沈阳化工大学化工原理课程设计资料

1、沈阳化工大学化工原理课程设计说明书设计题目：甲醇水连续填料精馏塔设计者： 专业： 班级： 学号： 指导老师：2015 年 5月 2015 年 6月成绩：前言精馏是分离液体混合物（含可液化的气体的混合 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。精馏塔是进行精馏的一 种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填 料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏 塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，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 ）组分不断地向蒸 气中转移，蒸气中的难挥发 （ 高沸点 ） 组分不断地向下 降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发

2、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， 达到组分分离的目的。 由塔顶上升的蒸气进入冷凝器， 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， 热蒸发后， 蒸气返回塔中， 另一部分液体作为釜残液取出。精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点 （或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分 离提纯的目的。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化 工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌 握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选 择、设计和分析分离

3、过程中的各种参数是非常重要的。要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用 连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。 精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部 分冷凝的过程， 因此可使混合液得到几乎完全的分离。 化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的， 塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现 精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升 蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不 能完成精馏操作， 还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器， 有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才 能实现整个操作。本次设计的精馏塔是化工生产中主要的气液传质 设备。此设计针对二元物系的

4、精馏问题进行分析、选 取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设 计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、 设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的 选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操 作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使 效率尽可能的提高。符号说明ATCCoDDd0EETCFFGHhhohchd高度， m液柱KLsN物性系数，量纲为 1塔内液体流量 m3 /h 一层塔板上的浮阀总数塔截面积 m2计算 umax时的负荷系数，无因次 流量系数，无因次 塔顶馏出物流量 kmo

5、l/s 塔径 m 阀孔直径 m液流收缩系数，无因次 总板效率（全塔效率），无因次 泛点负荷系数，无因次 进料流量 kmol/h 重力加速度 m/s2 塔高 m 浮阀的开度 m 降液管底隙高度 m 与干板压强降相当的液柱高度， m液柱 与液体流过降液管时的压强降相当的液柱英文字母NP NT p p R Rmi u M Md W x y Z实际板层数 理论板层数 压强降 Pa 操作压强 Pa 回流比 最小回流比空塔气速 m/s 分子量 kg/mol 弓形降液管的宽度 m 塔底产品（釜残液）流量 kmol/s液相中易挥发组分的摩尔分数 气相中易挥发组分的摩尔分数 塔高 m希腊字母相对挥发度，量纲为

6、1 液体在降液管内停留时间 s 黏度 mPa sL液相密度 kg/ m3V气相密度 kg/ m3液体表面张力 N/m； 填料层的比表面积 m2 /m3 液体密度矫正系数，量纲为 1下标 max min L V12 A B F系数，量纲为 1；填料因子 1/m最大最小液相气相精馏段提馏段易挥发组分 难挥发组分 原料液一、设计任务书（一）设计题目： 甲醇-水散堆填料精馏塔设计（二）设计要求：1、处理量： 12000 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： 0.0

7、5%（甲醇的质量分数 ）4、填料类型： DN25金属环矩鞍散堆填料5、厂址位于沈阳地区（三）主要内容 :1、确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的 设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置；2、精馏塔的工艺计算与结构设计： 物料衡算确定理论板数和实际板数； 按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整； 确定塔板和降液管结构；按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核，并对特 定板的结构进行个别调；进行全塔优化，要求操作弹性大于 2。3、计算塔高；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器 换热面积；4、 列出设计参数总表；5、绘制塔板结构图（用计算纸或绘图纸）。

8、（四）设计概述1、塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、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。2、塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满 足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的 角度对

9、塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和 减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、 反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界 面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长 用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。填料塔填料塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目 前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。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

10、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。筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔， 20世纪 50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法， 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 3050），而且结构简 单，塔盘造价减少 40左右，安装维修都比较容易 1 。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）.

