化工原理課程設計 施

1、化工原理課程設計 乙醇-水填料式精餾塔設計 學生姓名 徐程 院學學化化工 學院名稱 8學號1301210213 班2級13級班 學化稱名業(yè)專用應 菊導指師王教 日20月5年2016 摘要填料式精餾塔是化工生產的重要化工設備。精餾塔不僅對產品本身，而且還對產品產量、質量、生產能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各方面都有重大影響。因此，掌握精餾塔的基本設計對化工專業(yè)學生十分重要的。本課程設計是關于乙醇-水的填料式精餾塔的設計，通過對填料式精餾塔的設計，熟練掌握以及運用所學知識并投入到實際生產當中去。 乙醇；水；填料式精餾塔；化工生產； 關鍵詞摘要 . I 第一部分 概述 . 3 1.1概述

2、. 3 1.2文獻綜述 . 3 1.2.1填料類型 . 3 1.2.2填料塔 . 4 1.2.3填料選擇 . 4 1.3設計任務書 . 4 1.3.1設計題目 . 4 1.3.2設計條件 . 4 1.3.3設計任務 . 5 1.4設計思路 . 5 第二部分 工藝計算 . 6 2.1 平均相對揮發(fā)度的計算 . 6 2.2繪制t-x-y圖及x-y圖 . 6 2.3 全塔物料衡算 . 7 2.3.1進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數 . 7 2.3.2 平均摩爾質量 . 8 2.3.3全塔物料衡算： . 8 2.4最小回流比的計算和適宜回流比的確定 . 8 2.4.1最小回流比 . 8 2.4.2 確

3、定最適操作回流比R . 9 2.5熱量衡算 . 9 2.6求理論板數及加料 . 10 2.6.1精餾段和提餾段操作線方程的確定 . 10 2.6.2 理論板數及加料板位置 . 11 2.7 填料高度計算 . 11 3.8精餾塔主要尺寸的設計計算 . 12 3.8.1流量和物性參數的計算 . 12 3.8.2塔板效率 . 14 第三部分塔板結構設計 . 14 3.1氣液體積流量 . 15 3.1.1 精餾段的氣液體積流量 . 15 3.1.2 提餾段的氣液體積流量 . 16 3.2 塔徑計算 . 16 3.2.1 塔徑初步估算 . 17 第四部分換熱器 . 18 4.1 換熱器的初步選型 . 1

4、8 4.1.1塔頂冷凝器 . 18 4.1.2塔底再沸器 . 18 4.2 塔頂冷凝器的設計 . 18 第五部分精餾塔工藝條件 . 20 5.1塔內其他構件 . 20 塔頂蒸汽管 . 20 回流管 . 20 5.1.3進料管 . 20 塔釜出料管 . 21 5.1.5除沫器 . 21 5.1.6液體分布器 . 21 5.1.7液體再分布器 . 22 5.1.8填料支撐板的選擇 . 23 5.1.9塔釜設計 . 23 塔的頂部空間高度 . 23 手孔的設計 . 23 裙座的設計 . 23 5.2 精餾塔配管尺寸的計算 . 24 5.2.1塔頂汽相管徑dp . 24 5.2.2回流液管徑dR .

5、24 5.2.3 加料管徑dF . 24 5.2.4釜液排出管徑dw . 24 5.2.5再沸器返塔蒸汽管徑dv . 25 6.3精餾塔工藝尺寸 . 26 第六部分結構設計結果 . 27 總結 . 28 參考文獻 . 28 附錄 . 29 概述 第一部分 概述1.1乙醇可用來制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取染料、涂料、洗滌劑等產品的原料，所以乙醇是一種重要的化工原料。如今能源消耗有枯竭的趨勢，作為一種可再生的能源，乙醇燃料成為未來代替?zhèn)鹘y(tǒng)化石燃料的重要能源之一。 國內乙醇生產方法主要有發(fā)酵法、乙烯水化法、合成氣經醋酸制乙醇、合成氣直接制乙醇等，國外乙醇生產方法主要有滲透蒸發(fā)技

