 3 压力降低 降低 30 50 而且结构简单 造价约为泡罩塔的 60 为浮阀塔的 80 左右 安装维修都比较容易 1 筛板塔的缺点是 1 塔板安装的水平度要求较高 否则气液接触不匀 2 操作弹性较小 约 2 3 3 小孔筛板容易堵塞 2 3 浮阀塔 20 世纪 50 年代起 浮阀塔板已大量的用于工业生产 以完成加压 常压 减 压下的蒸馏 脱吸等传质过程 浮阀式之所以广泛的应用 是由于它具有以下优点 1 处理能力大 2 操作弹性大 3 塔板效率高 4 压力降小 其缺点是阀孔易磨损 阀片易脱落 二 流程的确定及说明二 流程的确定及说明 1 1 塔型选择 塔型选择 根据生产任务 设备 24 小时计算 原料处理量约为 2 083t h 由于产品粘度 较小 流量较大 为减少造价 降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响 提 高生产效率 选用筛板塔 2 2 操作条件的确定操作条件的确定 2 1 操作压力 由于乙醇 水体系对温度的依赖性不强 常压下为液态 为降低塔的操作费用 操作压力选为常压 其中 塔顶压力 塔底压力 1 01325 105 700 n pa 5 1 01325 10 pa 2 2 进料状态 进料状态以进料热状态参数 q 表示 有五种进料状态 q 1 0 时 为低于泡点 温度的冷液进料 q 1 0 时 为泡点下饱和液体 q 0 时 为露点下的饱和蒸气 1 q 0 时 为介于泡点和露点间的气液混合物 q 0 时 为高于露点的过热蒸气进 7 料 虽然进料方式有多种 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 2 3 加热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够 的热量供应 由于乙醇 水体系中 乙醇是轻组分 水由塔底排出 且水的比热较 大 故可采用直接水蒸气加热 这时只需在塔底安装一个鼓泡管 于是可省去一个 再沸器 并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热 无论是设备费用还是操作费用都 可以降低 2 4 冷却方式 用常温水做冷却剂是最经济的 水的入口温度由气温决定 出口温度由设计者 确定 2 5 热能利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化 因此热效率较低 通常进入 再沸器的能量只有 5 左右可以被有效利用 虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量 但是由于其位能较低 不可能直接用作为塔底的热源 为此 我们拟采用塔釜残液 对原料液进行加热 3 3 操作流程操作流程 流程示意图如下图 图图 1 1 精馏装置流程示意图 精馏装置流程示意图 8 甲醇 水溶液经预热至泡点后 用泵送入精馏塔 塔顶上升蒸气采用全冷凝 后 部分回流 其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽 塔釜采用间接蒸汽 再沸器供热 塔底产品经冷却后送入贮槽 精馏装置有精馏塔 原料预热器 再 沸器 冷凝器 釜液冷却器和产品冷却器等设备 热量自塔釜输入 物料在塔内 经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离 由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余 热带走 甲醇 水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板 在进料板上与自塔上 部下降的的回流液体汇合后 逐板溢流 最后流入塔底 在每层板上 回流液体与上升蒸汽互 相接触 进行热和质的传递过程 三 塔的工艺计算三 塔的工艺计算 1 查阅文献 整理有关物性数据 1 1 水和甲醇的物理性质 表 1 水和甲醇的物理性质 名称分子式 相对分子 质量 kg kmol 密度 20 3 kg m 沸 点 101 33kpa 比热容 20 kg kg 黏度 20 mpa s 热导率 20 m 表面 张力 20 n m 水h2o18 029981004 1831 0050 59972 8 甲醇ch3oh32 04791 864 7 2 500 590 21222 6 1 2 常压下甲醇和水的气液平衡数据 表 2 甲醇 水系统 t x y 数据 甲醇摩尔数 甲醇摩尔数 温度 t 液相 x 气相 y 温度 t 液相 x 气相 y 1000 0000 0075 30 40 0 729 96 40 020 13473 1 0 500 779 93 50 040 23471 2 0 600 825 91 20 060 30469 3 0 700 870 89 30 080 36567 6 0 800 915 87 70 100 41866 0 0 900 958 84 40 150 51765 0 0 950 979 81 70 200 57964 5 1 001 00 78 00 300 665 9 1 3 甲醇和水的液相物理性质 表 1 甲醇和水的液相密度性质 温度 406080100120 甲醇 kg 3 m783 5761 1737 4712 0684 7 水 kg 3 m992 2983 3971 