化工原理设计.docx

广州大学生命科学学院化工原理课程设计精馏塔设计 设计项目：甲醇水混合溶液精馏塔设计姓名：班级： 学号：指导教师：邹汉波设计日期：2017年1月9日-1月20日目录化工原课程设计任务书 5前言 7第一部分 工艺流程的选择及示意图 81.1 工艺概述 81.2基本原理 81.3设计方案原则 81.4 设计步骤 91.5设计方案的内容 91.6操作压力 91.7加热方式 101.8进料状态 101.9回流比 111.10热能利用 111.11工艺流程示意图 12第二部分 精馏塔全塔物料衡算 142.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量 142.2.原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 142.3塔板数的确定 152.4热量衡算 22第三部分 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 243.1操作压力的计算 243.2操作温度的计算 253.3平均摩尔质量计算 253.4平均密度计算 263.5液体平均张力计算 273.6液体平均粘度计算 283.7气液相负荷的计算 28第四部分 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 294.1板间距的选定 293.6塔径的确定 29第五部分 溢流装置的计算 325.1 溢流堰 345.2受液盘 345.3 弓形降液管的宽度和横截面积 345.4降液管底隙高度h0 355.5塔板布置及浮阀数目与排列 36第六部分 塔板的流体力学计算 436.1 气体通过浮阀塔板的压降 436.2 液泛 466.3 雾沫夹带 476.4 漏液校核 516.5 塔的负荷性能图 51第七部分 精馏塔的结构设计 587.1筒体与封头 58 7.2 裙座 587.3人孔 597.4吊柱 607.5除沫器 617.6接管 627.7法兰的选择 647.8塔总体高度的设计 667.9塔的附属设备 687.9.1冷凝器 707.9.2再沸器 70第八部分设计结果总结 70参考文献 72化工原理课程设计说明书以及个人总结 73化工原理课程设计任务书班级 生物工程141班 姓名 李世民 学号 1414200085 设计题目：甲醇水连续精馏塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离苯-甲苯混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理 20000 吨 甲醇水混合液体。2、原料液中苯含量： 30 %（质量）。3、产品要求：馏出液中的甲醇的含量为 99.5 %（质量）。 塔顶易挥发组分的回收率 99.9 %设备的年实际生产时间为7200h。二、设计条件：1、加热方式：间接蒸汽加热，蒸汽压力为1.02.5kg/cm2。2、操作压力：常压。3、进料状况： 饱和液体进料 。4、冷却水进口温度： 30 ，出口温度自定。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、有关附属设备的设计和选型，编写设计说明书一份。4、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。5、对设计过程的评述和有关问题的讨论。 指导老师： 邹汉波 2017年 1 月 3 日前言课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以是学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的科学作风。在课程设计中，熟练查阅文献资料、搜集有关数据、正确选用公式，在兼顾技术上先进性、可行性，经济上合理性的前提下，综合分析设计任务要求，严格按照常用数据算图，化工设备常用材料性能以及画工图例国标规定进行设计，确定化工工艺流程，进行设备选型，并提出保证过程正常、安全运行所需要的检测和计量参数，同时还要考虑改善劳动条件和环境保护的有效措施。化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有利用价值组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分液化或多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工或轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔形的操作特性，对选择、设计和分析分离中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本设计是针对工业生产中的苯甲苯溶液这一二元物质中进行苯的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器。塔底再沸器。相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关化工原理、化学工程手册、冷换设备工艺计算手册等方面的资料。为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力。第一部分工艺流程的选择及示意图1.1 工艺概述精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同。使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计任务为分离苯一甲苯混合物，由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。1.2 基本原理在化工、轻工、石油等生产过程中，混合物的分离是生产过程中的重要过程。原料和中间产品有许多是由几个组分液相组成的均相混合物，为了对某些组分进行提纯或回收其中的有用组分以达到生产的目的，通常需要对混合物进行分离，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，它通过加热造成气、液两相物系，利用物系的各组分挥发度不同的特性以实现分离的目的。