1、廣州大學生命科學學院化工原理課程設計精餾塔設計 設計項目：甲醇水混合溶液精餾塔設計姓名：班級：學號：指導教師：鄒漢波設計日期：2021年1月9日-1月20日目錄化工原課程設計任務書 5前言 7第一部分工藝流程的選擇及示意圖81.1 工藝概述81.2基本原理81.3設計方案原則81.4 設計步驟91.5設計方案的內容91.6操作壓力91.7加熱方式 101.8進料狀態101.9回流比111.10熱能利用111.11工藝流程示意圖 12第二部分 精餾塔全塔物料衡算142.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾質量 142.2.原料液、塔頂、塔底產品的平均摩爾質量142.3塔板數的確定 152.4熱量衡算2

2、2第三部分 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 243.1操作壓力的計算 243.2操作溫度的計算 253.3平均摩爾質量計算 253.4平均密度計算 263.5液體平均張力計算 273.6液體平均粘度計算 283.7氣液相負荷的計算 28第四部分 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 294.1板間距的選定 293.6塔徑的確定 29第五部分 溢流裝置的計算325.1 溢流堰345.2受液盤345.3 弓形降液管的寬度和橫截面積345.4降液管底隙高度h0 355.5塔板布置及浮閥數目與排列36第六部分 塔板的流體力學計算436.1 氣體通過浮閥塔板的壓降436.2 液泛466.3 霧沫夾帶476.4

3、 漏液校核516.5 塔的負荷性能圖51第七部分 精餾塔的結構設計587.1筒體與封頭58 7.2 裙座587.3人孔597.4吊柱607.5除沫器617.6接管627.7法蘭的選擇647.8塔總體高度的設計667.9塔的附屬設備 68冷凝器 70再沸器70第八部分設計結果總結 70參考文獻 72化工原理課程設計說明書以及個人總結73化工原理課程設計任務書班級 生物工程141班 姓名李世民 學號 1414200085設計題目：甲醇水連續精餾塔的設計一、設計任務：試設計一連續浮閥精餾塔以分離苯-甲苯混合物。具體工藝參數如下：1、原料處理量：年處理 20000 噸 甲醇水混合液體。2、原料液中苯含

4、量： 30%（質量）。3、產品要求：餾出液中的甲醇的含量為 99.5%（質量）。塔頂易揮發組分的回收率 99.9 %設備的年實際生產時間為7200h。二、設計條件：1、加熱方式：間接蒸汽加熱，蒸汽壓力為1.02.5kg/cm2。2、操作壓力：常壓。3、進料狀況：飽和液體進料。4、冷卻水進口溫度： 30 ，出口溫度自定。5、塔板形式：浮閥塔板。三、應完成的工作量：1、確定全套精餾裝置的流程，繪制工藝流程示意圖。2、精餾塔的工藝設計，塔的結構尺寸設計。3、有關附屬設備的設計和選型，編寫設計說明書一份。4、繪制精餾塔的裝配圖一張（一號圖紙）。5、對設計過程的評述和有關問題的討論。指導老師：鄒漢波20

5、21年 1 月 3日前言課程設計是化工原理課程教學中綜合性和實踐性較強的教學環節，是理論聯系實際的橋梁，是使學生體察工程實際問題復雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設計，學生能綜合運用本課程和前修課程的基本知識，進行融會貫通的獨立思考，在規定時間內完成指定的化工設計任務，從而得到化工工程設計的初步訓練。通過課程設計，要求學生了解工程設計的基本內容，掌握化工設計的主要程序和方法，培養學生分析和解決工程實際問題的能力。同時，通過課程設計，還可以是學生樹立正確的設計思想，培養實事求是、嚴肅認真、高度負責的科學作風。在課程設計中，熟練查閱文獻資料、搜集有關數據、正確選用公式，在兼顧技術上先進性、可行性，