8958 4943 1 表 2 液体表面张力 温度 406080100120 甲醇 mn m 19 6717 3315 0412 8010 63 水 mn m 69 6566 2262 5958 8654 84 表 3 液体粘度性质 温度 406080100120 甲醇 mp s a 0 4390 3440 2770 2280 196 水 mp s a 0 5490 4700 3550 2820 237 2 全塔的物料衡算 2 1原料液及其塔顶 塔底产品的摩尔分率 已知 原料液中甲醇的质量分数为 45 产品要求流出液中甲醇的质量分数为 98 塔顶易挥发组分回收率为 99 315 0 04 32 45 02 018 55 0 4 032 45 0 f x 965 0 04 32 98 002 18 02 0 04 32 98 0 d x 0056 0 4 032 01 02 018 99 0 4 032 01 0 w x 2 2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 m 32 04 0 315 18 02 1 0 315 22 435 kg kmol f m 32 04 0 965 18 02 1 0 965 31 549kg kmol d m 32 04 0 0056 18 02 1 0 0056 18 099kg kmol w 2 3 物料衡算原料处理量 已知 原料液处理量为 17500 吨 年 设备生产时间为 7200 h 10 进料热状况 饱和液体进料即 q 1 则 f kmol h338 108 435 227200 1000 17500 总物料衡算 w d 108 338 1 易挥发组分物料衡算 2 338 108315 00056 0965 0 wd 联立上式 1 2 解得 hmoldk938 34 可验算 hmolwk4 73 馏出液的采出率 322 0 0056 0965 0 0056 0315 0 xx xx wd wf fd 釜残液的采出率 w f 6774 0 0056 0965 0 315 0965 0 xx xx wd fd 进料的 q 线方程 11 q x q q y xf 饱和液体进料 q 1 q 1 时 得进料的 q 线方程为 315 0 xf x 3 塔理论板数的确定 3 1 求最小回流比求最小回流比 min r 1 相对挥发度 的计算 根据全塔的物料衡算计算结果 0 965 0 315 0 0056 和常压下 xdxfxw 甲醇和水的气液平衡数据 表 2 用内插法求塔顶 塔釜及进料版的温度 c c c o o o d dd t tx t tx t tx 992 98 100 96 4 100 0 0 02 0 塔釜 48 75 84 4 81 7 4 84 0 15 0 20 15 0 进料 64 85 0 655 64 0 65 95 01 95 0 塔顶 w ww f ff 查 化工原理 教材 p366 页液体饱和蒸汽p0压安托因常数可知 在泡 点进料温度下 即 t 时 其安托因常数为 c o 48 75 甲醇 a 7 19736 b 1574 99 c 238 86 水 a 7 07406 b 1657 46 c 227 02 则由安托因方程有 11 即kpa189 2 ct lg 甲醇 b a p o 79 153 甲醇 p o 即kpa595 1 ct lg 水 b a p o 345 39 水 p o 故 909 3 p水 甲醇 o o p a 2 求最小回流比 min r 根据常压下甲醇 水的气液平衡数据作 x y 图 在 x y 图直角坐标系中做出平 衡曲线和对角线 并标出 d 点 f 点 w 点 根 w x w x f x f x d x d x 据其 q 线方程为 在 x y 图中对角线上自点 f 作出 q 线 该线与194 0 xfx 相平衡线 a 的交点坐标为 x x xa ax y 909 21 909 3 1 1 p 0 315 0 643 此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标 依最小回流比计算式 0 984 qq qd xy yx rmin 3 2 求最小理论板数求最小理论板数 nmin 1 的计算 a全塔 由 3 1 1 计算已知塔顶塔釜温度 查得安托因常数 甲醇 a 7 19736 b 1574 99 c 238 86 水 a 7 07406 b 1657 46 c 227 02 并计算此条件下甲醇的相应挥发度有 12 t塔顶 64 68 即 kpa012 2 ct lg 甲醇 b a p o 6898 102 甲醇 p o kpa 40 1 ct lg 水 b a p o 85 24 水 p o 塔顶的挥发度 133 4 水 甲醇 d p p ao o t塔釜 98 992 即 kpa54 2 86 38292 998 99 1574 19736 7 ct lg b a p o 甲醇 74 346 p o 甲醇 kpa99 1 227 0292 998 46 1657 07406 7 ct lg b a p o 水 72 97 p o 水 塔顶的挥发度 5 53 w p p ao o 水 甲醇 故 3 81 wd 全塔 2 求最小理论板数 nmin 在全回流下求出所需理论板数 nmin 对于接近理想体系的混合物 可以采用 芬斯克方程计算 35 51 