11、塔板效率高（4）. 压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有 F1型和 V-4 型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。 F1 型浮阀又分为轻阀和重阀两种。 V-4 型浮阀其特点是阀孔 冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降， 阀片除腿部相应加长外， 其余结构尺寸与 F1 型轻阀无异，V-4 型阀适用于减压系统。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 受沈阳季节温度影响，而且基于

12、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

13、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。沈阳市地区夏天

14、最高平均水温 25。 因此，计算选用 25 的冷却水，选择升温 10，即冷却水 的出口温度为 35。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： R (1.1 2.0)R min根据经验， 考虑操作费用和设备费用两方面因素， 因此选用 R 2Rmin 。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

15、料。本设计选用散装填料散装金属环距鞍填料。环距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，故选用金属环距鞍填料 DN=25mm。三、工艺流程图及其简单说明1、工艺流程图 (见下图所示 )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

16、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。在流程设计伤，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

17、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 熘塔略高的地方，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

18、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，应采用连续精熘流程。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熘塔内。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： M B18 kg/kmolx F 41

19、.3% ， x D 98.5% ， x w 0.05% ( 均为质 量比)x F (xF / M A ) / x F/MA (1 xF)/ M B (41.3/ 32) / (41.3/ 32 58.7/ 18 )28.35%x D (xD / M A ) / x D /MA (1 xD) / M B (98 .5/ 32) / ( 98.5 / 32 1.5 / 18 )97.36%x W (x W / M A ) / x W / M A (1 xW ) / M B (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

20、质量M F 28.35% 32 71.65% 18 21.969kg/kmolM D 97.36%322.64% 18 31.63 kg/kmolM W0.028%32 99.972% 18 18.891 kg/kmol3、物料衡算原料处理量： F12000 t/y ( 12 106 / 7200 )/21.969 75.86kmol/h总物料衡算： 75.86 D W甲醇物料衡算： 75.86 28.35% D 97.36% W0.028%得 D 22.074kmol/hW53.786kmol/h表一 塔顶、塔底、进料液的物料数据塔顶x D 98.5%xD97.36%MF=21.969 kg

21、/kmolF=75.86 kmol/hx F D进料液41.3%xF28.35%MD 31.6322.074kg/kmolkmol/hx WW=塔底0.05%xW 0.028%MW=18.89153.786kmolkg/kmol/h（二）理论塔板数的确定 甲醇水属于理想物系，可采用以下两种方法求解理论 塔板数1、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 x y 图 是建立在气液平衡数据下，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，气相组成 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

22、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，即气液平衡数据，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 气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) 由手册查出甲醇水气液相平衡数据，拟合出相平衡方 程及作出 xy 图，表二 甲醇水汽液相平衡数据 1液相中汽相中液相中汽相中温度甲醇甲醇温度甲醇的甲醇的t/ C的摩尔的摩尔t/ C摩尔分摩尔分分数分数数数1000078.140.29420.

23、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.

24、82310.922590.000.07400.356067.170.84260.930088.570.08720.395066.900.85740.938586.930.10790.440066.890.87200.942285.370.12890.477665.980.91850.963883.380.16350.537065.730.92950.968281.950.19120.572465.710.93800.971280.250.23270.616264.680.98850.994779.060.26840.648364.6511注：摘自化工工艺设计手册下册 P710表 19-38 （

25、 2）图一 甲醇-水 X-Y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 0.00187 7.03393X 40.64685X2 157.6139X3 388035736X4 598.11499X5 554.46395X6 282.15362X7 860.45038X82、图解法求理论塔板数（见后（ 7）图二所示）（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， q 1， x qxF0.2835 根据拟合得到的 yx 方程，可得到 y q0.658 最小回流比 Rmin（x Dyq） / （y q x q） 可得到 R

26、min 0.843 所以回流比 R2Rmin20.843 1.686（3） 求相对挥发度由后面： （三）热量衡算 1、塔顶温度 t D 64.72 、塔釜温度t W99.54 C、进料温度 tF78.44C 可得：精馏段： t 1(t D+t F)/2 (64.72+78.44)/2=71.58 C提馏段： t 2(t w+t F)/2 (99.54+78.44)/2=88.99 Ct 1=71.58 C(71.58-71.95)/(70.90-71.95)=(x1-0.5628)/(0.6243-0.5628)=(y 1-0.8123)/(0.8350-0.8123)可得 x1=0.5845

27、 , y 1=0.8256t 288.99 C(88.99-90.00)/(88.57-90.00)=(x2-0.0740)/(0.0872-0.0740)=(y 2-0.3560)/(0.3950-0.3560)可得 x2=0.0833， y2=0.3592将 x1，x2，y1，y2 分别代入 y=x/(1+( -1)x)解得 1=3.37 ， 2=6.170.5又如 =(12)0.5 = 4.56相平衡方程： y= 4.56x/(1+3.56x)(4)求精馏塔的气、液相负荷L RD1.68622.07437.217kmol/hV (R1) D2.68622.07459.291kmol/hL

