化工原理甲醇—水連續(xù)填料精餾塔要點

1、化工原理課程設計說明書設計題目： 甲醇一水連續(xù)填料精儲塔設計者：專業(yè)：學號：指導老師：2007年7月13日一、設計任務書 1二、設計的方案介紹 1三、工藝流程圖及其簡單說明 .2四、操作條件及精熠塔工藝計算 .4五、精熠塔工藝條件及有關物性的計算 14六、精微塔塔體工藝尺寸計算 19七、附屬設備及主要附件的選型計算 .23八、參考文獻 .26九、甲醇水精熘塔設計條件圖一、設計任務書甲醇散堆填料精餾塔設計：1、處理量：12000 噸/年（年生產時間以7200小時計算 ）2、原料液狀態(tài)：常溫常壓3、進料濃度：41.3%（ 甲醇的質量分數(shù)）塔頂出料濃度：98.5%（甲醇的質量分數(shù)）塔釜出料濃度：0.

2、05%（甲醇的質量分數(shù)）4、填料類型：dn25 金屬環(huán)矩鞍散堆填料5、廠址位于沈陽地區(qū)二、設計的方案介紹1、進料的熱狀況精餾操作中的進料方式一般有冷液加料、 泡點進料、 汽液混合物進料、 飽和蒸汽進料和過熱蒸汽加料五種。 本設計采用的是泡點進料。 這樣不僅對塔的操作穩(wěn)定較為方便， 不受廈門季節(jié)溫度影響， 而且基于恒摩爾流假設， 精餾段與提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，因此塔徑基本相等，在制造上比較方便。2、精熘塔的操作壓力在精餾操作中， 當壓力增大， 混合液的相對揮發(fā)度減小， 將使汽相和液相的組成越來越接近，分離越來越難；而當壓力減小，混合液的相對揮發(fā)度增大， 值偏離 1 的程度越大， 分離越容

3、易。 但是要保持精餾塔在低壓下操作， 這對設備的要求相當高， 會使總的設備費用大幅度增加。 在實際設計中， 要充分考慮這兩個方面的影響， 我們一般采用的是常壓精餾。 如果在常壓下無法完成操作， 可以在一定條件下進行小幅度的減壓或者增壓來改變混合液的相對揮發(fā)度， 實現(xiàn)精餾分離。對于甲醇 水二元混合物系統(tǒng)在常壓的情況下，相對揮發(fā)度的差異很大，容易分離。 因此在考慮多方面因素之后， 本設計采用的常壓精餾， 即塔頂?shù)牟僮鲏毫刂圃?01.325kpa下。由于本設計精餾塔不是很高， 故可近似忽略每層塔板的壓降。 在實際計算當中，將全塔近似看做是在恒壓下操作。3、精餾塔加熱與冷卻介質的確定在實際加熱中，

4、由于飽和水蒸氣冷凝的時候傳熱的膜系數(shù)很高， 可以通過改變蒸汽壓力準確控制加熱溫度。 水蒸氣容易獲取， 環(huán)保清潔不產生環(huán)境污染， 并且不容易使管道腐蝕，成本降低。因此，本設計是以133.3 總壓是 300 kpa 的飽和水蒸汽作為加熱介質。冷卻介質一般有水和空氣。 在選擇冷卻介質的過程中， 要因地制宜充分考慮。廈門市地處亞熱帶，夏天室外平均氣溫25 。因此，計算選用 25 的冷卻水，選擇升溫10 ，即冷卻水的出口溫度為35 。4、回流比的確定塔頂回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)態(tài)操作的必要條件之一， 并且回流比是影響精儲分離設備投資費用和操作費用的重要因素，也影響混合液的分離效果。適宜的回流比是操作費用和