6、經濟上合理性的前提下，綜合分析設計任務要求，嚴格按照常用數據算圖，化工設備常用材料性能以及畫工圖例國標規定進行設計，確定化工工藝流程，進行設備選型，并提出保證過程正常、安全運行所需要的檢測和計量參數，同時還要考慮改善勞動條件和環境保護的有效措施。化工生產常需進行二元液相混合物的分離以達到提純或回收有利用價值組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發度的不同并借助于多次部分液化或多次部分冷凝達到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工或輕工等工業生產中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔形的操作特性，對選擇、設計和分析分離中的各種參數是非常重要的。塔設備是化工、煉油生產

7、中最重要的設備類型之一。本設計是針對工業生產中的苯甲苯溶液這一二元物質中進行苯的提純精餾方案，根據給出的原料性質及組成、產品性質及組成，對精餾塔進行設計和物料衡算。通過設計核算及試差等計算初步確定精餾塔的進料、塔頂、塔底操作條件及物料組成。同時對精餾的基本結構包括塔的主要尺寸進行了計算和選型，對塔頂冷凝器。塔底再沸器。相關管道尺寸及儲罐等進行了計算和選型。在計算設計過程中參考了有關化工原理、化學工程手冊、冷換設備工藝計算手冊等方面的資料。為精餾塔的設計計算提供了技術支持和保證。通過對精餾塔進行設計和物料衡算等方面的計算，進一步加深了對化工原理、石油加工單元過程原理等的理解深度，開闊了視野，提高

8、了計算、繪圖、計算機的使用等方面的知識和能力。第一部分工藝流程的選擇及示意圖1.1 工藝概述精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業中得到廣泛的應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發度的不同。使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計任務為分離苯一甲苯混合物，由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合

9、物的分離，應采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。1.2 基本原理在化工、輕工、石油等生產過程中，混合物的分離是生產過程中的重要過程。原料和中間產品有許多是由幾個組分液相組成的均相

10、混合物，為了對某些組分進行提純或回收其中的有用組分以達到生產的目的，通常需要對混合物進行分離，蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作，它通過加熱造成氣、液兩相物系，利用物系的各組分揮發度不同的特性以實現分離的目的。當混合物中各組分的揮發度相差不大，而又有較高的分離要求時，宜采用精餾。由于苯比甲苯在同樣的條件下更容易揮發，所以本設計采用精餾，其中苯為易揮發組分，甲苯為難揮發組分。1.3 確定設計方案原則總的原則是盡可能多地采用先進的技術，使生產達到技術先進、經濟合理的要求，符合優質、高產、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點：(1) 滿足工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩定的產

11、品。由于工業上原料的濃度、溫度經常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調節。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產過程。(2) 滿足經濟上的要求 要節省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。(3) 保證生產安全 生產中應防止物料的

12、泄露，生產和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。1.4 設計步驟板式精餾塔的設計大體按以下步驟進行：(1) 確定設計方案；(2) 平衡級計算和理論塔板的確定；(3) 塔板的選擇；(4) 實際板數的確定；(5) 塔體流體力學計算；(6) 管路及附屬設備的計算與選型；(7) 撰寫設計說明書和繪圖。1.5 設計方案的內容設計方案包括精餾流程、設備的結構類型和操作參數等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設備的形式、操作壓力、進料熱狀態、塔頂蒸氣的冷凝方式、余熱利用的方案、安全、調節機構和測量控制儀表的設置等。限于篇幅，僅

13、對其中一些內容作些闡述，其他內容可見參考文獻。1.6 操作壓力塔內操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關。根據所處理的物料性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則：(1) 壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導致設備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發度降低，回流比或塔高增加，導致操作費用或設備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa 才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，確定適宜的操作方式。(2) 考慮利用較