28、 LF37.21775.86113.077kmol/hV V 59.291kmol/h(5)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)x0.9736/2.686 0.628x 0.3395提馏段操作线方程为：y(L/V)x (W/ V)xW (113.077/59.291)x (53.786/59.291) 0.000281.907x 0.000254(6)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、3 n 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

29、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

30、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 ）（8）全塔效率的估算利用表中常压下甲醇 - 水气液平衡组成与温度关系数据用内 插值法求得用奥康奈尔法 （ O conenell ）对全塔效率进行估算： 全塔的相对平均挥发度： =4.56精馏段的平均相对挥发度： 1=3.37提馏段的平均相对挥发度： 2=6.17全塔的平均温度：精馏段： t 1(t D+t F)/2 (

31、64.72+78.44)/2=71.58 C 提馏段： t 2(t w+t F)/2 (99.54+78.44)/2=88.99 C 可知：t1=71.58C，水1=0.416mPa.s，甲醇 1=0.315 mPa.st 288.99C，水1=0.3525mPa.s，甲醇 2=0.31 mPa.s t 1=71.58 C(71.58-71.95)/(70.90-71.95)=(x1-0.5628)/(0.6243-0.5628) ，可得 x1=0.5845t 288.99 C(88.99-90.00)/(88.57-90.00)=(x2-0.0740)/(0.0872-0.0740) ，可得

32、 x2=0.0833根据公式 lg Lxi lg i，L=10 xilg i 求得，平均黏度：精馏段： L 10 0.5845 lg0.315 (1 0.5845 ) lg0.416 0.3536mpa .s 提馏段： L 100.0833 lg0.31 (10.0833)lg0.3525 0.3487mpa .s由奥康奈尔关联式计算全塔效率：ET 0.49( L ) 0.245精馏段： ET=0.49 (1.8551 0.3536 ) 0.245 =0.5433提馏段： ET=0.49 ( 4.8370 0.3487 ) 0.245 =0.4311(9)求实际塔板数实际塔板数： N N P

33、P N N T TP P E E T T所得实际塔板数 ：精馏段：NR=N1/ET=6.5/0.5433 11.96, 取整精馏段 12 块板， 考虑安全系数加一块为 13。提馏段： Ns=(N-N1)/ET=5/0.4311 11.60, 取整提馏段 12 块板，考虑安全系数加一块为 13.故进料板为第 14块, 总板数为 N=NR +Ns=13+13=26(包括蒸馏 塔)。(10)求全塔效率E E N N T T 11 0 .4231 42.31%N P P 26(三)热量衡算1、求塔顶温度 t D，塔釜温度 t W，进料温度 tF(1)塔顶温度 t D根据表二采用内插法求解，可得：(t

34、D - 64.68) (64.65-64.68)=(0.9736-0.9885) (1-0.9885) 因此 t D=64.72 (2)塔釜温度 t W根据表二采用内插法求解，可得：(t W- 99.41) (99.25-99.41)=(0.00028-0.0017) (0.0035-0.0017)因此 t W99.54 C(3)塔进料温度 t F 根据表二采用内插法求解，可得：(t F- 78.14) (76.52-78.14)=(0.2835-0.2942)(0.3524-0.2942)t F78.44 C2、热量衡算(1)冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷 Q c(R1) D (I VD I

35、LD) 其中 I VD 塔顶上升的蒸汽的焓I LD 塔顶熘出液的焓I VDI LDxD ?HV甲(1 xD) ?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： ?HV2 ?HV1 (1 Tr2) / (1 Tr1 )0.38表三 沸点下蒸发潜热列表组分沸 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： t D64.72 C时对甲醇， Tr1T1/ Tc (273.15 64.72) / 512.6 0.66 Tr2 T2 / Tc (273.1

36、5 64.7) / 512.6 0.659蒸发潜热 HV甲35286.731 (1 0.66) / (1 0.659) 0.3835247.37 kJ/ kmol对水，同理可得， Tr2 T2 / Tc 0.522Tr1 T1 / Tc 0.576蒸 发 潜 热 ? HV 水 40724.152 (1 0.522)/(1 0.380.576) 0.3842622.18 kJ/kmol对全凝器做热量衡算 ( 忽略热量损失 )Qc(R1) D (I VD I LD)泡点回流，塔顶含甲醇量高，与露点接近，可得I VDI LDxD ?H甲(1xD)?H水I VD I LD 0.9736 35247.3