6、術、新型耦合分離技術、滲透氣化膜分離技術、PVA膜滲透汽化等。塔設備作為工業(yè)生產上最重要的設備之一，在工業(yè)生產乙醇的分離中起重要作用。在塔設備中常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。乙醇-水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是十分重要的化工原料之一。長期以來乙醇-水溶液通常都是通過蒸餾法生產，但由于乙醇-水的共沸現象，普通的精餾方法對于高純度的乙醇來說產量不好，所以設計研究和改進精餾設備是十分重要的。本課程設計主要是采用填料精餾塔對乙醇-水溶液進行分離。 塔設備在經過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結構，以滿足各方面的特殊需要。在乙醇的工業(yè)生產中，主要是通過精餾塔將產物乙醇與水分離，制取高純度的乙醇。

7、按塔的內件結構的不同可以分為板式塔和填料塔兩大類。 填料塔是以塔內的填料作為氣液兩相間接觸構件的傳質設備。填料塔的底部安裝填料支撐板，填料隨意亂堆或整砌的方式放置在支撐板上。填料上方安裝有填料壓板，以防填料被上升氣流吹動。填料塔塔內填充適當高度的填料，以增加兩種流體間的接觸表面。液體沿填料表面呈膜狀向下流動，作為連續(xù)相的氣體則自下而上地流動，與液體逆流傳質。兩相的組分濃度沿塔高呈連續(xù)變化。 作為產物分離中的最重要的設備之一的塔設備，隨著塔設備技術的發(fā)展，國內外制定了多種企業(yè)接觸的元件，從而改善塔設備質量，縮短塔設備的制造、安裝周期，以此來減少設備的投資費用。 文獻綜述1.2 填料類型1.2.1

8、氣液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采 用填料塔，板式塔的設計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹填料塔。新型高效規(guī)整填料的不斷開發(fā)與應用，沖擊了蒸餾設備以板式塔為主的局面，且大有，結束了填料塔只適用于小直徑塔20m取代板式塔的趨勢。最大直徑規(guī)整填料塔已達14的歷史。這標志著填料塔的塔填料、塔內件及填料塔本身的綜合設計技術進入了一個新階段?？v觀填料塔的發(fā)展，新型填料的研究始終十分活躍，尤其是新型規(guī)整填料不斷涌現。 如今，填料主要分為散堆填料、規(guī)整填料和毛細管填料。 填料塔1.2.2填料塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點是生產能力大，分離效率高，壓降

9、小，持液量小操作彈性大等。填料塔的缺點是填料造價高；當液體負荷較小時不能有效地潤濕填料的表面，使傳質效率下降；不能直接用于有懸浮物或容易聚合的物料；對側線進料和出料等復雜蒸餾不太 適合等。拉西環(huán)是最古老、最典型的一種填料，由于它結構簡單，制造容易，價格低廉， 性能指數較為齊全以及機械強度高，因此長久以來，盡管它存在嚴重缺點，但是仍受到廠家的歡迎，沿用至今。拉西環(huán)的缺點是結構不常開，有效空隙率比實際空隙率小得多，所以壓力降比較大。拉西環(huán)在塔內的填料方式有兩種：亂堆和整砌。亂堆裝卸比較方便，但以上的拉西環(huán)50mm50mm以下的拉西環(huán)用亂堆填料，直徑在是壓力降比較大，一般直徑在時，各本身的填料分離效

10、率都明顯下降。因此，20mm用整砌填料。當填料的名義尺寸小于的填料可以認為是工業(yè)填料中選用比較合理的填料。本次設計采用的為金屬拉西環(huán)25mm 5mm25mm0.8mm。2參數金屬拉西環(huán)1 25mm25mm0.8mm表 參數項目參數項目 =220m/m比表面積D=25mm公稱直徑 =95%d=25mm空隙率外徑 N=55000h=25mm個高度堆積個數/m =640kg/m壁厚=0.8mm堆積密度 H=0.46ma/=257/m等板高度干填料因子 p=0.5kPa/m=390/m濕填料因子平均壓降 設計任務書1.3 設計題目1.3.1乙醇-水填料式精餾塔設計 設計條件1.3.2常壓p=1atm（