5、設備費用之和為最低時候的回流比。通常適宜回流比的數(shù)值范圍為：r = (1.1 2.0)rmin根據(jù)經(jīng)驗，考慮操作費用和設備費用兩方面因素，因此選用r = 2rmin。5、填料的選擇填料是填料塔的核心構件，它提供了氣液兩相相接觸傳質與傳熱的表面， 與 塔內件一起決定了填料塔的性質。填料按裝填方式可分為散裝填料和規(guī)整填料。本設計選用散裝填料一一散裝金屬環(huán)距鞍填料。環(huán)距鞍填料將環(huán)形填料和鞍形填料兩者的優(yōu)點集于一體,其綜合性能優(yōu)于鮑 爾環(huán)和階梯環(huán)，又由于本設計的物系為甲醇一水不易腐蝕， 故選用金屬環(huán)距鞍填 料 dn=25mm。三、工藝流程圖及其簡單說明1、工藝流程圖(附圖一)2、工藝流程簡介來自貯槽的

6、原料液經(jīng)高壓泵進入預熱器預熱到一定溫度之后進入精儲塔，塔頂冷凝器將上升蒸汽冷凝成液體，其中一部分作為塔頂產品取出，另一部分重新 引回塔頂作為回流液。最終塔頂出來的甲醇產品再經(jīng)過一個冷卻器冷卻后進入甲 醇貯槽。塔釜設有再沸器。加熱的液體產生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同樣 在每層塔板上進行汽液兩相的熱質交換。塔釜的另一部分釜液經(jīng)冷卻器后排入下 水道。加熱蒸汽分為兩路，分別進入預熱器和再沸器作為加熱介質。 降溫后的液體 水或者是部分水蒸汽隨管道排進下水道。 同樣，冷卻水分為三路，分別進入冷凝器、甲醇產品的冷卻器和塔釜的冷卻器，充分換熱均勻之后，全部排入下水道。在流程設計傷，釜出液為100左右的高溫

7、水，熱值高，將其送回熱水循環(huán)管路用于高爐產蒸汽， 具有節(jié)能的特點。 塔頂采用分段冷凝泡點回流， 也是出于節(jié)能考慮。 在流量控制上采用自動控制， 有利于節(jié)約勞動力， 并使過程控制精確，并可實現(xiàn)計算機控制，有利于連續(xù)生產。在檢修方面充分考慮到泵的日常維護，因此運用雙泵設計便于實際生產中的不停車檢修。3、精餾塔塔頂?shù)睦淠绞剿斃淠捎萌?，用水冷凝。甲醇和水不反應，并且也容易被水冷凝，塔頂出來的汽相溫度不高，故本設計選用全凝器。4、塔頂?shù)幕亓鞣绞綄τ谛⌒退捎弥亓亓鳎?回流冷凝器一般安裝在比精熘塔略高的地方， 液體依靠自身的重力回流。 但是必須保證冷凝器內有一定持液量， 或加入液封裝置防止塔頂

8、汽相逃逸至冷凝器內。 本設計采用重力回流， 全凝器放置略高于塔頂?shù)奈恢?，并且設置流量計檢測和保證冷凝器內的液面高度。5、精熘塔塔釜的加熱方式加熱方式分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。 間接蒸汽加熱是通過再沸器使釜液部分汽化， 維持原來的濃度， 重新再進入塔底。 使上升蒸汽與回流下來的冷液再進行熱質交換。 這樣減少了理論板數(shù)， 從而降低了成本， 但是也存在著增加加熱裝置的缺點。綜合考慮以上兩方面因素，本設計選用間接蒸汽加熱。四、操作條件及精熘塔工藝計算：1 操作條件與基礎數(shù)據(jù)(1) 操作壓力精餾操作按操作壓力分為常壓、 加壓和減壓操作。 精餾操作中壓力影響非常大。 當壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減

9、小，對分離不利；當壓力減小時，相對揮發(fā)度將增大，對分離有利。 但當壓力不太低時，對設備的要求較高，設備費用增加。因此在設計時一般采用常壓蒸餾。當常壓下無法完成操作時，則采用加壓或減壓蒸餾。對于甲醇-水系統(tǒng)在常壓下相對揮發(fā)度相差較大，較易分離，故本設計采用常壓精餾。(2) 氣液平衡關系及平衡數(shù)據(jù)表二 甲醇水汽液相平衡數(shù)據(jù)汽相中甲溫度液相中甲醇汽相中甲醇溫度液相中甲醇醇的摩爾t/ c的摩爾分數(shù)的摩爾分數(shù)t/ c的摩爾分數(shù)分數(shù)1000078.140.29420.665899.410.00170.012576.520.35240.704499.250.00350.025075.340.40210.73