37、7 (1 0.9736) 42622.1835442.06kJ/kmolQc(R1)D(I VD I LD) 2.68622.07435442.062101386.82 kJ/h(2)冷却介质消耗量常温下 t35C 时， Cpc1 kcal (kg ?C)1且 1 kcal/kmol 4.1868 kJ/kmol可得 Wc Qc/ C pc(t 2t 1) (2101386.82/4.1868) / 1 (45 35) 50190.76kg/h(3)加热器的热负荷及全塔热量衡算表四 甲醇，水不同温度下的比热容 单位： kcal/(kg ?C) 组分t D=64.72Ct F=78.44 C平均

38、值tW99.54CtF78.44C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(t D t F) 0.753 (64.72 78.44) 16.20Cp1ave (t W t F)0.81(99.54 78.44) 10.716水Cp2ave(t D t F) 1.001 (64.72 78.44) 21.53Cp2ave (t W t F) 1.006 (99.54 78.44) 13.31 Cp(DF) dt C p1avexDCp2ave(1 xD) (64.72 78.44) 0.

39、753 0.98 1.001 0.02 ( 21.51) 16.32 Cp(WF) dt C p1avex W Cp2ave(1 xW) (99.54 78.44) 0.82 0.0004 1.006 0.9996 13.23 13.31且已知 D 22.074 kmol/h W 53.786 kmol/h DMDD=31.6322.074=698.2kg/hW MWW=18.891 53.786=1016.07 kg/hQD D Cp(DF) dt 698.2 ( 16.32) 5032.43 kcal/h 1201.98 kJ/hQW W Cp(WF)dt 1358.3 13.308 18

40、076.26 kcal/h 4317.44 kJ/h(4)对全塔进行热量衡算Q FQS QDQW QC 以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算：Q SQD QWQC QF 1201.98 4317.44 1456723.6 0 1459838.1 kJ/h 1.46 106 kJ/h塔釜热损失为 10， QS QS / 0.9 = 1.622 106 kJ/h 其中 Q S 加热器理想热负荷QS 加热器实际热负荷Q D 塔顶熘出液带出热量QW 塔底带出热量(5)加热蒸汽消耗量当 T 406.45K ，p=300kPa ， ?Hr 水蒸气 2168.1 kJ/kgW h QS/ ?Hr水蒸气 =

41、 1.622 106 / 2168.1 = 748.12 kg/h表五 热量衡算数据结果列表符号QCWCQFQDQWQSWh数值2101 386.82 kg/h50190.76kg/h0-1201.98kJ/h4317.44 kJ/h1.622 106 kJ/h748.12 kg/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x D 98.5% ，xD0.9736 ，M VDM甲醇 xD+M水(1-x D)=32 0.9736+18 ( 1-0.9736 ) =31.63 kg/kmol ，M LD MVD 31.63 kg/kmolD 22.074kmol/h , D 6

42、98.2 kg/h ，tD64.72C(1 )气相密度： VD (MVD/22.4) (T O/T) (p/p o) (31.63/22.4) 273.15/(273.15364.72) 1.142 kg/m 3(2) 液相密度：t D 64.72C ， 查常用溶剂相对密度表可得： 甲醇 3747 kg/m 3温度 t/ C密度/ (kg/m 3)60983.2tD 64.72 C水70977.78表六 不同温度下水的密度内插法求解 (977.78 983.2) / (977.78 水) (7060) / (70 64.72)可得 水980.642kg/m31/ LD x D/ 甲醇 (1 x

43、 D)/ 水 ， 得 LD 3749.68 kg/m 3(3) 液相粘度：t D64.72 C ，查有机化合物液体粘度表可得，mPa?s表七 不同温度下水的粘度甲醇 0.33温度 t/ C粘度 /(mPa?s)600.469t D64.72 C水700.406内 插 法 求 解 (0.406 0.469)/(0.406 水 ) (70 60)/(70 64.72)可得 水0.44mPa?slg L xlg CH3OH (1 x)lg H2O ， LD0.333mPa?s(4)液体表面张力：t D64.72 C ，查醇类水溶液表面张力图可得， 甲醇26.5mN/m表八 不同温度下水的表面张力温度