14、高溫度的蒸氣冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設備費用的增加，可以使用加壓操作。(3) 真空操作不僅需要增加真空設備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設備費用增加。本設計是分離苯和甲苯的混合物，由于兩者都是液體，因此操作壓力可以確定為常壓，即是常壓精餾。1.7 加熱方式塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產物基本是水，且在低濃度時的相對揮發度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節省設備費用和操作費用。但由于直接蒸汽加入，對釜內溶液起一定稀釋作用，

15、在進料條件和產品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產要求。間接加熱方式的優點是可以提供足夠的熱量，而且不會稀釋釜內溶液的濃度。本次設計采用間接加熱。1.8 進料狀態進料狀態有5種，可用進料狀態參數q 值來表示。進料為過冷液體：q1；飽和液體（泡點）：q1；氣、液混合物：0q1；飽和蒸氣（露點）：q0；過熱蒸氣：q0。q 值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量D 和進料量F 的比值D/F 有關；對于低溫精餾，不論D/F 值如何，采用較高的q 值為經濟；對于高溫精餾，當D/F 值大時宜采用較小的q 值，當D/F 值小

16、時宜采用q 值較大的氣液混合物。如果實際操作條件與上述要求不符，是否應對進料進行加熱或冷卻可依據下列原則定性判斷：(1) 進料預熱的熱源溫度低于再沸器的熱源溫度，可節省高溫熱源時，對進料預熱有利，但會增加提餾段的塔板數；(2) 當塔頂冷凝器采用冷凍劑進行冷卻，又有比較低的冷量可利用時，對進料預冷有利。冷夜進料時的操作比較容易控制，且不用加熱原料液，此外，冷夜進料時所用塔板會相對其它進料方式所需要的少，設計和制造時比較方便。本次設計以冷夜進料方式進料。1.9 回流比，影響精餾操作費用的主要因素是塔內蒸氣量 V。對于一定的生產能力，即餾出量D 一定時，V 的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小

17、回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結構尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比應通過經濟核算決定，即操作費用和設備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。但作為課程設計，要進行這種核算是困難的，通常根據下面3 種方法之一來確定回流比。(1) 根據本設計的具體情況，參考生產上較可靠的回流比的經驗數據選定；(2) 先求出最小回流比Rmin，根據經驗取操作回流比為最小回流比的1.22 倍，即R（1.22）Rmin；(3) 在一定的范圍內，選5 種以上不同的回流比，計算出對應的理

18、論塔板數，作出回流比與理論塔板數的曲線。當R= Rmin時，塔板數為；RRmin后，塔板數從無限多減至有限數；R繼續增大，塔板數雖然可以減少，但減少速率變得緩慢。因此可在斜線部分區域選擇一適宜回流比。上述考慮的是一般原則，實際回流比還應視具體情況選定。1.10 熱能利用精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節省大量的加熱蒸汽，而且還節省了大量的冷卻介質。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統的熱源，或通入廢熱鍋爐產生低壓蒸汽，供

19、別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。1.11 工藝流程示意圖(1)精餾流程總圖圖1-1精餾流程總圖(2)原料液的物流走向圖注：1、F為進料液物流；2、D為塔頂溜出液物流；3、W為塔底釜液物流。圖1-2精餾工藝流程圖(3)全凝器內物流的走向圖注：全凝器內物料走殼程，冷卻水走管程。圖1-2全凝器物流流程圖(4)再沸器內物流的走向圖注：再沸器內加熱蒸汽走殼程，物料走管程。圖1-3再沸器物流流程圖第二部分精餾塔的物料衡算工藝設計計算引言：本次設計任務為設計一定處理量的精餾塔，實現苯-甲苯的分離。苯-甲苯體系比較容易分離，待處理料液清潔，此次設計選

20、用篩板塔。篩板塔，是扎板塔的一種，內裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩，并裝有溢流管或沒有溢流管。操作時，液體由塔頂進入，經溢流管（一部分經篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進入，經篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。篩板塔的優點是結構簡單，制造維修方便，造價低，相同條件下生產能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。2.1原料液及塔頂、塔底產品的(摩爾質量M，下同)已知甲醇摩爾質量MA=32kg/kmol；水摩爾質量MB=18kg/kmol原料液組成xF=0.1942（摩爾分數，下同）：塔頂組成：=0.9911塔底組成：=2.41*10-42.