当混合物中各组分的挥发度相差不大，而又有较高的分离要求时，宜采用精馏。由于苯比甲苯在同样的条件下更容易挥发，所以本设计采用精馏，其中苯为易挥发组分，甲苯为难挥发组分。1.3 确定设计方案原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点：(1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。(2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。(3) 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.4 设计步骤板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行：(1) 确定设计方案；(2) 平衡级计算和理论塔板的确定；(3) 塔板的选择；(4) 实际板数的确定；(5) 塔体流体力学计算；(6) 管路及附属设备的计算与选型；(7) 撰写设计说明书和绘图。1.5 设计方案的内容设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内容可见参考文献。1.6 操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：(1) 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa 才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。(2) 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。(3) 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。本设计是分离苯和甲苯的混合物，由于两者都是液体，因此操作压力可以确定为常压，即是常压精馏。1.7 加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用间接加热。1.8 进料状态进料状态有5种，可用进料状态参数q 值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。q 值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D 和进料量F 的比值D/F 有关；对于低温精馏，不论D/F 值如何，采用较高的q 值为经济；对于高温精馏，当D/F 值大时宜采用较小的q 值，当D/F 值小时宜采用q 值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：(1) 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；(2) 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。冷夜进料时的操作比较容易控制，且不用加热原料液，此外，冷夜进料时所用塔板会相对其它进料方式所需要的少，设计和制造时比较方便。本次设计以冷夜进料方式进料。1.9 回流比，影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量 V。对于一定的生产能力，即馏出量D 一定时，V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3 种方法之一来确定回流比。(1) 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定；(2) 先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.22 倍，即R（1.22）Rmin；(3) 在一定的范围内，选5 种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R= Rmin时，塔板数为；RRmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。1.10 热能利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。1.11 工艺流程示意图(1)精馏流程总图图1-1精馏流程总图(2)原料液的物流走向图注：1、F为进料液物流；2、D为塔顶溜出液物流；3、W为塔底釜液物流。图1-2精馏工艺流程图(3)全凝器内物流的走向图注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程。图1-2全凝器物流流程图(4)再沸器内物流的走向图注：再沸器内加热蒸汽走壳程，物料走管程。图1-3再沸器物流流程图第二部分精馏塔的物料衡算工艺设计计算引言：本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯-甲苯的分离。苯-甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁，此次设计选用筛板塔。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。筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。2.1原料液及塔顶、塔底产品的(摩尔质量M，下同)已知甲醇摩尔质量MA=32kg/kmol；水摩尔质量MB=18kg/kmol原料液组成xF= =0.1942（摩尔分数，下同）：塔顶组成：=0.9911塔底组成：=2.41*10-42.2.