化工原理课程设计任务书

1、化工原理课程设计任务书 -甲醇 _水连续填料精馏塔设计题目：正丁醇水连续填料精馏塔专业：化工 制药指导老师：2007年 7 月 13日目录设计任务书 1二、 设计的方案介绍 1三、 工艺流程图及其简单讲明 .2四 反渗透膜的、操作条件及精馏塔工艺运算 4五、精馏塔工艺条件及有关物性的运算14六、精馏塔塔体工艺尺寸运算 19七、附属设备及要紧附件的选型运算 23八、参考文献 26九、甲醇水精馏塔设计条件图一、设计任务书正丁醇填料精馏塔设计：1 、处理量： 1.25 吨 /2h2、原料液状态：常温常压3、 进料浓度：80%（正丁醇的质量分数 ）塔顶出料浓度：7.70%（正丁醇的质量分数 ）塔釜出料

2、浓度： 98.5%（正丁醇的质量分数 ）4、填料类型： CY700 金属丝网波浪填料二、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样有冷液加料、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。本设计采纳的是泡点进料。如此不仅 对塔的操作稳固较为方便，不受季节温度阻碍，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，因此塔径差不多相等，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，a值偏离1的程度越大，分离越容易。然而要保持精

3、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阻碍，我们一样采纳的是常压精馏。 如果在常压下无法完成操作，能够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。因此在考虑多方面因素之 后，本设计采纳的常压精馏，即塔顶的操作压力操纵在101.325kpa下。由于本设计精馏塔不是专门高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实 际运算当中，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本设计是使用0.4MPa (表压强)的饱和水蒸汽作为加热介质。冷却介质用的是循环水 (20 30 C)4、回流比的确定

4、塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，同时回流比是阻碍精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也阻碍混合液的分离 成效。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畴为： R (1.1 2.0)Rmin按照体会，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。本设计选用 CY700 金属丝网波浪 填料。三、工艺流程图及其简单讲明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

5、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通过一个 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，分不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， 分不进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热平均之后， 全部排入下水道。在流程设计伤，釜出液为100C左右的高温水，热值高，将其送回热水 循环管路用

6、于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采纳分段冷凝泡点回流， 也是出于节能考虑。在流量操纵上采纳自动操纵，有利于节约劳动力，并 使过程操纵精确，并可实现运算机操纵，有利于连续生产。在检修方面充 分考虑到泵的日常爱护，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 塔顶冷凝采纳全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，同时也容易被水冷凝，塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。4、塔顶的回流方式关于小型塔采纳重力回流，回流冷凝器一样安装在比精馏塔略高 的地点，液体依靠自身的重力回流。然而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。本设计采纳重力回流，全

7、 凝器放置略高于塔顶的位置，同时设置流量计检测和保证冷凝器内的液面5、精馏塔塔釜的加热方式加热方式分为直截了当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，坚持原先的浓度，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。如此减少了理论板数，从而降低了成本， 然而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运算：本设计任务是分离甲醇水的混合物。关于二元混合物的分离，应 采纳连续精馏流程。设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡 点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采纳全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部 分回流至塔内

8、，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。塔釜采纳间接蒸汽加热，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水的摩尔质量：MA = 18 kg/kmol正丁醇的摩尔质量：MB = 74 kg/kmolxF' = 20% , xD' = 92.3% , xw' = 1.5% (均为质量比)xF = (xF'/ MBA) / xF' /MA + (1 -xF' )/ MB =(0.2/ 18) / (0.2/ 18 + 0.8/ 74)=0.5068=50.68%xD = (xD'/ MA )

9、 / xD' /MA + (1- xD')/MA =(0.923/ 18) / (0.923 / 18 + 0.077 / 14)=0.9801=98.01%xW = (xW'/ MA ) / xW' / MA +(1- xW')/ MB =(0.015 / 18) /( 0.015 / 18 + 0.985 / 74)=0.0589=5.89%2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量MF = 50.68% X 18 + (100-50.68)% X 74= 45.62kg/kmolMD = 98.01%X 18+ (100-98.01)%X 74= 1