log 1 1 log min 全塔 w w d d x x x x 3 3 理论板数的确定理论板数的确定 简捷法求理论板数简捷法求理论板数 根据操作回流比 r 1 1 2rmin 分别取 1 1 1 2 1 3 2 0 以逐板计算法 计算出相应的理论塔板数 下面以 r 1 1rmin 进行计算为例 已知 5 35 r 1 1rmin 1 1 0 984 min 则 047 0 1 rmin r r 617 0 1 rmin 75 075 0 2 nmin 5668 0 r r n n 解得 n 17 1925 18 同上 分别取回流比为 1 2 2 0 得 比值比值 rminrminr rnminnmin r rmin r 1 r rmin r 1 n nmin n 2 n nmin n 2 n n 1 10 984 1 08245 350 0472531690 61703763817 19249 1 20 984 1 18085 350 0902421130 55813876814 63418 13 1 30 984 1 27925 350 129519130 51453187413 14003 1 40 984 1 37765 350 1655450870 47939051112 11807 1 50 984 1 4765 350 1987075930 44988395111 36082 1 60 984 1 57445 350 2293349910 42448137510 77109 1 70 984 1 67285 350 2577072730 40223340510 29577 1 80 984 1 77125 350 2840646650 3824993259 902821 1 90 984 1 86965 350 3086144410 3648211879 571545 20 984 1 9685 350 3315363880 3488578039 287857 由图可得 取 r 1 6728 比较合适 此时对应的理论塔板数 n 10 29577 11 3 4 进料板的确定进料板的确定 由上求得 r 0 984 3 91a 则 q 线方程为 x x xa ax y 91 21 91 3 1 1 精馏段的操作线方程 b 486 0496 0 11 1 x r x r r x y d n r r 1 xf xw xd xf q 1 xd xw xd xf 1 319 提馏段的操作线方程 c 004282 0758 1 1 x r x r r x y w n 理论板数计算 已知 相平衡线 a x x xa ax y 91 21 91 3 1 1 先交替使用相平衡方程 a 与精馏段操作线方程 b 计算如下 14 y1 xd 0 982 相平衡 x1 0 943 y2 0 979 x2 0 934 y3 0 971 x3 0 910 y4 0 952 x4 0 857 y5 0 910 x5 0 753 y6 0 827 x6 0 591 y7 0 698 x7 0 411 y8 0 555 x8 0 274 y9 0 446 x9 0 196 y10 0 384 x10 0 158 xf 0 194 进料板为第十一块板 再交替使用相平衡方程 a 与提馏段操作线方程 c 计算如下 提留段 x10 0 158 y11 0 288 x11 0 109 y12 0 197 x12 0 069 y13 0 123 x13 0 041 y14 0 071 x14 0 023 y15 0 038 x15 0 012 y16 0 018 x16 0 0055 800mm 故采用分块式 分成 3 块 十 十 辅助设备设计或选型辅助设备设计或选型 一 冷凝器 一 冷凝器 1 塔顶上升蒸汽经过冷凝器 全部冷凝下来成为液体 一部分回流至塔内 一部分再经过冷却作为产品 或者 上升蒸汽经过冷凝器部分冷凝下来 作 为回流液回流至塔内 余下蒸汽再进入冷凝器 冷凝下来并进而冷却至一定 35 温度作为产品取出 综上所述 本设计采用全凝器冷凝 塔顶回流冷凝器采 用重力回流直立式 2 饱和液体进料时的冷凝器热负荷计算 饱和液体进料时 精馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量 v 等于进入冷凝 器的蒸汽流量 即 v r 1 d 0 984 1 34 93 69 3096kmol h 釜顶液中甲醇的摩尔分数为 xd 0 965 从图 t y x 中查得 td 64 85 t 64 68 时 查 化工原理 附十九 液体比汽化热共线图 得 甲醇的比汽化热约为 1085 4kj kg 则其摩尔汽化热为 1085 4x32 04 34776 22kj kmol 水的比汽化热约为 2406 3kj kg 则其摩尔汽化热为 2406 3x18 02 43361 53kj kmol 摩尔汽化热为 rb 0 965 34776 22 0 018x43361 53 34339 56kj kmol 蒸馏釜的热负荷为 qb rb v 34339 56 69 3096 2 3800612106kj h 二 再沸器 二 再沸器 再沸器的作用是加热塔底料使之部分汽化 以提供精馏塔内的上升气流 加热方式为间接加热法 饱和液体进料时的蒸馏釜热负荷计算 饱和液体进料时 提馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量 