原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和物料衡算原料液:MF=xFMA+(1-xF)MB=20.72kg/kmol塔 顶: MD=xDMA+(1-xD)MB=31.88kg/kmol塔底: MW=xWMA+(1-xW)MB=18.00kg/kmol原料液的年处理量为20000吨则每小时的处理量为20000*103/7200=2777.78kg/h原料液处理量F=134.06kmol/h 总物料衡算 F=D+W 134.06=D+W -轻组分物料衡算 FxF=DxD+Wxw 134.06*0.1942=0.9911D+2.41*10-4W - 联立、解得：=26.25kmol/h,=107.81kmol/h 式中F-原料液流量 D-塔顶产品流量 W-塔底产品流量 表2-1物料的数据汇总含甲醇的摩尔分数原料XF0.1942塔顶XD0.9911塔底XW2.41*10-4平均摩尔流量（kg/h）原料MF20.72塔顶MD31.88塔底MW18.00流量（kmol/h）原料F134.06塔顶产品D26.25塔底产品W107.812.3塔板数的确定2.3.1.甲醇和水的一些物理性质表2-2 甲醇水汽液平衡数据温度 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/%1000073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.0171.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18 表2-3 甲醇、水的液体黏度温度，60708090100L甲醇，mPas0.3500.3200.2800.2500.230L水，mPas0.4900.4300.4550.3100.260 表2-4 甲醇、水的液相汽化热温度，60708090100甲醇，kJ/kg700775800850885水，kJ/kg124513001410148515202.3.2求q线方程因为是泡点进料，q=1，q线方程：x=xF=0.19422.3.3用内插法求塔顶，塔釜及进料版的温度塔顶：（xD-1）/（0.8741-1）=（tD-64.7）/（66.9-64.7） =0.9911 解得 =64.86进料：（xF-0.2083）/（0.2818-0.2083）=（tF-81.6）/（78.0-81.6） =0.1942 解得 =82.29塔釜：（xw-0）/（0.0531-0）=（tw-100）/（92.9-100） xw= 2.41*10-4 解得 =99.97精馏段的平均温度：t=73.58提馏段的平均温度：t=91.132.3.4塔板数的计算（一）理论塔板数的求取计算法（逐板计算法、简捷算法）1、求平均相对挥发度l 全塔平均相对挥发度：取塔顶及塔釜的平均值。由上算得塔顶温度为64.86，塔釜温度为99.97，查得的安托因常数：对于甲醇，其常数A,B,C分别为7.19736，1574.99，238.86，对于水，其常数A,B,C分别为7.07406，1657.46，227.02。塔顶：lgP0 甲醇=A-=2.012 lgP0 水=A-=1.395由此可知，塔顶的相对挥发度为D=P0甲醇/P0水=4.14（其中t=64.86）塔釜： lgP0 甲醇=A-=2.549lgP0 水=A-=2.005 由此可得塔釜的相对挥发度w=P0甲醇/P0水=3.50（其中t=99.97）加料处： lgP0 甲醇=A-=2.293lgP0 水=A-=1.715由此可得进料处的相对挥发度F= lgP0 甲醇/ lgP0 水=3.78（其中t=82.29）故=3.81精馏段的平均相对挥发度：3.96提馏段的平均相对挥发度：3.642、 求最小回流比因饱和液体进料，所以其q线方程为：x=0.1942，其与平衡线（全塔的=3.81）的交点为（YP=0.4787,xp=0.1942)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：=1.8013、 求全塔最小理论塔板数及精馏段最小理论塔板数根据操作回流比R=1.22Rmin，分别取1.2，1.32.0，以逐板计算法计算出相应的理论塔板数。（用简捷法求理论板数） 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 Nmin=8.75 (其中XD=0.9911,Xw=2.41*10-4, =3.81)（二）实际塔板数的求取 1、下面以R=1.2Rmin进行计算为例R=1.21.801=2.1612(R-Rmin)/(R+1)=（2.1612-1.801）/（2.1612 +1）=0.1139(N-Nmin)/(N+1)=0.5311因Nmin=8.75 故N=19.80同上，分别取回流比为1.22.0，得表2-6比值RminRNmin(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NN（R+1）1.21.8012.16128.750.11390.531119.8062.591.31.8012.34138.750.16170.483017.8659.681.41.8012.52148.750.20460.444916.5658.311.51.8012.70158.750.24330.413415.6657.961.61.8012.88168.750.27840.386714.9057.841.71.8013.06178.750.31040.363614.3258.161.81.8013.24188.750.33970.343313.8558.751.91.8013.42198.750.36660.325313.4559.4721.8013.60208.750.39140.309313.1260.38 图2-7由表4-1可知，当R/=1.6时，设备费用和操作费用的和最小，故本课程设计中取R/=1.6R=1.801*1.6=2.8816相平衡方程：y=精馏段的操作线方程：y=0.7424X+0.2553因R=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+( q-1)（xD-xW)/(xD-xF)其中q=1 ，代入数据得，R =0.9447 故提馏段的操作线方程：y=2.0585X-2.551*10-42总理论板层数逐板计算法：先交替使用相平衡方程(a)与精馏段操作线方程（b）计算如 y1=xD=0.9911 相平衡 