21、2.原料液、塔頂、塔底產品的平均摩爾質量和物料衡算原料液:MF=xFMA+(1-xF)MB=20.72kg/kmol塔頂: MD=xDMA+(1-xD)MB=31.88kg/kmol塔底: MW=xWMA+(1-xW)MB=18.00kg/kmol原料液的年處理量為20000噸則每小時的處理量為20000*103/7200=2777.78kg/h原料液處理量F=134.06kmol/h總物料衡算F=D+W134.06=D+W -輕組分物料衡算 FxF=DxD+Wxw134.06*0.1942=0.9911D+2.41*10-4W - 聯立、解得：=26.25kmol/h,=107.81kmol

22、/h式中F-原料液流量D-塔頂產品流量W-塔底產品流量 表2-1物料的數據匯總含甲醇的摩爾分數原料XF0.1942塔頂XD0.9911塔底XW2.41*10-4平均摩爾流量（kg/h）原料MF20.72塔頂MD31.88塔底MW18.00流量（kmol/h）原料F134.06塔頂產品D26.25塔底產品W107.812.3塔板數的確定2.3.1.甲醇和水的一些物理性質表2-2甲醇水汽液平衡數據溫度 t/甲醇摩爾分數溫度 t/甲醇摩爾分數液相 x/%氣相 y/%液相 x/%氣相 y/%1000073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740

23、.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、水的液體黏度溫度，60708090100L甲醇，mPa·s0.3500.3200.2800.2500.230L水，mPa·s0.4900.4300.4550.3100.260表2-4甲醇、水的液相汽化熱溫度，60708090100甲醇，kJ/kg700

24、775800850885水，kJ/kg124513001410148515202.3.2求q線方程因為是泡點進料，q=1，q線方程：x=xF=0.1942用內插法求塔頂，塔釜及進料版的溫度塔頂：（xD-1）/（0.8741-1）=（tD-64.7）/（66.9-64.7）=0.9911解得=64.86進料：（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精餾段的平均溫度：t=73.58提餾段

25、的平均溫度：t=91.13塔板數的計算（一）理論塔板數的求取計算法（逐板計算法、簡捷算法）1、求平均相對揮發度l 全塔平均相對揮發度：取塔頂及塔釜的平均值。由上算得塔頂溫度為64.86，塔釜溫度為99.97，查得的安托因常數：對于甲醇，其常數A,B,C分別為7.19736，1574.99，238.86，對于水，其常數A,B,C分別為7.07406，1657.46，227.02。塔頂：lgP0甲醇=A-=2.012lgP0水=A-=1.395由此可知，塔頂的相對揮發度為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

26、的相對揮發度w=P0甲醇/P0水=3.50（其中t=99.97）加料處：lgP0甲醇=A-=2.293lgP0水=A-=1.715由此可得進料處的相對揮發度F= lgP0甲醇/ lgP0水=3.78（其中t=82.29）故=3.81精餾段的平均相對揮發度：3.96提餾段的平均相對揮發度：3.642、 求最小回流比因飽和液體進料，所以其q線方程為：x=0.1942，其與平衡線（全塔的=3.81）的交點為（YP=0.4787,xp=0.1942)此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。依最小回流比計算式：=1.8013、 求全塔最小理論塔板數及精餾段最小理論塔板數根據操作回流比R=1.22Rmi

27、n，分別取1.2，1.32.0，以逐板計算法計算出相應的理論塔板數。（用簡捷法求理論板數）在全回流下求出所需理論板數Nmin,對于接近理想體系的混合物，可以采用芬斯克方程計算Nmin=8.75 (其中XD=0.9911,Xw=2.41*10-4,=3.81)（二）實際塔板數的求取 1、下面以R=1.2Rmin進行計算為例R=1.2×1.801=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，分別取回流比為1.22.0，得表2-6比值RminR