11、絕壓）。 原料來自粗餾塔，為9596飽和蒸汽，由于沿程熱損失，進精餾塔時，原料溫度約為90 塔頂濃度為含乙醇92.41%（質量分數）的乙醇，產量為25噸/天； 塔釜采用飽和蒸汽直接加熱，從塔釜出來的殘液中乙醇濃度要求不大于0.3%（質量分數）； 塔頂采用全凝器，泡點回流，回流比R=1.12.0Rmin； 廠址：徐州地區(qū) 設計任務1.3.31、完成該精餾塔的工藝設計，包括輔助設備及進出口管路的計算和選型； 2、畫出帶控制點工藝流程圖、xy相平衡圖、塔板負荷性能圖、塔板布置圖、精餾塔工藝條件圖； 3、寫出該精餾塔的設計說明書，包括設計結果匯總和設計評價。 設計思路1.4乙醇-水溶液通過離心泵進入再

12、沸器中，經過加熱接近或達到泡點后，從底部進入填料式精餾塔中，在填料上易揮發(fā)組分乙醇進入氣相，而難揮發(fā)組分水進入液相。易揮發(fā)組分乙醇通過塔頂管道進入冷凝器中，在冷凝器中由于溫度降低乙醇冷凝，為了保證塔頂濃度為含乙醇92.41%（質量分數），將冷凝器中的溶液重新回到填料式精餾塔中，重新蒸餾。精餾塔底部的液體回到再沸器中重新加熱至泡點溫度。經過重復多次精餾，在冷凝其中可以得到高純度的乙醇，然后將乙醇通入儲罐中。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。乙醇水混合液經原料預熱器加熱，進料狀況為汽液混合物q=1 送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一

13、部分入塔回流，其余經塔頂產品冷卻器冷卻后，送至儲罐，塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產品冷卻后，送入貯罐(附流程圖)。 圖1 流程示意圖 第二部分 工藝計算 平均相對揮發(fā)度的計算2.1 ?x ?y）（由相平衡方程 1-1 ?1()x1?y(x?1) ?）1-2 得： （? x(y?1)查閱相關資料，常壓下乙醇和水的氣液平衡數據如下表 表2 常溫常壓下乙醇-水的平衡數據 0.4000.3000.350x0.1800.2000.250 y0.5100.5250.5510.5750.5950.610 x0.4500.5000.5500.6000.6500.700 y0.6350.6570.6780.690

14、0.7250.755 xPVAA ?A） 1-3由道爾頓分壓定律 （?P?P iyixPVBBByyy(1?y) ABAA?）1-4 得 （?ixxx(1?x)ABAA將上表數據代入得： 53序號214 2.12632.72543.15693.68152.3501 1087序號69 1.32071.54081.91551.41961.7228 ? 則04?.?3.1010213 圖x-yt-x-y圖及2.2繪制表3乙醇水系統(tǒng)txy數據 /%t/乙醇摩爾數t/乙醇摩爾數/%沸點沸點 氣相液相氣相液相 56.44820.05327.399.90.004 99.80.040.5181.333.245

15、8.78 99.70.050.7780.642.0962.22 64.7048.920.121.5780.199.5 99.20.232.9079.8552.6866.28 99.00.313.72579.561.0270.29 98.750.394.5179.265.6472.71 97.650.798.7678.9568.9274.69 95.81.6116.3478.7572.3676.93 91.34.1629.9278.675.9979.26 87.97.4139.1678.479.8281.83 85.212.6447.4978.2783.8784.91 83.7517.4151.

16、6778.285.9786.40 82.325.7555.7478.1589.4189.41 根據上面表中的數據繪制乙醇-水的t-x-y相圖，如下： 圖2 乙醇-水相圖 ttt?100有圖可知： 84, 79, ?DFwttt（=）/2=精餾段平均溫度：（84+79+）/2=81.5 mDFtt（=t 提餾段平均溫度：+）/2=(84+100)/2=92mwF 全塔物料衡算2.3 查閱相關文獻，整理有關物性參數 表4 乙醇-水物性參數 數值項目 天處理原料能天F=30t/力 F=0.3D=0.92質量分數241W=0.003 M水分子量M乙醇=46.07kg/kmol=18.01kg/kmol