x1=0.9669 y2=0.9731 x2=0.9047 y3=0.9269 x3=0.7689 y4=0.8261 x4=0.5549 y5=0.6672 x5=0.3448 y6=0.5113 x6=0.2154 y7=0.4152 x7=0.1571 xF=0.1942 y8=0.3231 x8=0.1113 y9=0.2288 x9=0.0722 y10=0.1484 x10=0.0437 y11=0.0897 x11=0.0252 y12=0.0516 x12=0.0141 y13=0.0288 x13=0.0077 =0.0156 =0.0041 =0.0082 =0.0022 y16=0.0043 x16=0.0011 y17=0.0020 x17=5.26*10-4 y18=8.28*10-4 x18=2.17*10-4xw=2.41*10-4由此可得:y1=xD=0.9911 , x1=0.9669 ; =0.4152,=0.1571;=8.28*10-4,=2.17*10-4求解结果为：总理论板层数NT=18，其中NT，精=6，NT，提=11（不包括再沸器），进料板位置NF=73.求全塔效率ET利用“精馏塔全塔效率关联图”求出全塔效率，横坐标为L（平均相对挥发度进料液体平均粘度）在0.17.5间，查图即得ET，或用经验式塔顶：=64.86塔釜=99.97 平均温度： T平均=82.415用内插法求出甲醇和水在82.415度下的粘度分别为0.2728，0.4200平均黏度L=xF甲醇+（1-xF）水=0.1942*0.2728+（1-0.1942）*0.4200=0.3914则=0.49*（3.81*0.3914）-0.245=0.44434.求实际塔板数NP：根据公式可求NP=17/0.4443=38.26395、确定进料位置根据得精馏段 N精=6/0.4443=13.50,取14块提馏段 N提=11/0.4443=24.76,取25块全塔板数：N=N精+N提=14+25=39块，进料板在第15块板。2.4热量衡算2.4.1求精馏塔的气、液相负荷求精馏塔的气、液相负荷L=RD=75.642Kmol/h V=(R+1)D=101.892Kmol/h 由于是饱和液体进料，因此q=1L=L+qF=209.702Kmol/h V=V+(q-1)F=101.892Kmol/hW= L- V= 107.81Kmol/h2.4.2 再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量因残釜液几乎为纯水，故其焓可按纯水进行计算，即：在=99.97时，rB =2258kJ/kgIvw-Ilw= rB=2258*18kJ/kmol=40644 kJ/kmol对于冷液进料，再沸器的热负荷为QB=V(IVW-ILW)=VrB 101.892*40644kJ/h=4.141*106 kJ/h因为蒸汽压力在1.02.5kg/cm2范围，查表得得水的汽化热为22052455.6kJ/kg则加热蒸汽消耗量为：Wh=4.141*106/2205=1878.14kg/h 2.4.3全冷凝器热负荷和冷却水消耗量因塔顶溜出液几乎为纯甲醇，故其焓可按纯甲醇进行计算，=64.86时，rA=1101kJ/kgIVd-IlD= rA=1101*32kJ/kmol=35232kJ/kmol冷凝器的热负荷 QC=101.892*35232=3.560*106kJ/h冷却水的消耗量取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为30和35，则平均温度下的比热容Cpc =4.174 kJ/（kgK）则冷却水的消耗量WC=QC/Cpc(t2-t1)=3.560*106/4.174(35-30)=1.706*105kg/h第三部分精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1操作压力的计算塔塔顶操作压力：PD =101.325KPa每层塔板压降：P=0.7kpa进料板压力:=101.325+150.7=111.825kpa塔底压力为:=101.325+(39-1)0.7=127.925kpa精馏段的平均操作压力： Pm(精)=（101.325+111.825）/2=106.575kpa提馏段的平均操作压力：Pm(提）=（111.825+127.925）/2=119.875 kpa3.2操作温度的计算前面的计算中已求得： 塔顶=64.86，进料：=82.29，塔釜：=99.97精馏段的平均温度：=73.58提馏段的平均温度：t=91.133.3平均摩尔质量的计算由逐板计数法由此可得:y1=xD=0.9911 , x1=0.9669 ; =0.4152,=0.1571;=8.28*10-4,= 2.17*10-4塔顶：y1=xD=0.9911 , x1=0.9669 =0.991132+（1-0.9911）18=31.88kg/mol=0.966932+（1-0.9669）18=31.54kg/mol加料板： =0.4152,=0.1571 =0.415232+(1-0.4152)18=23.81kg/mol=0.157132+(1-0.1571)18=20.20kg/mol塔釜：=8.28*10-4,= 2.17*10-4=8.28*10-432+（1-8.28*10-4）18=18.01kg/mol=2.17*10-432+（1-2.17*10-4）18=18.00kg/mol精馏段的平均摩尔质量： =27.845kg/molMLm（精）= kg/mol提馏段的平均摩尔质量：Mvm(提)= kg/molMlm（提）=kg/mol 3.4平均密度计算（1） 气相密度的计算（由理想气体状态方程计算）精馏段：=提馏段：=（2） 液相密度的计算表3-1甲醇、水的液相密度L温度，60708090100L甲醇，kg/m3763755745740725L水，kg/m3983.1977.8971.8965.3958.4塔顶平均密度的计算：=64.86根据内插法L甲醇=759.11 L水=980.52质量分率：a甲醇 = a水=根据1/LmD=a甲醇/L甲醇+a水/L水代入数据计算：解出=759.97进料板平均密度的计算：=82.29根据内插法L甲醇=743.86 