28、Nmin(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NN（R+1）1.21.8012.16128.750.11390.531119.8062.591.31.8012.34138.750.16170.483017.8659.681.41.8012.52148.750.20460.444916.5658.311.51.8012.70158.750.24330.413415.6657.961.61.8012.88168.750.27840.386714.9057.841.71.8013.06178.750.31040.363614.3258.161.81.8013.24188.750.3

29、3970.343313.8558.751.91.8013.42198.750.36660.325313.4559.4721.8013.60208.750.39140.309313.1260.38 圖2-7由表4-1可知，當R/=1.6時，設備費用和操作費用的和最小，故本課程設計中取R/=1.6R=1.801*1.6=2.8816相平衡方程：y=精餾段的操作線方程：y=0.7424X+0.2553因R=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+( q-1)（xD-xW)/(xD-xF)其中q=1，代入數據得，R=0.9447故提餾段的操作線方程：y=2.0585X-2.551*10-42總理論板

30、層數逐板計算法：先交替使用相平衡方程(a)與精餾段操作線方程（b）計算如y1=xD=0.9911相平衡 x1=0.9669y2=0.9731x2=0.9047y3=0.9269x3=0.7689y4=0.8261x4=0.5549y5=0.6672x5=0.3448y6=0.5113x6=0.2154y7=0.4152x7=0.1571xF=0.1942y8=0.3231x8=0.1113y9=0.2288x9=0.0722y10=0.1484x10=0.0437y11=0.0897 x11=0.0252y12=0.0516x12=0.0141y13=0.0288x13=0.0077=0.01

31、56=0.0041=0.0082=0.0022y16=0.0043 x16=0.0011y17=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求解結果為：總理論板層數NT=18，其中NT，精=6，NT，提=11（不包括再沸器），進料板位置NF=73.求全塔效率ET利用“精餾塔全塔效率關聯圖”求出全塔效率，橫坐標為L（平均相對揮發度×進料液體平均粘度）在0.17.5間，查圖即得

32、ET，或用經驗式塔頂：=64.86塔釜=99.97 平均溫度： T平均=82.415用內插法求出甲醇和水在82.415度下的粘度分別為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則=0.49*（3.81*0.3914）-0.245=0.44434.求實際塔板數NP：根據公式可求NP=17/0.4443=38.26395、確定進料位置根據得精餾段N精=6/0.4443=13.50,取14塊提餾段N提=11/0.4443=24.76,取25塊全塔板數：N=N精+N提=14+25=39塊，進料板在第15塊

33、板。2.4熱量衡算求精餾塔的氣、液相負荷求精餾塔的氣、液相負荷L=RD=75.642Kmol/hV=(R+1)D=101.892Kmol/h由于是飽和液體進料，因此q=1L=L+qF=209.702Kmol/hV=V+(q-1)F=101.892Kmol/hW= L- V=107.81Kmol/h再沸器的熱負荷和加熱蒸汽消耗量因殘釜液幾乎為純水，故其焓可按純水進行計算，即：在=99.97時，rB=2258kJ/kgIvw-Ilw= rB=2258*18kJ/kmol=40644 kJ/kmol對于冷液進料，再沸器的熱負荷為QB=V(IVW-ILW)=VrB101.892*40644kJ/h=4

34、.141*106 kJ/h因為蒸汽壓力在1.02.5kg/cm2范圍，查表得得水的汽化熱為22052455.6kJ/kg則加熱蒸汽消耗量為：Wh=4.141*106/2205=1878.14kg/h2.4.3全冷凝器熱負荷和冷卻水消耗量因塔頂溜出液幾乎為純甲醇，故其焓可按純甲醇進行計算，=64.86時，rA=1101kJ/kgIVd-IlD= rA=1101*32kJ/kmol=35232kJ/kmol冷凝器的熱負荷QC=101.892*35232=3.560*106kJ/h冷卻水的消耗量取水為冷凝介質，其進出冷凝器的溫度分別為30和35，則平均溫度下的比熱容Cpc =4.174 kJ/（kg