10、4197.800.01230.088974.220.45430.759597.350.01410.097573.210.50220.785396.920.01980.121471.950.56280.812395.820.02580.158970.900.62430.835095.060.03300.188269.150.71730.877394.130.03570.214568.070.78980.909892.240.05250.274667.570.82310.922590.000.07400.356067.170.84260.930088.570.08720.395066.900.85

11、740.938586.930.10790.440066.890.87200.942285.370.12890.477665.980.91850.963883.380.16350.537065.730.92950.968281.950.19120.572465.710.93800.971280.250.23270.616264.680.98850.994779.060.26840.648364.6511(3) 物料平衡計算物料衡算已知： 1、原料液及塔頂，塔底產品的摩爾分率甲醇的摩爾質量：ma=32 kg/kmol水的摩爾質量：mb=18 kg/kmolxf=41.3% , xd = 98.5%

12、 , xw = 0.05% (均為質量比)xf =(xf / ma) / xf/ma + (1xf)/ mb =(41.3/ 32) / (41.3/ 32 +58.7/ 18 )= 28.35%xd =(xd ma )/ xd /m+ (1xd)/ mb = (98 .5/ 32)/ ( 98.5 / 32 + 1.5 / 18 )= 97.36%xw =(xw ma ) / xw ma + (1xw) / mb = (0.05 / 32)/ ( 0.05 / 32 + 99.95 / 18 )= 0.028%2、原料液及塔頂，塔底產品的平均摩爾質量mf= 28.35% 32 +71.65%

13、 18 = 21.969kg/kmolmd = 97.36% 32+ 2.64% x18= 31.63 kg/kmolmw= 0.028% 32 + 99.972% m8= 18.891 kg/kmol3、物料衡算原料處理量：f=12000 t/y= (12m06/ 7200) /21.969= 75.86kmol/h總物料衡算：75.86 =d + w甲醇物料衡算：75.86 28.35% = dx97.36% + w 0.028%得 d = 22.074kmol/hw=53.786kmol/h表一 塔頂、塔底、進料液的物料數(shù)據(jù)塔頂xd=98.5%xd = 97.36%m f=21.969k

14、g/kmolf=75.86kmol/h進料液xf=41.3 %xf = 28.35%md=31.63kg/kmold = 22.074kmol/h塔底xw=0.05%xw= 0.028%mw=18.891kg/kmolw =53.786kmol/h（二）理論塔板數(shù)的確定甲醇-水屬于理想物系，可采用以下三種方法求解理論塔板數(shù)：1、擬合相平衡曲線后逐板計算法在101.3kpa的總壓下，甲醇和水的混合物系的 xy圖是建立在汽液平衡數(shù)據(jù)下，表示的是不同溫度下互成平衡的汽液兩相組成 y與x的關系。對于理想物系，汽相組成y恒大于液相組成x,因此相平衡線位于y=x對角線上方。平 衡線偏離對角線越遠， 表示該

15、溶液越容易分離。 如果已知甲醇和水的混合物系的汽液平衡關系， 即汽液平衡數(shù)據(jù)， 則離開理論板的互成平衡、 溫度相等的汽液兩相組成yn與xn之間的關系就可以確定。若知道由該板下降的液體組成xn及由它的下一層塔板上升的汽相組成yn+1 之間的關系， 從而塔內各板的汽液相組成可逐板予以確定，從而便可以求得在指定分離條件下的理論板層數(shù)。(1) 由手冊查出甲醇水汽液相平衡數(shù)據(jù)，擬合出相平衡方程及作出 x y 圖，表二 甲醇水汽液相平衡數(shù)據(jù)1汽相中甲溫度液相中甲醇汽相中甲醇溫度液相中甲醇醇的摩爾t/ c的摩爾分數(shù)的摩爾分數(shù)t/ c的摩爾分數(shù)分數(shù)1000078.140.29420.665899.410.00

16、170.012576.520.35240.704499.250.00350.025075.340.40210.734197.800.01230.088974.220.45430.759597.350.01410.097573.210.50220.785396.920.01980.121471.950.56280.812395.820.02580.158970.900.62430.835095.060.03300.188269.150.71730.877394.130.03570.214568.070.78980.909892.240.05250.274667.570.82310.922590.