17、 進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數2.3.1x：原料組成（摩爾分數。下同） ：進料量（kmol/h）FFx：塔頂組成 kmol/h） D：塔頂產品流量（Dx：塔底組成 ） W：塔底殘液流量（kmol/hWwA M A?n（ ） ： 1-5根據公式 AwwBA? MMBA0.32/46.07 ?=原料液乙醇的摩爾組成 x0.1553 F0.32/46.07?0.68/18.010.9241/46.07 ?0.8264 =塔頂產品乙醇的摩爾組成x D0.9241/46.07?0.0759/18.010.003/46.07 0.001175?塔底殘夜乙醇的摩爾組成 =x W0.003/46.07?0

18、.997/18.01 平均摩爾質量2.3.2 _ （）1-6 根據公式可得： Mx)M?xM(1?baaa 原料液的平均摩爾質量： 餾出液的平均摩爾質量： 塔釜殘液的平均摩爾量： 全塔物料衡算：2.3.3 進料量：68.0?.3230000?030000? 0118.46.07 =F =30噸天/h?55.878/kmol 24 F=D+W全塔物料衡算式： W=45.442kmol/h解之得： D=10.436 kmol/h ，物料衡算表表5 值 目數項 55.878kmol/h進料流量F， 塔頂產品流量D，kmol/h10.436 塔釜殘液流量W，kmol/h45.442 進料組成，xF(摩

19、爾分數）0.1553 塔頂產品組成，xD(摩爾分數）0.8264 0.00117塔釜殘液組成，xW(摩爾分數） 5 最小回流比的計算和適宜回流比的確定2.4 最小回流比2.4.1?x3.04x3.04x?y ?1)x1?(3.04?1)1?(x1?2.04x 平衡線方程q?1 1553.?0x?x所以 因為 Fq?x 359?y0.? 相平衡方程：? q?x?11? ：泡點進料 y?yqx?y0.8264?0.359qD 295.?R?2 ：最小回流比 min1553.0?xy?359.0qq R確定最適操作回流比2.4.2 ? 因為R012R?.1.min 所以取443.295?3.?1.5

20、?2RR?1.5min 熱量衡算2.5已求得： t?t?t?80100 78 WDF tt=92 =81.5 12CCtp12p=139.36 kJ/(kmolK) 溫度下: 75.59 kJ/(kmolK) D?(1-0.8264) =139.360.8264+75.59 =126.63 kJ/(kmolK) CCtp2p1=76.04 kJ/(kmolK)=152.22kJ/(kmolK) 溫度下：W?(1-0.001175) 0.001175+76.04 =152.22 =76.13 kJ/(kmolK) ?t=2315.7kJ/kg；=84.15kJ/kg 溫度下：1D2?0.8264

21、+(1-0.8264)2315.7 = 84.15 =417.55 kJ/kg Q ）0時塔頂氣體上升的焓（1V ?M?t?VQ?V?CDpDDV 塔頂以0為基準，?41.20 126.63417.55 =46.36778+46.367 =1255627.63 kJ/h Q ）回流液的焓（2RCC?tp2p1=75.59 kJ/(kmolK)78溫度下=139.36 kJ/(kmolK) D?(1-0.8264) =139.360.8264+75.59 =128.29 kJ/(kmolK) Q?L?C?t?p78=985868.91 kJ/h 137.67=91.809DRQ ）塔頂餾出液的焓

22、（3D因餾出口與回流口組成一樣，所以 Q?D?C?t?p78=112064.48 kJ/h 137.67=10.436DDQ ）冷凝器消耗的焓（4CQ?Q?Q?Q=1255627.63-985868.91-112064.48=157694.24 kJ/h DCRVQ 5（）進料口的焓FCCtp12p=溫度下： 76.04kJ/(kmolK)； =152.22kJ/(kmolK)；F? (1-0.1553) =152.220.1553+76.04 =87.87 Q?F?C?t?p80=392799.99kJ/(kmolK) 87.87=55.878所以FFQ (6)塔底殘液的焓W?87.87 =