10、9.11 kg/kmolMW = 5.89%X 18 + (100-5.98)% X 74= 31.47 kg/kmol3、物料衡算原料处理量：F' = 1.25t/2h=( 1.25 103/45.62)/2= 13.70kmol/hD1 (0由正丁醇7水系统的温度组)成图，由杠杠规则原理求解：求最小回流比及操作回流比由于本设计采纳的是泡点进料，q= 1, xq = xF= 0.5068按照拟合得到 的y x方程，可得到 yq= 0.755最小回流比 Rmin = (xD yq) / (yq - x q) 可得到 Rmin = 0.910因此回流比 R= 1.8Rmin= 1.8X

11、0.910= 1.64分析精馏塔操作流程可得总物料衡算：F= d + W8.03kmol/hD 69.73kmol/Di LW 28.30kmol/D1Dx L1 WxWL 114.36kDxD/hD1xD1 L1XL1解得塔顶回流流量仁60V 184.09kfriolLhD 1.64V 塔顶上升气体流量L143.23kmol/hL1分离器中上层正丁醇的液体流量D127.02kmol /hD1分离器中下层水相流量F 54.80kmol/h表一 塔顶、塔底、进料液的物料数据BwReTa8057070LOD.OX6.O/50.68%4D 6.36£=I1wXu 5 OLOT 0 4 O5

12、3.O3.OL5w caATOMropavFi%20xw.89%（二 '理论塔板数的确定/0 1.0 Loo.o1Mdmokmol/hMw31.47kg/kmoW 7.34kmol/h一水汽液 相平稳数据，.拟合 出相平稳万程及作出 x00.050.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.951Liquid Molefrac W ATER在对甲醇和水二元物系汽液平稳数据做拟合之后，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

13、388035736X4 + 598.11499X5 554.46395X6 + 282.15362X7 60.45038X8(3) 求精馏塔的汽、液相负荷L RD 1.64X 69.73 114.36kmol/hV (R+ 1) D (1.64+1)x 69.73 184.09kmol/hL' L + F114.36+ 98.03 212.39kmol/hV' V 184.09kmol/h(4) 精熘段和提熘段的操作线方程精熘段操作线方程为：y (R/ R+1)x + xD/ (R+1) (1.64/2.64)x + 0.689/2.640.62x + 0.2610/1/L/3

14、 提熘段2/殳操作线方程为/,0 y 2X 0.0589(L / N')x “ Vf')xW(21；L39/184.09)x-(285.30/1&1.09)Z=1010905/3、图解5 0.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.951Liquid Molefrac W ATER(三)热量衡算1、求塔顶温度tD，塔釜温度tW，进料温度tF 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。通过反渗透分离后，以正丁醇含量80%进料，则由t-xy图查的，正丁醇质量分数塔顶0.077;进料

15、0.8；塔底0.985则CS料温度；tF 92.2C塔顶温度tD 95.3C;塔底温度：tw 117CtF 92.2 CtD 95.3 C咳热量衡算(1) 冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷Qc= (R+ 1) D (IVD ILD)其中IVD 塔顶上升的蒸汽的焓ILD 塔顶馏出液的焓IVD ILD = xD ? HV 甲+ (1 xD) ? HV 乙其中？ HV甲一一水的的蒸发潜热? HV乙一一正丁醇的蒸发潜热蒸发潜热与温度的关系：？ H V2= ? HV1 (1 T/ (1 Tr1) 0.38表四沸点下蒸发潜热列表3组分沸点 t / C °蒸发潜热 ?Hr / (kJ/ kmol)Tc

16、 / K正丁醇11744800.41560.15水1009702647.14塔顶温度下的潜热运算：tD = 95.3° C 时对正丁醇，Tr1 = T1/ Tc= (273.15+ 90.56) / 560.15= 0.649Tr2= T2 / Tc= (273.15+ 117) / 560.15= 0.697蒸发潜热 HV 甲=44800.41 X (1 - 0.697) / (1 - 0.649) 0.38=42365.61 kJ/ kmol对水，同理可得， Tr2= T2 / Tc= 0.577Tr1= T1 / Tc= 0.562蒸发潜热？ HV 水=9702X (1 0.5