17、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在對甲醇和水二元物系汽液平衡數(shù)據(jù)做擬合之后，可得出汽相組成y和液相組成 x的函數(shù)關

18、系式：y = 0.00187+7.03393x 40.64685x2 + 157.6139x3 388035736x4 + 598.11499x5 -554.46395x6 + 282.15362x760.45038x8求最小回流比及操作回流比由于本設計采用的是泡點進料，q=1, xq = xf=0.2835根據(jù)擬合得到的y-x方程，可得到 yq = 0.658最小回流比 rmin = (xd yq) / (yq - xq) 可得到rmin = 0.843所以回流比 r = 2rmin = 20.843= 1.686 (3)求精燔塔的汽、液相負荷l = rd = 1.686 22.074= 3

19、7.217kmol/hv = (r+ 1) d = 2.686 22.074= 59.291kmol/hl=l + f= 37.217+ 75.86= 113.077kmol/hv = v = 59.291kmol/h(4)精熘段和提熘段的操作線方程精熘段操作線方程為：y=(r/ r+1)x +xd/ (r+1) = (1.686/2.686)x +0.9736/2.686 = 0.628x+ 0.3395提熘段操作線方程為：y= (l /vx (w/ v )xw =(113.077/59.291)x (53.786/59.291) 0.00028 =1.907x- 0.000254(5)逐板

20、計算法求理論塔板數(shù)規(guī)定塔釜是第一層塔板，從下往上依次命名為第2、3n塊。一連續(xù)精餾塔， 泡點進料， 塔釜間接蒸汽加熱。 本設計從塔底液相組成開始計算。根據(jù)理論板的概念，從塔釜下降的液相組成xw 與 y1 應互成平衡，就可以利用相平衡方程求出y1.從第二層塔板上升的蒸汽組成y1與x2符合提儲段操作關 系，故可用提儲段操作線方程由y1求得x2。同理，x2與y2為平衡關系，可以用 平衡方程由x2求得y2,再用提儲段操作線方程由y2求得x3。如此交替利用平衡 方程及提儲段操作線方程進行逐板計算，直到 x7f時，則第6塊板是加料板。 由于對于間接蒸汽加熱， 再沸器內汽液兩相可視為平衡， 因此再沸器相當于

21、一層塔板。 因此提餾段所需的理論板層數(shù)是5。 然后改用精餾段操作線方程由y6 求得x7,再利用相平衡方程由x7求得y7。如此重復計算，直到計算到 x13xd為止。6.5。在計算過程當中，每使用一次平衡關系，便對應一層理論板。逐板計算的結果是精餾塔理論塔數(shù)為 11 塊，提餾段5 塊，精餾段6.5 塊，進料板是第 5 塊 (不包括再沸器)。2.根據(jù)熱力學求解法2用wilson方程計算甲醇水體系在常壓下 0.101mpa下的汽液平衡已知二元體系的 wilson方程能量參數(shù)：gi2 gii = 1085.13 j/molg2i g22 = 1631.04 j/mol查得甲醇，水的 antoine 方程

22、及液相摩爾體積與溫度的關系式：甲醇：inp1s =11.9673 3626.55 / ( t 34.29 )v 1 =64.509 19.716 102 t + 3.8735 10-4 t2水：inp2s =11.6834 3816.44 / ( t- 46.13 )v2 =22.888 3.642 10-2t + 0.685 m4 t2由于是低壓， 汽相可視為理想汽體， 液相為非理想溶液， 汽液平衡關系式為pyi = xi vpis 且有 y1 + y2= 1二元體系的 wilson 方程為：in 1 戶 一in ( x 1+ a12x2 )+x2 a12/ ( x1+ a12x2) a21