23、45.442100 ? =399298.85kJ/(kmolK) Q 7）再沸器（B塔釜熱損失為10%，則=0.9 Q?0.1QQ?Q?Q?Q?Q?Q ，設再沸器損失能量 DCBWBF損損加熱器的實際熱負荷 =157694.24+399298.85+112064.48-392799.99 =276257.58kJ/h 求理論板數及加料2.6精餾段： 精餾段操作線方程： 提餾段： 提餾段操作線方程：?1.98x?0y.001152 (1-12) m1m? 理論板數及加料板位置2.6.2 精餾段： yx? 172?0.y?0.7913xy3.04?2.04?由平衡線方程的：聯立 與nn?1已知y1

24、=xD=0.8264 y1?0.6103 3.04?2.04yx1= 1依次類推，可得： x0.6103 y0.6549 11x0.2301 y0.4761 22x0.1528 y0.3541 33x0.1199 y0.2929 44x0.1070 y0.2669 55x0.1020 y0.2567 66由于x=0.1528x=0.1434 F3x=0.1199x=0.1434 q4所以在第3和第4塊塔板之間進料。 提餾段 y?x 3.04?2.04?yy?2.01x?0.001677聯立由平衡線方程的： 與m1?m 依次類推： =0.2553x=0.1013y 66=0.1994x=0.07

25、572y 77=0.1488=0.05651yx 88=0.1104 yx=0.03922 99=0.07650=0.02653xy 1010=0.05138x=0.01750y 1111=0.03350yx=0.01127 1212=0.02116x=0.007061y 1313=0.01283xy=0.004257 1414=0.007277yx=0.002405 1515=0.003610=0.001190yx 1616=0.00120=0.0003964x4y 1717X17=0.0003964xw=0.001175 由于塊塔板為進塊塔板，第5417塊塔板，其中精餾段塔板數為塊，提餾段

26、為12綜上總共有 料板。 填料高度計算2.7 由于采用的是25mm鋼制拉西環(huán)，所以壓力降取P=0.5KPa/m,等板高度HEPT=0.46m。 填料塔總板數N=17 所以，填料總高度為 精餾段填料高度為 提餾段填料塔高度為 壓力降計算 精餾塔的總壓降 精餾段的壓降提餾段的壓降 由于是采用的常壓操作，所以頂部壓強為常壓，即 進料口處壓強為 塔底的壓強為 精餾塔主要尺寸的設計計算3.8表6乙醇-水在不同溫度下的密度 溫度 t=790.9710.733 Dt=1000.7030.958 Wt=840.7370.969 F 塔頂條件下的流量和物性參數? xM?1M?Mx?D=46.070.8264+1

27、8.02(1-0.8264)=41.20kg/kmol DD12xx0.82641?01.?195DD=1.179mL/g ? ?0.7330.971L211?3 =0.8482g/mL=848.2 kg/m1L pM101.325?41.20D3? =1.426 kg/m?V 1RT79?15.273?314.8 V?M?VD=41.2046.367=1910.32kg/h 1 LML=3782.53kg/h 80991.41.20?D1進料條件下的流量和物性參數 ? x1x?M?M?MF=46.070.1553+18.02(1-0.1553)=22.38kg/kmol F12F pM101

28、.325?22.38F3? =0.7723 kg/m? V2RT80?273.8.314?15xx?10.15531?01.1553FF=1.1026mL/g ? ?0.7030.958L212?3 =0.90695g/mL=906.95 kg/m2L VMVV=22.3846.367=1037.69kg/h ?F22 LML=804.14kg/h 精餾段：93135.22.?38?F2 LML=2054.69kg/h 提餾段：80991.?.?38?22F2塔底條件下的流量和物性參數 ? xM?1M?Mx?w=46.070.001175+18.02(1-0.001175)=18.05 kg/

29、kmol w12w pM101.325?18.05W3? =0.5895 kg/m?V 3RT100?.8.314?15273xx?10.00117511?0.001175WW=1.0443mL/g ? ?958.0703.0L213?3 =0.99572g/mL=995.72 kg/m3L VMV?W=18.1346.367=840.63kg/h 3 MLL=1664.50kg/h 80991.?13?18W3精餾段的流量和物性參數 ?1.426?0.77233VV21 =1.0992 kg/m? V22?848.2?906.953LL21? =877.58 kg/m? L22VV?1910

30、.32?1037.6921=1474.01kg/h V? 22LL?3782.53?804.1421L=2293.34kg/h ? 22提餾段的流量和物性參數 ?0.7723?0.58953VV32? =0.6809 kg/m?V 22?906.95?995.723LL32? =951.34 kg/m?L 22VV?1037.69?840.6332V=939.16kg/h ? 22LL?2054.69?1664.5032L=1859.60kg/h ? 22 6.體積流量V321910.31?/?s?0.V3721m1a?36004261?.塔頂： 1vV1037.6932/s?.3732mV?