44、/ C表面张力 /(mN/m)6067.5t D 64.72水7065.6内插法求解 (65.6 67.5)/( 水67.5) (70 60)/(64.7260)可得 水 66.6 mN/mLD甲醇 x D水(1 x D) 26.5 0.9736 66.6( 1-0.9736 ) 27.56mN/m水表九 精馏塔顶部数据结果列表符号MLDMVD VDLDLD LD数31.6331.631.142749.680.33327.56值kg/kmolkg/kmolkg/m 3kg/m3mPa? smN/m2、塔底条件下的流量及物性参数：xw 0.05% ，xW 0.028% ，MVW MLW 18.0

45、0kg/kmol ，W 1016.07kg/h ，t W99.54 C(1)气相密度： VW (MVW/22.4) (T O/T) (p/p o) (18.00/22.4) 3273.15/(273.15 99.54) 0.590kg/m 3(2)液相密度： t W99.54 C ，近似可以看成是 100C3 Lw 958.4 kg/m(3)液相粘度：t W 99.54 C ，查饱和水的物性参数表可得， 0.30mPa?sLW 水 0.30mPa?s(4)液体表面张力：t LW 99.54C ，查饱和水的物性参数表可得，水59.75mN/mLD 甲醇x D 水(1 x D) 水59.75mN/

46、m表十 精馏塔底部数据结果列表符号MLWMVW VWLWLW LW数18.0018.000.590958.40.3059.75值kg/kmolkg/kmolkg/m3kg/m 3mPa?smN/m3、进料条件下的流量及物性参数：x F 41.3% ， xF 28.35% ，M LF xFM甲醇+(1-x F) M水=21.969kg/kmol ，F75.86 kmol/h ，F 1666.57 kJ/h ，t F78.44 C(1)气相平均相对分子量：根据甲醇水汽液相平衡方程， xF 28.35%，可得 yF 0.6585MVF 0.6585 32 (1-0.6585 ) 18 27.219

47、kg/kmol(2)气相密度： VF (MVF/22.4) (T O/T) (p/p o) (27.219/22.4) 273.15/(273.15 78.44) 0.944 kg/m 3(3)液相密度：t F 78.44 C， 查 常 用 溶 剂 相 对 密 度 表 可 得 ： 甲 醇 3735.404kg/m3 同以上塔顶温度下水的密度求解，利用内插法可得： 水 972.736 kg/m 31/ LFxF/ 甲醇 (1 x F )/ 水 ，可得 LF 858.33kg/m 3(4)液相粘度：t F78.44 C ，查有机化合物液体粘度表可得， 甲醇0.29mPa ?s同理用内插法可得： 水

48、 0.371mPa?s lg L xlgCH 3OH (1 x)lg H2O ，LF0.366 mPa?s(5)液体表面张力：t F78.44 C ，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/m LF甲醇xF 水(1 xF) 24.5 0.2835 61.32 (1-0.2835) 50.882mN/m表十一 精馏塔进料数据结果列表符MLFMVF VF LFLF LF号数21.96927.2190.949858.330.36650.882值kg/kmolkg/kmolkg/m 3kg/m 3mPa?smN/m在计算中，有以下几点需要特别说明

49、：由于很难查得在设计所需要的塔顶、进料和塔釜温度下 的物性数据，因此采用内插法求出以上数据。误差很小，基 本上小于 5%，可以忽略。在求塔釜的物性数据时，由于甲醇的质量分数相当小， 所以液相可以视为纯水作一个近似计算。误差也很小，基本 上小于 1%，可以忽略。进料流量与物料衡算得出的进料流量误差不大。因此， 上述计算结果有一定的准确性。4、精馏段的流量及物性参数：(1) 气相平均相对分子质量MV1 (MVD MVF) /2 (31.63 27.219)/2 29.42 kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量M L1 (MLD MLF) /2 (31.63 21.219)/2 26.80kg

50、/kmol(3) 气相密度 V1(VDVF) /2 (1.142 0.944)/2 31.043kg/m 3(4) 液相密度 L1(LDLF) /2 (749.68 858.33)/2 804.005kg/m3(5) 液相粘度 L1( LDLF) /2 (0.333 0.366)/2 0.3495 mPa?s(6) 气相流量 V1 (R 1)D 2.686 22.074 59.29 kmol/hV1 59.29 29.42 1744.31 kg/h(7) 液相流量 L1RD1.68622.07437.22 kmol/hL1 37.22 26.80 997.50 kg/h5. 提馏段的流量及物性