23、 / ( x2+a21x1)in 2尸 in ( x 2+ a21x 1 ) x 1a12/ ( x1+712x2)-&1 / ( x2+ a21x1)a12 =( v 2/ v 1) exp( g12-gn) / (rt)a21 =( v1/ v2) exp ( g21 g22) / (rt)以下做一個示例計算求解汽液相平衡數(shù)據(jù)：以xw = 0.0225%乍為初始點，需要試差求解，設 t = 372.95 k ,帶入公式求得：pis= 3.5211 105 pa , vi = 44.8553 cm3/molp2s= 1.0059 105 pa , v2= 18.8329 cm3/mola12

24、 = 0.2959 , a21= 1.4076 ,1= 2.2463 , n= 1.000y1= 0.0019 , y2= 0.9956 ,由于y + y2 =0.9975,可以近似看成符合試差的要求可得到 y= 0.0019 / 0.9975= 0.0019 , = 372.95 k故用此方法不需甲醇水汽液相平衡數(shù)據(jù)即可結合逐板計算法得出理論塔，且比利用某一套汽液相平衡數(shù)據(jù)來進行計算，結果更可靠。計算過程略。同理， 相平衡和操作線的交替使用， 逐板計算法得到精熘段6 塊塔板， 提熘段 5 塊，共 11 塊塔板（不包含再沸器），第 5 塊塔板進料。與利用相平衡數(shù)據(jù)進行的逐板計算法，結果基本一致

25、。3、圖解法 （ 由于準確性比較低，故略。 ）4、汽液平衡數(shù)據(jù)的熱力學一致性檢驗采用 herington 推薦的經(jīng)驗方法檢驗表二列出的數(shù)據(jù)的熱力學一致性根據(jù)y = pyi /（xi pis ）,先求得各個溫度下的pis值，然后列出下表表三 利用熱力學檢驗汽液平衡數(shù)據(jù)有關數(shù)據(jù)列表xiin（ 丫/平）x1in（w 罩）0.00170.750.50220.0880.00350.7330.6243-0.2730.02580.6930.7173-0.3570.05250.6370.8231-0.4640.10790.5630.9185-0.5530.19120.4020.9380-0.6120.2942

26、0.2140.9885-0.6390.40210.0480.8tl0.6_甲0.4 1 r0.2_甲in( 丫 1/ 丫 2)0.0 ji i _. _.p- 0.2- 0.4_.- os -.- 0.8_iiiiu0.00.20.40.60.81.0x 1積分得出兩個陰影部分面積：a = 0.15663 , b = 0.18622i= jb in ( w 2)dx1=a + b = 0.0296年如 in ( ” 2)dx1 | = a b= 0.3428d=( i / 2 ) t00= 8.63j= 150 義9/ tm = 150 x10064.7)/ (64.68+ 273.15) =

27、 15.675其中：9 兩組分沸點差tm體系最低沸點，k150經(jīng)驗常數(shù)d35)=34793.2 kg/h(3)加熱器的熱負荷及全塔熱量衡算表五甲醇，水不同溫度下的比熱容水不同溫度下的比熱容 單位：kcal/(kg? c) tdtftwtf組分平均值平均值= 65.19c= 86.7 c=99.93c=86.7 c甲醇0.7250.780.7530.840.780.81水0.9991.0031.0011.0081.0031.006可得：甲醇 cp1avextd- tf) = 0.753 槍5.19 86.7)=16.20cp1ave (tw - tf)=0.81 29.9386.7)= 10.7

28、16水 cp2ave xtd tf)= 1.001 (65.19 86.7)= 21.53cp2ave (tw tf)= 1.006 (99.93 86.7)=13.31jcp(df) dt =cp1avexd+cp2ave(1xd)(65.19 86.7)= 0.753 098+1.001 0.02& 21.51)= - 16.32jcp(wf) dt =cp1ave w+cp2ave(1xw) (99.93-86.7)= 0.82 0.0004+ 1.006 0.9996 13.23=13.31且已知 d= 9.786 kmol/h w = 75.447 kmol/hd = 308.36