31、02a?0.7723?3600 進料：2vV840.6333/s3961mV?0?.3a?0.5895?3600 塔底：3vV?V0.3721?0.3732321aa/msV?0.3727?a22 精餾段：V?V0.3732?0.396133aa2/s.3847mV?0a22 提餾段：表7不同溫度下乙醇-水黏度（mPas） 溫度20406080100 1.150.8140.6010.4950.361 乙醇1.0050.6560.46880.35650.2838 全塔的平均溫度： tt78?100WD=89 t?22? ?0.49589?80?100?800.361?0.495 乙醇=0.435

32、 mPas 乙醇： ?0.356589?80 ? 100?800.2838?0.3565 =0.353 mPas水： 水?x? 因為LiiL所以， ?mPas 421?0.?0.4358264?0.?3531?0.8264?0.LD?0.353?0.3530.435?10.001175001175?0.? mPas LW?0.353?015531?0.366.?0.1553?0435? mPas F全塔液體平均黏度： ?0.421?0.353 LWLD mPas ?387?.?0L 22?3.04 由于?0.245245?0.?387.0.?049?3.04?49.?E0=0.471 全塔效率

33、LTN17TN=36塊（不含塔釜）實際塔板數： ? PE0.471T第三部分塔板結構設計 氣液體積流量3.1 精餾段的氣液體積流量3.1.1 ) 水相圖可知，td=78(塔頂第一塊板) tf=80(加料版) tw=100 (塔底-乙醇2由圖xF=0.1553, xD=0.8264由相圖查得yF=0.4821， yD=0.8301,由公式 _M)1?x(MM?x?可得 baaaMVF= 22.36kg/mol，MVF=53.29kg/mol 精餾段的平均溫度： 提餾段的平均溫度： 精餾段溶液參數8 表 參數項目 塊一塔頂第板進料板位置 =0.8264xx摩爾分數=0.1553 DF=0.8301

34、yy=0.4821 DF 量爾質摩=41.199M=22.37kg/molM DF=53.29=22.36MM VDVF 78溫度/80 液相平均摩爾質量： 液相平均溫度：表9乙醇和水的密度 11090100607080溫度（）20304050 乙醇的密度3)795785777765755kg/m746735730716703（ 998.983.3995.7992.2998.12977.8971.8965.3958.4951水的密度（kg/m)2 79?C時 在平均溫度為用內插法求得： 3mkg?3m?kg/972? 乙醇的密度水的密度 /736?水乙醇液相平均密度為精餾段的液相負荷 mmRT

35、PV?nRT?PRTRT?PM? MV 由,lmxlm11x-PM? ? RT （1-14所以：） lm乙醇水,xlm?(0.4?0.94)/2?0.67 其中，平均質量分數10.671?0.67?0.?00125 ?735.110971.179 則： lm3?800kg/m 所以lmKP3?105.?4?101.3P 精餾段塔頂壓強aDKP70. 若取單板壓降為則：， aKP113.011?P?0.7?P 進料板壓強： aFDP?P113.0?105.3FDKP?P?109.15 am22 氣相平均壓強： MM?41.30329.854?vdVFkmolkg/?M?35.578 Vm22 氣

36、相平均摩爾質量：MP35.578113.0?3?VmFm/?1.366kg VmRT?273.15)8.314?(80.89 氣相平均密度： h/?38.924kmol6.404?R1)D?(5.078?1)?V?( 氣相負荷：精餾段的負荷10表 液相名稱氣相 31.07235.578平均摩爾質量kg/kmol 3800平均密度kg/m1.366 1013.731.263/hm體積流量9 提餾段的氣液體積流量3.1.2 (塔tf=90.4(加料版) tw=103.2 td=83.2(塔頂第一塊板) 水相圖可知，-乙醇2由圖底) xF=0.1046, xW=0.00175由相圖查得yF=0.42