L水=970.31质量分率：a甲醇 =0.558 a水=0.442同上，解出=829.42塔釜平均密度的计算：=99.97根据内插法得，L甲醇=725.4 L水 =958.8质量分率：a甲醇 =0.001 a水=0.999同上，解出lmw=958.49故精馏段平均液相密度：(+)=794.695提馏段的平均液相密度：( + lmw)/2=893.9553.5液相平均表面张力的计算（）表3-2 甲醇、水液体表面张力温度，60708090100甲醇，mN/m18.5017.4016.6015.5014.40水，mN/m66.2264.3562.5960.7258.86由=64.86；=82.29；=99.97根据内插法算得甲醇顶=17.96mN/m 水顶=65.31mN/m 甲醇进=16.35mN/m 水进=62.16mN/m甲醇底=14.42mN/m 水底=58.90mN/m=0.991117.96+（1-0.9911)65.31=18.38mN/m=0.194216.35+(1-0.1942)62.16=53.26mN/m0.00024114.42+(1-0.000241)58.90=58.89mN/m则精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 3.6液相平均黏度的计算（） 甲醇、水的液体黏度温度，60708090100L甲醇，mPas0.3500.3200.2800.2500.230L水，mPas0.4900.4300.4550.3100.260由=64.86；=82.29；=99.97根据内插法算得甲醇顶=0.335mPas 水顶=0.461 mPas；甲醇进=0.273 mPas 水进 =0.422 mPas 甲醇底=0.233 mPas 水底=0.266 mPasL顶=0.9911*0.335+（1-0.9911）*0.461=0.288 mPasL进=0.1942*0.273+（1-0.1942）*0.422=0.393 mPasL底=2.41*10-4*0.233+（1-2.41*10-4）*0.266=0.266 mPas故精馏段平均液相粘度：Lm（精）=(0.288+0.393)/2=0.341mPas提馏段平均液相黏度：Lm（提）=(0.393+0.266)/2=0.329mPas 3.7精馏塔气液相负荷的计算L=RD=75.642Kmol/h V=(R+1)D=101.892Kmol/h 由于是饱和液体进料，因此q=1L=L+qF=209.702Kmol/h V=V+(q-1)F=101.892Kmol/hW= L- V= 107.81Kmol/h精馏段：V=(R+1)D=101.892Kmol/h Vs= 101.892* 27.845/(3600*1.03)=0.765m3/s L=RD=75.642Kmol/hLs=75.642*25.87/(3600*794.695)=.000684 m3/s Ls=0.000684*3600=2.462 m3/h 提馏段：209.702 V=V+(q-1)F=101.892Kmol/hVs=101.892*20.91/(3600*0.83)=0.7130 m3/s Ls=209.702*19.10/(3600*893.955)=0.00124m3/sLs=0.0047*3600=4.480 m3/h 第四部分精馏塔的结构设计4.1板间距的选定 式中 塔径，m 气体体积流量，m3/s 空塔气速，m/s。表观空塔气相速度（按全塔截面计）按下式进行计算： 安全系数（0.60.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。本设计中取安全系数为0.7。其中， 其中（为液相密度，为气相密度，kg/m3 C为负荷因子，为极限空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为；参数反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（为板间距，为板上液层高度） 图-Smith关联图设计中，板上液层高度由设计者选定，对常压塔一般取为0.050.08m，对减压塔一般取为0.0250.03m。本设计根据标准，HT取0.40m，取0.06m。表4-1 板间距的确定8塔径D，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板间距，mm200300300350350450450600500800800选择HT=0.36m；取板上液层高度故；4.2塔径的确定（初步估算）(一)精馏段：由上面计算得Vs=0.765m3/s Ls=0.000684 m3/sLs=0.000684*3600=2.462 m3/h查史密斯关联图，图的横坐为*=0.0248则C20=0.0590由代入数据得：C=0.0663（=35.82为精馏段液相平均表面张力)又由得 0.0663=1.8404m/s取安全系数为0.7，则空气塔速为=1.28828 m/s=0.8697m按标准塔径圆整后为 D=0.9m塔横截面积为3.14D2/4=0.636m2实际塔速为u= Vs/AT=0.765/0.636=1.203m/s（在适宜范围内）（二）提馏段：Vs=101.892*20.91/(3600*0.83)=0.7130 m3/s Ls=209.702*19.10/(3600*893.955)=0.00124m3/sLs=0.0047*3600=4.480 m3/h同理精馏段的计算方式得，查史密斯关联图，图的横坐标为，则C20=0.060=0.0737又由=2.4176m/s取安全系数为0.7，则空气塔速为=1.69232 m/s=0.732m按标准塔径圆整后为 D=0.8m塔横截面积为3.14D2/4=0.5024m2实际塔速为u= Vs/AT=0.7130/0.5024=1.4192m/s（在适宜范围内）由表3-1可知，当塔径为0.8-1.6m时，板间距可取0.35-0.45m, 选择HT=0.36m；取板上液层高度故符合假设。塔取径取D=0.9m第五部分 溢流装置的计算溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性