29、kg/h w = 1358.3 kg/hqd=d jp(df)dt =308.36 2 16.32)= - 5032.43 kcal/h= - 1201.98 kj/hqw= w &wf)dt= 1358.3 13.308= 18076.26 kcal/h= 4317.44 kj/h對全塔進行熱量衡算qf+ qs=qd+qw+qc以進料溫度所對應的焓值為基準做熱量衡算：qs=qd + qw+qc qf=1201.98+ 4317.44+ 1456723.6- 0=1459838.1 kj/h=1.46 106 kj/h塔釜熱損失為 10%, qs= qs/ 0.9 = 1.622 106米j/

30、h其中qs 加熱器理想熱負荷qs 加熱器實際熱負荷qd 塔頂熘出液帶出熱量qw 塔底帶出熱量(5)加熱蒸汽消耗量當 t=406.45k , p=300kpa , ?hr水蒸氣=2168.1 kj/kgwh =qs/ ?hr水蒸氣=1.622 t06 / 2168.1 = 748.12 kg/h表六 熱量衡算數(shù)據(jù)結果列表符qcwcqfqdqwqswh號數(shù)1456723.634793.2 1174.954317.441.622 106748.12值kg/hkg/h0kj/hkj/hkj/hkg/h五、精熘塔工藝條件及有關物性的計算1、塔頂條件下的流量及物性參數(shù)xd=98% ,xd = 0.965

31、, mld= mvd = 31.51 kg/kmol ,d= 9.786 kmol/h , d= 308.36 kg/h, td= 65.19 c(1)汽相密度：pvd = (mvd/22.4) (to/t)和/po)= (31.51/22.4) 273.15/(273.15+ 65.655)3=1.134 kg/m(2) 液相密度：td = 65.19c ,查常用溶劑相對密度表可得：p甲醇=735 kg/m3表七 不同溫度下水的密度溫度t/ c密度p/ (kg/m3)60983.2td = 65.19cp 水70977.78內插法求解(977.78 983.2)/ (977.78 p 水)=

32、(70 60)/ (7065.19)可得 p水= 980.135 kg/m331/ ld = xd /甲僻 + (1 xd )/ 水，(id =740.74 kg/m(3)液相粘度：td = 65.19c ,查有機化合物液體粘度表可得，小甲醇= 0.33 mpa?s表八 不同溫度下水的粘度溫度t/ c粘度w(mpa?s600.47td = 65.19 c700.414內插法求解(0.414- 0.47)/(0.414-小水)=(70 60)/(70-65.19)可得 n水= 0.43 mpaslg-l =xlgch30h +(1x)lg 邑h2o ,/d = 0.334mpa?s(4)液體表面

33、張力：td = 65.19c ,查醇類水溶液表面張力圖可得，甲醇= 26.5mn/m表九不同溫度下水的表面張力溫度/ c表面張力j(mn/m)6067.5td = 65.19。水7065.6內插法求解(65.667.5)/(水一67.5)= (70 60)/(65.19 60)可得 o水= 65.14 mn/mold=(t甲醇 x xd+ 水 x1 xd)=26.5 0.965+ 65.14 0.035= 27.853 mn/m2、塔底條件下的流量及物性參數(shù)：表十精燔塔頂部數(shù)據(jù)結果列表符號m ldm vdrdpld生dcld數(shù)值31.5131.511.134746.270.33427.853k

34、g/kmolkg/kmolkg/m3kg/m3mpa?smn/mxw0.04% , xw =0.0225% , mvw = mlw= 18.00315 kg/kmol ,w= 1358.05 kg/h , tw= 99.93 c(1)汽相密度：pvw=(mvw/22.4) (to/t)和/po)= (18.00/22.4) 273.15/(273.15+ 99.93)3= 0.588 kg/m(2)液相密度：tw = 99.93 c ,近似可以看成是100 c3 pld = 958.4 kg/m(3)液相粘度：tw=99.93 c ,查飽和水的物性參數(shù)表可得，以水= 0.288 mpa?s(x