51、参数：(1) 气相平均相对分子质量MV2 (MVW MVF)/2 (18.00 27.219)/2 22.61 kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量ML2 (MLW MLF)/2 (18.00 21.969)/2 19.98kg/kmol(3) 气相密度 V2 ( VW VF) /2 (0.590 0.944)/2 0.767 kg/m 3(4) 液相密度 L2(LWLF) /2 (958.4 858.33)/2 933.75 kg/m 3(5) 液相 粘 度 L2 ( LW LF)/2 (0.30 0.366)/2 0.333 mPa?s(6) 气相流量 V 2 V159.29kmol

52、/hV2 59.29 22.61 1340.55 kg/h(7) 液相流量 L 2L 1F37.2275.86113.08 kmol/hL2 113.08 19.98 2259.3 kg/h表十二 精馏段，提馏段数据结果表精馏段提馏段气相平均相对分子质量29.42 kg/kmol22.61 kg/kmol液相平均相对分子质量26.80 kg/kmol19.98kg/kmol气相密度1.043kg/m 30.767 kg/m 3液相密度804.005kg/m3933.75 kg/m 3液相粘度0.3495mPa?s0.333 mPa?s气相摩尔流量59.29kmol/h59.29 kmol/h气

53、相质量流量1744.31 kg/h1340.55 kg/h液相摩尔流量37.22 kmol/h113.08kmol/h液相质量流量997.50 kg/h2259.3 kg/h六、精馏塔塔体工艺尺寸计算lg ugF gAKWL 0.25WVV 0.125L1、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 / u F = 0.50.85泛点气速采用贝恩霍根关联式计算，即查得， DN25金

54、属环矩鞍散装填料， a 185m2/m3， 0.96，A 0.06225 ， K 1.75(1)精馏段塔径计算： 将V1.043kg/m3，L804.005kg/m 3，L0.3495 mPa?sL 1WLL137.2226.80997.50 kg/hV 1WVV159.2929.421744.31 kg/h 代入上式可以求得 : u F11 m/s 空塔气速： u 0.5uF0.511=5.5m/s 体积流量： Vs=V1 Mv1/3600 V=V1 /3600 V=1744.31/ (36001.043)=0.46m3/s1/2= 0.32m可得 D = 4Vs / (u) 1/2 = 4

55、0.46 / (3.14 5.5) 1/2 = 0.33m圆整后， D=400 mm， 对应的空塔气速 u=3.66 m/s 校核 D / d= 400 / 25 = 16 8 ，符合条件。(2)提馏段塔径计算将V0.767kg/m 3，L933.75 kg/m 3，L 0.333 mPa?L2 WL2259.3 kg/h ，V2WV1340.55kg/h 代入上式可以求得 : u F12m/s 空塔气速： u 0.5uF0.512=6m/s 体积流量： Vs=V2 Mv2/3600 V=V2 /3600 V=1340.55/36000.767 ) =0.4855m3/s1/2可得 D= 4V

56、s/ (u) 1/2 = 40,4855/ (3.14 6) 圆整后， D=400mm， 对应的空塔气速 u=3.87m/s 校核 D / d = 400 / 25 = 168 ，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=400m。m因此，选用 D=400mm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：

57、 U4L / ( D2L)4997.50 / (804.0050.10893.14) 14.5m3/ (m 2?h)提馏段： U4L / ( D2L)42259.3 / (933.75 320.1024 3.14) 30.1 m3/ (m 2?h)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：U min(LW )min a取(LW)min 0.08 m3/ (m ?h) ，=185 m2/m3 可得 Umin 0.08 185 14.8m3/ (m 2?h)从计算上看精馏段与提馏段的喷淋密度都小于计算出

58、的 最小喷淋密度。但是本设计的精馏段与提馏段的喷淋密度已经相当大了。而计算得出的最小喷淋密度往往是与传质过程 有关。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。因此，在实际上，是符合条件的。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 u5.5 m/s，精馏塔的塔板数是 6.5 。Z=HETPNT = 0.45 6.5=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

59、 0.1Z = 1.1Z= 1.1 2.925=3.2175 m(2) 提馏段的填料层高度在提馏段，空塔气速 u 6m/s，精馏塔的塔板数是 5。Z=HETPNT = 0.45 5=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=1.1 2.25=2.475 m(3) 精馏塔的填料层高度Z=3.22 2.475=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0.5 算。计算时，先根据有关物性数据求出横坐标 WL V 值， WV L 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 u P V 0.

60、2 值。通过作图得出交点，读出过交 gL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P 138m1。(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=30 9.81=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=947.65 2427.9