37、21， yW=0.0124,由公式（1-6）可得MVF= 29.854kg/mol，MVF=18.385kg/mol 表11提餾段溶液參數 塔釜進料板位置 摩爾分數x=0.1046x=0.001175 WFy=0.4221y=0.0124 WF 摩爾質量kg/molM=20.945M=18.059 WFM=29.854M=18.385 VWVF 83.699.3溫度/ 采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的氣液相負荷 表12精餾段的負荷 液相氣相名稱 28.196kg/kmol21.076平均摩爾質量 34.43924.5平均密度kg/m 1353.83/h31.951m體積流量 塔徑計算

38、3.2 塔徑初步估算3.2.1 填料塔泛點氣速及氣體壓力降計算用關聯圖圖3 V4SD 根據流量公式可計算塔徑，即 ?u? (1)精餾段11?L2?0992.2293.3412V?=0.0551 ? ?V5801.8771474.?L2?u?20.Vf?1780.?L ?g? 由圖查得縱坐標為 L1?m?390 已知填料因子tt?80?78 tFVD = =79精餾段平均溫度：1 2233m?kgmkg?/972? 877.58 ,水的密度L水?L? ?0.387mPas 903?0?.L ?水g?2520.0.252?9.81?877.58L 泛點氣速smu/7762.?6f0.022?390

39、?0.903?1.0992?0.387LVuuu850.50/?. 泛點速率經驗值50%，取空塔氣速為，則Ff u=0.52.516=1.258m/s (2)提餾段：1?2?LV?0.053 ? ?V?L2?u?Vf20.?167.0? L?g?L 由圖查得縱坐標為 1?m390? 已知填料因子tt?80?100 tFW =90 提餾段平均溫度：=?2 22?33mkgm?kg/?9653. 水的密度951.34,L水?L? 0.387mPas 9855.?0?L ?水uuu850./.?05 50%，則泛點速率經驗值，取空塔氣速為fF u=0.52.1277=1.0639m/s4V4?0.3

40、847s?0.D?46m?u3.14?1.0639 圓整后：全塔塔徑為650mm 第四部分換熱器 換熱器的初步選型4.1 塔頂冷凝器4.1.1熱負荷QC = (R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = 4.63105 kcal/h。 取冷卻水的進口溫度為32，出口溫度為38，則換熱平均溫 差?tm =87.3，取換熱系數K = 350 w/m2，則所需換熱面積： S = 4.631051034.18 / (360035087.3) = 17.7 m2 選擇型號：標準系列JB1145-73 Fg20（單程） 熱負荷QB = (R+1)DMBrB = 2.08106 kJ/h。

41、 取導熱油進口溫度為260，出口溫度為250， 則換熱平均溫差?tm =57.5，取換熱系數K = 500 w /m2； 則所需換熱面積：S = 2.08106103 /(360050057.5) = 20.0 m2 選擇型號：標準系列JB1145-73 Fg20（單程） 塔頂冷凝器的設計4.2 公用工程：循環(huán)冷卻水：進口溫度32，出口溫度38；導熱油：進口溫度260，出口溫度250 表13不同流體的K值推薦 值推薦K2h /kcal/m低溫流體高溫流體 350-650水有機蒸汽 高沸點碳氫化合物蒸汽水450-850 有機蒸汽與水蒸汽混合物水400-750 油汽蒸汽水350-450 水蒸氣水1500-2500 甲醇蒸汽水450-550 選擇水蒸氣-水循環(huán)系統(tǒng)，選擇換熱器，具體參數見下表 表14換熱器參數 外殼直徑D/mm500 公稱壓力P/Mpa1.6 公稱面積A/m257 管程數Np2 管子排列方式正方形 管子尺寸/mm252.5 管長l/m3 管數NT/根248 管心距t/mm32 4換熱器工藝尺寸圖 表15 塔頂冷凝器設計計算結果匯總表 項目數值備注 換熱器類型固定管板式 換熱器面積57m2 管程流體冷卻水 殼程流體塔頂汽相 管程流速2.5m/s 殼程流速12.5m/s 外殼直徑500mm 管程數雙程 管子長度3.0m 管子尺寸正方形排列 252.5 折流