35、·K）則冷卻水的消耗量WC=QC/Cpc(t2-t1)=3.560*106/4.174×(35-30)=1.706*105kg/h第三部分精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算3.1操作壓力的計算塔塔頂操作壓力：PD=101.325KPa每層塔板壓降：P=0.7kpa進料板壓力:=101.325+15×0.7=111.825kpa塔底壓力為:=101.325+(39-1)×0.7=127.925kpa精餾段的平均操作壓力：Pm(精)=（101.325+111.825）/2=106.575kpa提餾段的平均操作壓力：Pm(提）=（111.825+127.92

36、5）/2=119.875kpa3.2操作溫度的計算前面的計算中已求得：塔頂=64.86，進料：=82.29，塔釜：=99.97精餾段的平均溫度：=73.58提餾段的平均溫度：t=91.133.3平均摩爾質量的計算由逐板計數法由此可得:y1=xD=0.9911 , x1=0.9669 ; =0.4152,=0.1571;=8.28*10-4,=2.17*10-4塔頂：y1=xD=0.9911 ,x1=0.9669=0.9911×32+（1-0.9911）×18=31.88kg/mol=0.9669×32+（1-0.9669）×18=31.54kg/mol加

37、料板：=0.4152,=0.1571=0.4152×32+(1-0.4152)×18=23.81kg/mol=0.1571×32+(1-0.1571)×18=20.20kg/mol塔釜：=8.28*10-4,=2.17*10-4=8.28*10-4×32+（1-8.28*10-4）×18=18.01kg/mol=2.17*10-4×32+（1-2.17*10-4）×18=18.00kg/mol精餾段的平均摩爾質量：=27.845kg/molMLm（精）= kg/mol提餾段的平均摩爾質量：Mvm(提)=kg/mol

38、Mlm（提）=kg/mol 3.4平均密度計算（1） 氣相密度的計算（由理想氣體狀態方程計算）精餾段：=提餾段：=（2） 液相密度的計算表3-1甲醇、水的液相密度L溫度，60708090100L甲醇，kg/m3763755745740725L水，kg/m3983.1977.8971.8965.3958.4塔頂平均密度的計算：=64.86根據內插法L甲醇=759.11L水=980.52質量分率：a甲醇=a水=根據1/LmD=a甲醇/L甲醇+a水/L水代入數據計算：解出=759.97進料板平均密度的計算：=82.29根據內插法L甲醇=743.86L水=970.31質量分率：a甲醇=0.558a水=

39、0.442同上，解出=829.42塔釜平均密度的計算：=99.97根據內插法得，L甲醇=725.4L水=958.8質量分率：a甲醇 =0.001a水=0.999同上，解出lmw=958.49故精餾段平均液相密度：(+)=794.695提餾段的平均液相密度：(+lmw)/2=893.9553.5液相平均表面張力的計算（）表3-2 甲醇、水液體表面張力溫度，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根據內插法算得甲醇頂=17.96mN/m水頂=65.3

40、1mN/m甲醇進=16.35mN/m水進=62.16mN/m甲醇底=14.42mN/m水底=58.90mN/m=0.9911×17.96+（1-0.9911)×65.31=18.38mN/m=0.1942×16.35+(1-0.1942)×62.16=53.26mN/m0.000241×14.42+(1-0.000241)×58.90=58.89mN/m則精餾段平均表面張力： 提餾段平均表面張力：3.6液相平均黏度的計算（） 甲醇、水的液體黏度溫度，60708090100L甲醇，mPa·s0.3500.3200.2800.2