17、77)/(1 - 0.562)0.38= 9574.38 kJ/km ol对全凝器做热量衡算 (忽略热量缺失 )Qc= (R+1) D (IVD - ILD)泡点回流，可得IVD - ILD = xD ? H 水+ (1-xD)? H 醇IVD -ILD =0.9801X 9574.38+ (1 -0.9801)X 44800.41= 10275.38kJ/k molQc=(R+1)D(IVD-ILD)=16.54X6.661X10275.38=1132068.824kJ/h(2) 冷却介质消耗量常温下 t=20°C 时， Cpc=4.183 kJ (kg? °C)-1可得

18、 Wc =Qc/ Cpc(t2-t1)=(1132068.824) / 4.183X(30-20)= 27063.56 kg/h(3) 加热器的热负荷及全塔热量衡算表五 正丁醇，水不同温度下的比热容 单位： kcal/(kg? ° C) 组分正丁醇水tD=95.3 C1.111.001tF=92.2 C1.061.002平均值1.0851.0015tW=117 C0.961.002tF=92.2 C1.061.003平均值1.011.0025可得：正丁醇 Cplavex (tD tF)= 1.085X (90.56100.83)=- 11.14 3Cp1ave x (tW tF) =

19、 1.01 x (115.56- 100.83)= 14.878水 Cp2avex (tD tF)=1.0015x(90.56100.83)=10.285 Cp2ave' x (tW tF)=1.0025x(115.56100.83)=14.767j Cp(DF) dt = Cp1avexD' + Cp2ave(1 xD' ) x (90.56 100.8 3)=1.0015x0.923+1.0025x0.077x(-10.27)=10.286j Cp(WF) dt =Cp1ave' xW'+Cp2ave' (1xW' )x(115.56

20、1 00.83)=1.0025x0.0589+1.01x(1-0.0589)x (14.73)=14.871 且已知 D = 69 .73kmol/hW = 2 8 . 3 0kmol/hD'=1255.14kg/h W' =509.4kg/hQD=D'j Cp(DF)dt =1255.14x(10.286)=12910.37kcal/h= 3084.29kJ/hQW=W' jCp(WF)dt=509.4x14.871=7575.29 kcal/h=1809.74 kJ/h对全塔进行热量衡算QF+ QS= QD+ QW+ QC以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡

21、算：QS=QD+QW+QCQF =3084.29+1809.74+1132068.8240=1130794.274 kJ/h= 1.13x 106 kJ/h塔釜热缺失为 10%, QS'= QS / 0.9 = 1.25X 106 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 T = K , p=0.4Pa , ? Hr 水蒸气=539 kJ/kgWh = QS' / ? Hr 水蒸气 二 1.25X 106 / 539= 2319.11kg/h表六 热量衡算数据结果列表符QCWCQFQD

22、QWQS'Wh号数1132068.8241.25 X1062319.11值27063.56kg/h0-3084.29kJ/h 1809.74kJ/hkg/hkJ/hkg/h五、精馏塔工艺条件及有关物性的运算1 、塔顶条件下的流量及物性参数xD' = 92.3% , xD = 0.9801 , MLD = MVD = 19.11 kg/kmo l ，D = 69.73 kmol/h , D' = 1255.14kg/h, tD = 95.3° C( 1 )汽相密度：p VD = (MVD/22.4) X (TO/T) X (p/po)= (19.11/22.4)

23、x 273.15/(273.15+ 90.56)=0.6407 kg/m3(2) 液相密度：tD = 95.3° C ,查常用溶剂相对密度表可得：p正丁醇=810kg/m3表七 不同温度下水的密度温度t/ C密度p (kg/m3)965.304P水90tD = 95.3 C100958.345内插法求解 可得p 水=964.914 kg/m31/p LD = xD' /p 水 + (1 xD' )/ p 正丁醇，p LD = 950.910kg/m3(3) 液相粘度：tD = 95.3° C，查有机化合物液体粘度表可得，卩丁醇=0.576mPa? s可得卩水