35、w 弋 臥=0.288 mpa?s(4)液體表面張力：tlw=99.93 c ,查飽和水的物性參數(shù)表可得，水= 60.0mn/mcld= o甲醇 x xd + o水 x(1 xd)q 小= 60.0mn/m表十一 精熘塔底部數(shù)據(jù)結果列表符號m lwm vw(jvwplw(jlw數(shù)值18.0018.000.588958.40.288kg/kmolkg/kmolkg/m3kg/m3mpa?solw60.0mn/m3 、進料條件下的流量及物性參數(shù)：xf = 18.2% , xf =11.1% , mlf =19.554 kg/kmol ,f= 85.234 kmol/h ,f= 1666.67 kj

36、/h , tf=86.7 c(1)汽相平均相對分子量：根據(jù)甲醇水汽液相平衡方程，xf =11.1%,可得yf =0.4502mvf =0.4502 32+0.5498 餡 =24.303 kg/kmol(2)汽相密度：pvf = (mvf/22.4) (to/t)和/po) = (24.303/22.4) 273.15/(273.15+ 86.7)3= 0.824 kg/m(3)液相密度： 3tf=86.7c, 查常用溶劑相對密度表可得：p甲醇=715.64 kg/m3同以上塔頂溫度下水的密度求解，利用內插法可得：p水= 967.45 kg/m1/ lf = xf /鬼享十 (1 xf)/ /

37、,可得(1f =909.1 kg/m3(4)液相粘度：tf=86.7c ,查有機化合物液體粘度表可得，小甲醇= 0.27 mpa?s同理用內插法可得：以水=0.329 mpa?slg-l =xlgch30h +(1x)lg%2o ， /f = 0.322 mpa?s(5)液體表面張力：tf=86.7c ,查醇類水溶液表面張力圖可得，甲醇= 24.5 mn/m同理用內插法可得：6水= 61.32 mn/mclf=(t甲醇次f +(t水 x1 xf) = 24.5 8.111+ 61.32 0.889= 57.233 mn/m表十二精燔塔進料數(shù)據(jù)結果列表符號mlfmvf“fplf(jlfolf數(shù)值

38、19.55424.3030.824!909.10.32257.233kg/kmolkg/kmolkg/m3kg/m3mpa?smn/m(1) 汽相平均相對分子質量mvi = (mvd + mvf)/2 = (31.51 + 24.303)/2= 27.91 kg/kmol(2) 液相平均相對分子質量mli = (mld + mlf)/2 = (31.51 + 19.554)/2= 25.53 kg/kmol 汽相密度w1=(“d+ /)/2= (1.134 +0.824)/2= 0.979 kg/m33(4)減相密度pl1 = (ad+ f)/2= (746.27+909.1)/2=836.6

39、8 kg/m(5)液相粘度阿=(岫 + mf)/2= (0.334+0.322)/2=0.328 mpa?s(6)汽相流量v1= (r+1)d=4.03 9.786= 39.44 kmol/hv1 = 39.44 27.91 = 1100.77 kg/h(7) 液相流量l1=rd = 3.03 9.786= 29.65 kmol/hl1 = 29.65 25.53= 756.96 kg/h(5) 熘段的流量及物性參數(shù)：(1) 汽相平均相對分子質量mv2=(mvw + mvf)/2 = (18.00 + 24.303)/2= 21.15 kg/kmol(2) 液相平均相對分子質量ml2 = (m

40、lw+ m lf)/2 = (18.00 + 19.554)/2= 18.78 kg/kmol3 汽相密度g2 = (gw+gf)/2=(0.588 +0.824)/2= 0.706 kg/m(4)液相密度pl2=( plw+p_f) /2=(958.4+ 909.1)/2= 933.75 kg/m3(5)液相粘度以2 =(代w+mlf)/2=(0.288+ 0.322)/2=0.305 mpa?s(6)汽相流量v2= v1 = 39.44 kmol/hv2 =39.44 21.15= 834.156 kg/h(7)液相流量l 2= l 1 + f= 29.65+ 85.234= 114.89