41、500.230L水，mPa·s0.4900.4300.4550.3100.260由=64.86；=82.29；=99.97根據內插法算得甲醇頂=0.335mPa·s水頂=0.461mPa·s；甲醇進=0.273mPa·s水進=0.422mPa·s甲醇底=0.233mPa·s水底=0.266mPa·sL頂=0.9911*0.335+（1-0.9911）*0.461=0.288mPa·sL進=0.1942*0.273+（1-0.1942）*0.422=0.393mPa·sL底=2.41*10-4*0.233+

42、（1-2.41*10-4）*0.266=0.266mPa·s故精餾段平均液相粘度：Lm（精）=(0.288+0.393)/2=0.341mPa·s提餾段平均液相黏度：Lm（提）=(0.393+0.266)/2=0.329mPa·s3.7精餾塔氣液相負荷的計算L=RD=75.642Kmol/hV=(R+1)D=101.892Kmol/h由于是飽和液體進料，因此q=1L=L+qF=209.702Kmol/hV=V+(q-1)F=101.892Kmol/hW= L- V=107.81Kmol/h精餾段：V=(R+1)D=101.892Kmol/hVs= 101.892*

43、 27.845/(3600*1.03)=0.765m3/sL=RD=75.642Kmol/hLs=75.642*25.87/(3600*794.695)=.000684m3/sLs=0.000684*3600=2.462m3/h提餾段：209.702V=V+(q-1)F=101.892Kmol/hVs=101.892*20.91/(3600*0.83)=0.7130m3/sLs=209.702*19.10/(3600*893.955)=0.00124m3/sLs=0.0047*3600=4.480m3/h第四部分精餾塔的結構設計4.1板間距的選定 式中 塔徑，m氣體體積流量，m3/s空塔氣速，

44、m/s。表觀空塔氣相速度（按全塔截面計）按下式進行計算：安全系數（0.60.8）。安全系數的選取與分離物系的發泡程度密切相關。對于不發泡的物系，可取較高的安全系數，對于直徑較小及減壓操作的以及嚴重起泡的物系，應取較低的安全系數。本設計中取安全系數為0.7。其中，其中（為液相密度，為氣相密度，kg/m3 C為負荷因子，為極限空塔氣速，m/s）。C值可由Smith關聯圖查得：在關聯圖中，橫坐標為；參數反映了液滴沉降空間高度對負荷因子的影響（為板間距，為板上液層高度） 圖-Smith關聯圖設計中，板上液層高度由設計者選定，對常壓塔一般取為0.050.08m，對減壓塔一般取為0.0250.03m。本設

45、計根據標準，HT取0.40m，取0.06m。表4-1 板間距的確定8塔徑D，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板間距，mm200300300350350450450600500800800選擇HT=0.36m；取板上液層高度故；4.2塔徑的確定（初步估算）(一)精餾段：由上面計算得Vs=0.765m3/sLs=0.000684m3/sLs=0.000684*3600=2.462 m3/h查史密斯關聯圖，圖的橫坐為*=0.0248則C20=0.0590由代入數據得：C=0.0663（=35.82為精餾段液相平均表面張力)又由得0.0663=1.8404m/s取安

46、全系數為0.7，則空氣塔速為=1.28828 m/s=0.8697m按標準塔徑圓整后為D=0.9m塔橫截面積為3.14D2/4=0.636m2實際塔速為u= Vs/AT=0.765/0.636=1.203m/s（在適宜范圍內）（二）提餾段：Vs=101.892*20.91/(3600*0.83)=0.7130m3/sLs=209.702*19.10/(3600*893.955)=0.00124m3/sLs=0.0047*3600=4.480m3/h同理精餾段的計算方式得，查史密斯關聯圖，圖的橫坐標為，則C20=0.060=0.0737又由=2.4176m/s取安全系數為0.7，則空氣塔速為=1