24、=0.27mPO? slg l xlg 水(1 x) lg 醇，卩 LD = 0.3417 mPa? s(4) 液体表面张力：tD = 90.56° C，查醇类水溶液表面张力图可得正丁醇=22.07mN/m可得c水=30mN/m(T LD水x xD 正丁醇x (1 xD) = 30x 0.9801 + 22.07X( 1-0.9801)= 29.842mN/m表十 精馏塔顶部数据结果列表符号MLDMVDpVDpLD(JLDcLD数值19.1119.110.6407950.9100.341729.842kg/kmolkg/kmolkg/m3kg/m3mPa?smN/m2、塔底条件下的流

25、量及物性参数：xw'= 1.5% ， xW =5.89% ， MVW =MLW=31.47 kg/kmol ，W' = 509.4 kg/h , tW = 117° C( 1 )汽相密度：p VW = (MVW/22.4) X (TO/T) X (p/po)= (31.47/22.4)X 273.15/(273.15115.56)=0.987 kg/m3(2) 液相密度：tW = 117° C , p 正丁醇 =767.49kg/m3 p 水=947.52 kg/m3p Lw = 778.09kg/m3(3) 液相粘度：tW = 117° C，查饱

26、和水的物性参数表可得，少水=0.16 mPa? s卩 LW 水=0.16mPa? s(4) 液体表面张力：tLW = 117° C，查物性参数表可得水=28mN/m(T 正丁醇=19.94mN/m(T Lw水 X xw醇X (1 xw) = 20.41mN/m表十一 精馏塔底部数据结果列表符号MLWMVWpVWpLWLWoLW数值31.4731.470.987778.090.1620.41kg/kmolkg/kmolkg/m3kg/m3mPa?smN/m3 、进料条件下的流量及物性参数：xF'= 20% , xF = 50.68% , MLF = 45.62 kg/kmol

27、,F= 98.03kmol/h , F'= 1764.54 kJ/h , tF= 92.2° C(1) 汽相平均相对分子量：按照汽液相平稳方程，xF = 0.5068,可得yF = 0.755MVF = 0.755 x 18+ (1-0.755) x 74 = 31.72kg/kmol(2) 汽相密度：p VF = (MVF/22.4) x (TO/T) x (p/po)= (31.72/22.4)x 273.15/(273.15+ 1 00.83)=1.034kg/m3(3) 液相密度：tF = 92.2° C, 查常用溶剂相对密度表可得：p 醇=781.43 k

28、g/m3同以上塔顶温度下水的密度求解，利用内插法可得：p 水=964.73 kg/m31/p LF = xF' /p 水+ (1- xF' )/ p 醇，可得 p LF = 812.30 kg/ m3(4) 液相粘度：tF = 92.2° C，查有机化合物液体粘度表可得，卩醇=0.6136 mPa? s同理用内插法可得：卩水=0.28 mPa? slg L xlg 水(1 x)lg 醇，卩 LF = 0.4123mPa? s(5) 液体表面张力：tF = 92.2° C，查醇类水溶液表面张力图可得正丁醇=21.33 mN/m同理用内插法可得：。水=29 mN

29、/m(T LF水x xF醇x (1- xF) = 29x 0.5068 + 21.33X (1-0.5068)=25.22 mN/m表十二精馏塔进料数据结果列表符号MLFMVFpVFpLFpLFoLF数值45.621.034812.300.412331.72kg/kmolQQ25.22mN/mkg/kmolkg/m3kg/m3mPa?s4、精熘段的流量及物性参数：(1) 汽相平均相对分子质量MV1 = (MVD + MVF) 12 = (19.11 + 31.72)/2= 25.415kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量ML1 =(MLD +MLF) /2 = (19.11 + 45.6

30、2)/2= 32.365kg/kmol(3) 汽相密度p V1 = ( p VD +p VF) /2= (0.6407+ 1.034)/2= 0.8374kg/m3(4) 液相密度 p L1=(p LD+p LF) /2= (950.910+812.30)/2=176 3.21 kg/m3(5) 液相粘度卩 L1 = ( LD + LF) /2 = (0.3417+ 0.4123)/2= 0.377mPa? s(6) 汽相流量V1 = (R+ 1)D = 69.73X 2.64= 184.09 kmol/hV1 ' = 184.09X 25.415= 4678.65kg/h(7) 液相