v 等于精馏段每 层塔板上升蒸汽的摩尔质量 v 即 v v 69 3069kmol h 釜液中苯的摩尔分数为 xw 0 0056 从图 t y x 中查得 tw 98 992 t 98 992 时 查 化工原理 附十九 液体比汽化热共线图 得 甲醇的比汽化热约为 885 71kj kg 则其摩尔汽化热为 885 71x32 04 28378 15kj kmol 水的比汽化热约为 15014 85kj kg 则其摩尔汽化热为 15014 85x18 02 270567 60kj kmol 摩尔汽化热为 rb 0 0056x28378 15 0 9944x270567 60 269211kj kmol 蒸馏釜的热负荷为 qb rb v 269211x69 3069 1 865817986x107kj h 从计算结果可知 在饱和液体进料条件下 蒸馏釜的热负荷 qb与冷凝器的热 负荷 qc相差较大 三 接管管径的计算和选择 三 接管管径的计算和选择 1 进料管 直料管 管径计算如下 已知 年处理量为 17500t 设计生产时间为 7200h 进料板混合液密度为 806 659 36 所以 3 mkg 因为甲醇和水属于低粘 0 00174 物质 故取 1 6 m s f u 0 000837m3 s s v 659 80636007200 100017500 26mm fs uvd14159 3 4 f 6 114159 3 000837 04 2 回流管 冷凝器安装塔顶 回流液在管道中的流速一般不能过高 对于重力回流 一般 取速度 ul 0 2 0 5 m s 本设计取 0 5m s l u 已知 d 34 933 kmol h r 0 984 ldm mkmolkg 24 31 3 84 758mkg lmd 则回流液流量 0 000 84 7583600 299 30933 34984 0 3600 rdm q ld ld vls 38m3 s 故回流管直径 31mm 5 0 00038 04 u 4q d vls l l 3 塔底出料管 塔釜流出液体的速度一般可取 0 5 1 0 m s 本设计取 0 8 m suw 已知 hmolwk389 73 lwm mkmolkg 099 18 3 w 79 955mkg lm 则塔釜流出液的流量 0 00039m3 s 79 9553600 099 18389 73 3600 wm q ld ld vws 故塔底出料管直径 25mm 8 0 00039 04 u 4q d vws w w 4 塔顶蒸汽出料管 已知 mv 3 99339 0mkg m mvdkmolkg 55 31 v hkmol 307 69 则塔顶蒸气体积流量 0 614 m3 s 99 03600 55 31307 69 3600 vm q ld vdm vds 37 各种操作压强下蒸汽管许可速度如下表 操作压力 绝压 蒸汽速度 m s 常压 13 3 6 7kpa 6 7kpa以上 12 20 30 45 40 60 本设计选取 18m s 则得塔顶蒸气出口管径 uv 209mm 18 614 04 u 4q d v vds v 5 法兰 由于常压操作 所有法兰均采用标准管法兰 平焊法兰 由不同的公称直径 选用相应法兰 进料管接管法兰 回流管接管法兰 塔底出料管法兰 塔顶蒸汽出料管法兰 十一 设计结果一览表十一 设计结果一览表 数值 形式项目符号单位 精馏段提镏段 平均温度 m t 70 16687 233 平均压强 m p kpa114 4131 9 气相流量 vsm3 s0 480 44 液相流量 lsm3 s0 0003120 00089 实际塔板数 n 块 2624 板间距 htm 塔有效高度 zm19 3 塔径 dm1 0 空塔气速 um s1 360 925 溢流形式单溢流 降液管形式弓形降液管 堰长 lwm0 66 堰高 hwm0 0530 051 回流比 r3 89 溢流堰宽度 wdm0 124 管底与受液盘距离 hom0 050 04 板上清液层高度 hlm0 06 38 安定区宽度 wsm 边缘区宽度 wcm 0 035 全塔效率 et 0 380538 平均摩尔质量 mlmkg kmol 26 3684220 26877 平均摩尔质量 mvmkg kmol 29 2897622 56522 气相平均密度 pvmkg m31 170 99 液相平均密度 plmkg m3 806 65905 1346 液相平均表面张力 m mn m35 33555 9 液相平均粘度 l mpa s 0 3529520 285684 气相负荷 vkmol l 69 3069569 30695 液相负荷 lkmol l 34 37398142 6955 塔顶高度 hdm1 0 进料板高度 hfm1 0 塔底空间高度 hbm1 5 含有人孔板的板距 ht m0 6 开孔区面积 aam2 0 318430757 筛孔直径 domm5 筛孔数目 n 个1204 058175 孔中心距 tmm 17 5 开孔率 7 4 筛孔气速 uom s 20 38476916 18 5590944 干板阻力 hcm 0 0475924050 029750149 气体通过液层阻力 hfm0 03450 0372 克服表面张力阻力 hm0 00350 0050 塔板压强降 hpkpa 0 0854714790 071775701 