47、.69232 m/s=0.732m按標準塔徑圓整后為 D=0.8m塔橫截面積為3.14D2/4=0.5024m2實際塔速為u= Vs/AT=0.7130/0.5024=1.4192m/s（在適宜范圍內）由表3-1可知，當塔徑為0.8-1.6m時，板間距可取0.35-0.45m, 選擇HT=0.36m；取板上液層高度故符合假設。塔取徑取D=0.9m第五部分 溢流裝置的計算溢流裝置包括降液管、溢流堰、受液盤等幾個部分，它們都是液體的通道，其結構和尺寸對塔的性能有著非常重要的影響，因此它的設計就顯得極為重要。5.1 溢流堰5.1.1堰長溢流堰（外堰）又稱出口堰，它設置在塔板上的液體出口處，為了保證塔

48、板上有一定高度的液層并使液流在板上能均勻流動，降液管上端必須超出塔板板面一定高度，這一高度稱為堰高，以表示。弓形降液管的弦長稱為堰長，以表示。為使上一層板流入的液體能在板上均勻分布，并減少進入處液體水平沖擊，常在液體的進入口處設置內堰，當降液管為圓形時，應有內堰，當采用弓形降液管時可不必設置內堰。堰長根據液體負荷和溢流型式而定。對單溢流，一般取為（0.60.8）D,其中D為塔徑。板上液層高度為堰高與堰上液層高度之和，即： =+式中板上液層高度，m堰高，m堰上液層高度，m。堰高則由板上液層高度及堰上液層高度而定。溢流堰的高度直接影響塔板上的液層厚度。過小，液層過低使相際傳質面積過小不利于傳質；但

49、過大，液層過高將使液體夾帶量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根據經驗，對常壓和加壓塔，一般采取=5080mm。對減壓塔或要求塔板阻力很小的情況，可取為25mm左右。堰長的大小對溢流堰上方的液頭高度有影響，從而對塔板上液層高度也有明顯影響。對于塔徑大于800mm的大塔，常采用傾斜的降液管及凹形受液盤結構，但不適宜用于易聚合及有懸浮固體的情況，此時比較適宜用平直堰結構。 因此，在本設計中選擇了平直堰結構。其堰上方液頭高度可由用弗蘭西斯（Francis）式計算：（m） （1.8）式中，為液體流量，m3/h；為堰長，m；E為液流收縮系數。E體現塔壁對液流收縮的影響，若不是過大，一般可近似取E=1

50、，所引起的誤差不大。取堰長=0.6D=0.60.9=0.54m出口堰高精餾段，近似取E=1=0.0078m取板上清液層高hL=60mmhw=hL-how=0.060-0.0078=0.0522m提餾段，近似取E=1=2/3=0.0116m取板上清液層高度hL=60mmhw=hL-how=0.060-0.0116=0.0484m5.2受液盤塔板上接受降液管流下液體的那部分區域稱為受液盤。它有平形和凹形兩種形式，前者結構簡單，最為常用。為使液體更均勻地橫過塔板流動，也可考慮在其外側加設進口堰。凹形受液盤易形成良好的液封，也可改變液體流向，起到緩沖和均勻分布液體的作用，但結構稍復雜，多用于直徑較大的塔，特別是液體流率較小的場合，它不適用于易聚合或含有固體雜質的物系，容易造成死角而堵塞。對于600mm以上的塔，多采用凹形受液盤，其深度一般在50mm以上。本課程設計中，選取凹形受液盤。5.3弓形降液管的寬度和橫截面積 弓形降液管的寬度及截面積可根據堰長與塔徑之比查圖來求算。實際上，在塔徑D和板間距一定的條件下，確定了溢流堰長，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面積應保證液體在降液管內有足夠的停留時間，使溢流液體中夾帶的氣泡能來得及分離。為此液體在降液管內的停留時間不應小于35s，對于高壓下操作的塔及易起泡沫的系統，停留時間應