31、流量L1 = RD = 1.64x 69.73= 114.36 kmol/hL1 '= 114.36X 32.365=3701.26 kg/h(8) 体积流量： Vs=184.09x25.415/0.8374/3600=1.552 m3/s5.提馏段的流量及物性参数：(1) 汽相平均相对分子质量MV2 = (MVW + MVF)/2 = (31.47+ 24.303)/2= 27.89 kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量ML2=(MLW+MLF)/2 = (31.47 +31.72)/2= 31.595 kg/kmol(3) 汽相密度 p V2=(p VW+p VF) /2=

32、(0.588 +1.034)/2=0.811 kg/m3(4) 液相密度 p L2=(p LW+p LF) /2= (778.09+812.30)/2=795.2 0kg/m3(5) 液相粘度 卩 L2 =(卩 LW + 卩 LF)/2 = (0.16 + 0.4123)/2= 0.2862 m Pa? s(6) 汽相流量 V2= V1=184.09kmol/hV2' = 184.09X 27.89= 5134.27 kg/h(7) 液相流量 L 2=L 1+F=114.36+98.03=212.39 kmol/hL 2'= 212.39X 31.595= 6710.462 k

33、g/h(8) 体积流量：Vs=184.09X 27.89/0.811/3600 =1.759 m3/s表十三 精熘段，提熘段数据结果表精熘段提熘段汽相平均相对分子质量25.415 kg/kmol27.89 kg/kmol液相平均相对分子质量32.365kg/kmol31.595 kg/kmol汽相密度0.8347 kg/m330.811kg/m3液相密度1763.21kg/m3795.20kg/m3液相粘度0.377 mPa?s0.2862mPa?s汽相摩尔流量184.09 kmol/h184.09kmol/h汽相质量流量4678.65 kg/h5134.27 kg/h液相摩尔流量114.36

34、 kmol/h212.39 kmol/h液相质量流量3701.26kg/h6710.462kg/h体积流量1.552 m3/s1.759 m3/(六、精馏塔塔体工艺尺寸运算1、塔径的运算已知塔径为600mm泛点气速采纳贝恩-霍根关联式运算，即lg UFa3g0.250.125V0.2WlVlA KLWvL查得，DN25金属环矩鞍散装填料，a 185m2/m3，0.96，A 0.06225， K 1.75(4) 最小喷淋密度的校核填料塔中汽液两相间的传质要紧是在填料表面流淌的液膜上进行的。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

35、能。液体喷淋密度是单位塔截面积上，单位时刻内喷淋的液体体积量，U表示。提馏段：U = 4L' / ( n D2 p L) = 4X 212.39X 45.62 / (795.20X 0.36X 3. 14)=43.12 m3/ (m2? 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运算：U min ( LW ) min a取(LW)min 0.08 m3/ (m? h), a=125m2/m3可得 umin 0.08 700 56m3/ (m2? h)从运算上看精馏提馏段的喷淋密度于计略大于算出的最小

36、喷淋密度c 由化工工程工艺得知，实际操作时采纳的喷淋密度应大于最小喷淋密度, 我们采纳适当增加填料层高度的方法予以补偿。2、塔高的运算关于CY700金属丝网波浪填料，1m相当于8块理论板数，因此我们取等板高度一样取的 HETP =1/8=0.125m。4VsuD得空塔气速精馏段u=5.492m/s提馏段 u=6.224m/s(1) 精馏段的填料层高度在精馏段，空塔气速u = 5.492 m/s,精馏塔的塔板数是1。Z=HETP X NT = 0.125X 1=0.125 m采纳上述方法运算出填料层高度后，留出一定的安全系数，取2 Z' = 1.3Z二 1.4X 0.125=0.175m

37、PU式(2)在提P 2 v提馏段的填料层高度馏层填料塔气速Nu/m6.224 m/s,精馏塔的塔板数是2。uZ=H塔气速X2m=s 0.125X 2=0.25m采纳上述方法运算出填料层高度后，留出一定的安全系数，LZ' Wl.4Z=1.1X 0.25=0.275 mat式中精馏塔的填料层高度LW 填料润湿率=0.175h) 0.275=0.45mW按照最小喷淋密度运算值与理论值差异，用适当增加填料层高度的方 曲补偿,干填料的比表面积则6!5史1.30=0.70口计算得3-3, 3-LW 43.2 / 700 0.0616m3(m h) 精馏麒料层压力降的运算 按照化工单元设备设计手册整