雾沫夹带线 ev kg 液 kg 气 0 049330 02609 漏液速度 uo minm s9 5810 47 稳定系数 k1 8081 565 液体在降液管停留 时间 s 21 6722 降液管内清液层高 度 hdm 0 10670 2267 液相负荷上限 ls minm3 s0 00360 0057 液相负荷下限 ls minm3 s 4 1063 5 4 1063 5 气相最大负荷 vs maxm3 s1 8071 72 气相最小负荷 vs minm3 s0 370 39 39 操作弹性 4 564 41 塔板分块形式分块式 分块数目 3 冷凝器热负荷 qckj s2 3800612106kj h 再沸器热负荷 qbkj s1 865817986x107kj h 参考文献参考文献 1 王志魁编 化工原理 第三版 北京 化学工业出版社 2004 2 柴诚敬 王军 张缨编 化工原理课程设计 天津 天津科学技术出版社 2006 3 石油化工基础数据手册 4 化学化工物性数据手册 计算过程中各项数值 xf0 315145 ul0 717995进料版 xd0 964984 et0 380538pla742 76 xw0 005649 tm 精 操作温 度 70 16616plb974 4 mf22 43834 tm 提87 23268aa0 45 md31 54908 操作压强 pm ab0 55 mw18 0992 pd105 3plmf854 4829 f108 3216 pf123 5塔釜 d34 93297 pw140 3pla713 28 w73 38859 pm 精 114 4plb959 08 td64 85016 pm 提 131 9aa0 01 tf75 48216 操作温度 tm ab0 99 tw98 98319 tm 精 70 16616plmw955 7863 lgps1 594893 tm 提 87 23268plm 精 806 659 ps39 34527 平均分子 plm 提 905 1346 40 量 mm lgpjc2 186928 x1d0 875785 液体表面张力 qm pjc153 79 mvdm31 54908qa 顶16 82 a3 908729 mldm30 2985qb 顶65 34 py0 642685 yf0 642685qa 进15 56 rmin0 983998 mvfm27 03045qb 进63 41 lgps1 395302 mlfm22 43834qa 底12 91 ps24 8486 yw0 021723qb 底59 05 lgpjc2 011527 mvwm18 32456qm 顶18 51896 pjc102 6898 mlwm18 0992qm 进48 3303 atd4 132621 mvm 精 29 28976qm 底58 78936 lgps1 989877 mlm 精 26 36842qm 精 33 42463 ps97 69597 mvm 提 22 56522qm 提 53 55983 lgpjc2 535463 mlm 提 20 26877液体黏度 ulm pjc343 1338 平均密度 pm uad 0 3 2 8 atf3 512261 气相密度 pmv ubd0 442 aq3 809835 r8 314uaj0 292 nmin5 344968 t 精 343 3162ubj0 381 pm 精 1 173918uadi0 23 ajc7 19736 t 提 360 3827ubdi0 286 bjc1574 99 pm 提 0 993369uld 0 331 992 cjc238 86 液相密度 plm ulj 0 35295 2 as7 07406 pla 甲 醇 755 35uldi 0 285 684 bs1657 46 plb 水 980 511ulm 精 0 342 472 cs227 02 aa 甲醇 质量分数 0 98ulm 提 0 319 318 d f0 322615 ab 水质 量分数 0 02 精馏塔的气 液相负荷 w f0 677385 plmd758 8351精馏段 x0 315145 v 69 3069 5 t 平均 81 91667 进料版压 773 55vs 0 48034 41 力4 n 精26l 34 3739 8 n 提24ls 0 00031 2 塔底压力772 15lh 1 12363 1 pmjing764 45提留段 pmti772 85v 69 3069 5 tmjing70 16616v s 0 43732 4 tmti87 23268l 142 695 5 pmvjing7 844418l s 0 00088 8 pmvti8 055876l h 3 19539 5 plmd758 84 精馏塔 的塔体 工艺尺 寸计算 pvmjing1 28塔径 d plmd758 84精馏段 plmf854 48vs 0 4803 44 plmw955 79ls 0 0002 63 plmjing 甲醇 水 溶液 连 续板式精 馏塔 精馏段 0 0143 76 plmti905 135c200 067 vs0 480311c 0 0742 48 v69 30701umax 1 9448 77 l34 37404u 1 3614 14 ls value d 0 6704 19 lh value ar 0 3846 5 v 69