41、 kmol/hl 2= 114.89 18.78= 2157.6 kg/h表十三精燔段，提燔段數(shù)據(jù)結果表汽相平均相對分子質量液相平均相對分子質量汽相密度液相密度液相粘度汽相摩爾流量汽相質量流量液相摩爾流量液相質量流量精燔段27.91 kg/kmol25.53 kg/kmol30.979 kg/m3836.68 kg/m30.328 mpa?s39.44 kmol/h1100.77 kg/h29.65 kmol/h756.96 kg/h提燔段21.15 kg/kmol18.78 kg/kmol30.706 kg/m3933.75 kg/m30.305 mpa?s39.44 kmol/h834.1

42、56 kg/h114.89 kmol/h2157.6 kg/h六、精微塔塔體工藝尺寸計算1、塔徑的計算填料塔直徑依據(jù)流量公式計算，即d ;式中的氣體體積流量 vs由設計任務給定，因此主要是確定空塔氣速u。本設計采用的泛點氣速法確定。泛點氣速是填料塔操作氣速的上限， 填料塔的操作空塔氣速與泛點氣速之間的關系:對于dn25金屬環(huán)矩鞍散裝填料：u / uf = 0.50.85泛點氣速采用貝恩-霍根關聯(lián)式計算，即0.250.1250.2 li也q iwji西查得，dn25金屬環(huán)矩鞍散裝填料，a=185m2/m3,名=0.96,a = 0.06225, k =1.75(1)精儲段塔徑計算：將 w = 0

43、.979 kg/m3, a = 836.68 kg/m3, 四 = 0.328 mpa?sli = wi = 29.65 25.53=756.96 kg/h, vi=wv= 39.44 27.91 = 1100.77 kg/h代入上式可以求得： uf=3.45 m/s空塔氣速：u = 0.75uf=0.75 3.45=2.588 m/st = (tf +td)/2 = (86.7+65.19)/2 =75.945 c體積流量：vs=39.44 8.31 (75.945+ 273.15)/(3600 100 0.979)=0.325 m3/s可得 d = 4vs / (兀)1/2= 4 0325

44、 / (3.14 2.588) 1/2= 0.39 m圓整后，d=400 mm , 對應的空塔氣速u=1.725 m/s校核d / d= 400 / 25 = 16 8,符合條件。(2)提儲段塔徑計算將 8 = 0.706 kg/m3, a = 933.75 kg/m： 同= 0.305 mpa?sli = wi = 2157.6 kg/h, vi=wv= 834.156 kg/h代入上式可以求得：uf=3.4m/s空塔氣速：u = 0.75uf=0.75 3.4=2.55 m/st = (tf+ tw)/ 2 = (86.7+ 99.93) / 2 = 93.315 c體積流量：vs=39.

45、44 8.31 23.315+ 273.15) / (3600 10000.706)=0.473 m3/sd= 4vs/ ( tt) 1/2 = 4 0.473 / (3.14 2.355) 1/2= 0.50m圓整后，d=500mm ,對應的空塔氣速u=2.55m/s校核d / d = 500 / 25 = 20 8,符合條件。(3)全塔塔徑的確定精儲段塔徑圓整后，d=400mm,提儲段塔徑圓整后，d=500mm。因此，選用d=500mm為精儲塔的塔徑。(4)最小噴淋密度的校核填料塔中汽液兩相間的傳質主要是在填料表面流動的液膜上進行的。要形成液膜,填料表面必須被液體充分潤濕,而填料表面的潤濕

46、狀況取決于塔內的液體噴淋密度及填料材質的表面潤濕性能。液體噴淋密度是單位塔截面積上，單位時間內噴淋的液體體積量，u表示。精儲段：u = 4l/ (/)=4x765.318 / (836.68 0.1521 3.14)= 7.57 m3/ (m2)提儲段：u = 4l/ (.=42157.6 / (933.75 0.253.14)= 11.78 m3/ (m2?i)為保證填料層的充分潤濕，必須保證液體噴淋密度大于某一極限值，該極限值稱為最小噴淋密度，以umin表示。最小噴淋密度是以下式計算：umin dmina取(lw)min = 0.08 m3/ (m?i), a=185 m/m3_32、可得 umin =0.08 185 = 14.8 m/ (m ?h)從計算上看精儲段與提儲段的噴淋密度都小于計算出的最小噴淋密度。