38、砌填料层压降的运算手册公式(24)提馏段26 22422P 33.50.811 526.23N / m2两层塔板P 1052.46N/m总压强降本设计中，散装填料的压降值由埃克特通用关联图来运算。运算时，0.5先按照有关物性数据求出横坐标 W 值，再按照操作空塔气速、压降 WvLu2填料因子以及有关的物性数据，求出纵坐标亠02值。通过作图得gL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，CY700金属丝网波浪填料的压降填料因子P 138 m 1。(1)精馏段的压降经运算得：横坐标：0.0235纵坐标：0.0449查埃克特通用关联图，可得？ p/Z=30 X 9.81=294.3

39、pa/m因此，精馏段的压降？ p1=294.3X 3.22=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=100X 9.81=981 pa/m因此，提馏段的压降 ？ p2=981 X2.475= 2427.98 pa(3) 精馏塔的压降p=947.65+ 2427.98 = 3375.63 pa4, 填料层的持液量式按照化工工艺手册公式(12-162), H 0.143(L/de)0.6 H 总持液量，L液相流率，m3/(m2h)H 0填料当量3直径/0.005)0632.87m3液体 /m3填料参数精熘段提熘段全塔空塔气速

40、(m/s)2.5886.224塔径(m)0.60.60.6每米填料层压降 (pa/m)421.70526.23总压降 (pa)421.701052.461474.16填料层高度 (m)0.20.30.7七、附属设备及要紧附件的选型运算冷凝器的选用取全凝器的传热系数 K=2400kJ进口温度是多相等。逆流：35C,出口温度是45C/(m2? h? C),选择逆流操作。冷却水原料液是泡点回流，进出口温度差不65.19C65.19C45C? t2 = 65.19-45=20.19C? t1=65.19- 35= 30.19C? tm=(? t2- ? t1) / In(? t2/ ? t1)=24.

41、88 CA=Qc / (K? ? tm ) = 1400194.48 / (2400X 24.88)= 23.2 m2 本设计选用的列管换热器是 G400- 2- 16- 22。2、加热器的选用由于本设计选择的是 133.3C 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*C。? t = 133.3-100=33.3CA= QS' / (K? ? t ) = 1.622X106 / (4186.8X33.3)=11.63 m2本设计选用的列管换热器是 G273 1 2516。3、塔内管径的运算及选择本设计选用的是热轧无缝钢管。(1)进

42、料管：选用 WF=0.6m/sdF = 4F' / (3600? n ? WF? p LF) 1/2 =4X 1666.7 / (3600x 3.14X 0.6X 909.1) 1/2 = 0.033 m圆整后，选用的是 © = 38mm。回流管：选用 WR=0.4m/sdR = 4L' / (3600Xn ? WR? p L1) 1/2=4x 756.96 / (3600x 3.14X 0.4X 826.68) 1/2 = 0.0283 m 圆整后，选用的是© = 32mm。(3) 塔顶蒸汽接管：选用 WV = 20m/sdV = 4V'/ (36

43、00? n ? WV? p VD) 1/2=4x 1100.77 / (3600x 3.14X 20x 1.134) 1/2 = 0.131 m 圆整后，选用的是© = 133mm。(4) 塔釜出料管：选用 WW = 0.6m/sdV = 4W'/ (3600? n ? WW? p LW) 1/2=4x 1358.3 / (3600x 3.14X 0.6x 958.4) 1/2 = 0.031 m圆整后，选用的是© =32mm。4、离心泵的选用当贮槽与受液槽两液面保持恒定，则泵对单位重量液体所做的净功为：2HezPUbHfg 2g设塔釜离地面3m,忽略两截面间的压头缺失。贮槽的液面和塔顶一样，可看做是常压下操作，压力差可近似看做是精馏段的压力降，？ p仁947.65 pa。2 而在特定条件下且0，因此：2gHe = ? z + ? pl / ( p LF X g)= 3+ 947.65 / (909.1 X 9.81) = 3.11 mQe =1666.7 / 909.1 = 1