内容发布更新时间 : 2024/11/2 18:32:43星期一 下面是文章的全部内容请认真阅读。
查天大化工原理下册P37吉利兰图得，进料液的相对挥发度为??1.63 塔顶与进料的相对挥发度：?m?[10]
N?Nmin?0.43，解得N=41.65（含釜）
N?2?D??F?1.88?1.63?1.75
Nmin??xD??1?xF?lg????1?x?D??xF?????/lg?m?16.00 同上可得，N=30.58 ??取整数，精馏段理论板数为31块，加料板位臵为从塔顶数第32块理论板，整塔理论板数为41块
4.3.4 初馏塔主要尺寸的设计计算
表31 二甲醚和甲醇在不同温度下的密度(查自于化学工程师手册和化工工艺设计手册)
温度/℃ 二甲醚密度/(g/ml) 甲醇密度/(g/ml)
[4]
[3]
tD?32.95
0.640 0.781
tW?126.94
0.405 0.730
tF?56.21
0.598 0.765
（1）塔顶条件下的流量和物性参数
M?46.05kg/kmol，V1?M?V?46.05?268.942?123842.78kg/h
L1?M?L?46.05?182.66?8411.493kg/h
由
1?L?a1?1?a2?2??L?640.1kg/m3
?V?pM780?46.05??14.114kg/m3 RT8.314?(273.15?32.95)（2）塔底条件下的流量和物性参数
M?M1?xW?M2?(1?xW)?46.07?0.003483?32.04?(1?0.003483)?32.09kg/kmol
1?L?a1?1?a2?2 ?V???L?727.08kg/m3 ，
pMRT?780?32.098.314?(273.15?126.94)?7.525kg/m3
??M?L??32.09?408.399?13105.52kg/h V3??32.09?268.942?8630.349kg/h ， L3（3）进料条件下的流量和物性参数
M?M1?xF?M2?(1?xF)?46.07?0.3906?32.04?(1?0.3906)?37.52kg/kmol
39
?V?pM780?37.52??10.69kg/m3 RT8.314?(273.15?56.28)a1?a2??L?660kg/m3 ， V2??V2?268.942?45.08?12123.9kg/h
1?L??1?2精馏段：L2?M?L?45.08?182.66?8234.31kg/h
??M?L??45.08?408.399?18410.62kg/h 提馏段：L2（4）精馏段的流量和物性参数
?V?V??V1??V22????L2640.1?66014.114?13.70??650.05kg/m3 ?13.907kg/m3?L?L1222
V1?V212384.78?12123.9??12254.34kg/h22L?L28234.31?18410.62L?1??13322.46kg/h
22（5）提馏段的流量和物性参数
10.69?7.525?9.1075kg/m3
22???L3660?727.08??693.54kg/m3 ?L?L222V??V3?12123.7?8630.3488??10377kg/h V?222?18410.62?13105.52L??L3??15758.1kg/h L?222 ?V??V2??V3?（6）体积流量 塔顶：Vs1?V1?V2?V?8630.3487812384.78?0.244m3/s 塔底：Vs3?3??0.318m3/s
14.114?3600?7.525?360012123.7?0.315m3/s
10.69?3600进料：Vs2???Vs1?Vs20.244?0.315??0.2795m3/s 22V?Vs30.318?0.315??0.3165m3/s 提留段： VS??s222精馏段： VS?4.3.5塔径设计计算 选用500（BX）型波纹填料。
40
（1）精馏段塔径计算
2?uFa??L???V?0.2??3?V??L?A?1.75由气速关联式 lg??? ???g?V?????L?L??1/41/8式中uF——泛点空塔气速，m/s；g——重力加速度，m/s；a/?——干填料因子，m； ?V、?L——气相、液相密度，kg/m3；?L——液相粘度，Cp；L、V——液相、气相流量，kg/h；A——常数，取0.30；?——填料空隙率；m/m。
表25 查文献计算得二甲醚、甲醇的特殊点的粘度/cP
温度/℃ 二甲醚 甲醇
[4]
23?133tD=32.95
0.0972 0.54
tW=126.94
0.0607 0.18
23tF=56.21
0.0882 0.450
已知：?V =13.907kg/m3，?L=640.51kg/m3，?=0.90，a=500m/m,
?L?(?LF??LD)/2?[(0.3906?0.0882?0.6094?0.45)?(0.9986?0.0972?0.0014?0.54)]/2?0.203
L=13322.46kg/h，V=12123.9kg/h，A=0.30。
代入式中求得，uF=0.337m/s 空塔气速u=0.6uF=0.202m/s
VS?0.2795m3/s 于是得D?4VS4?0.2795??1.33m ?u??0.202圆整后：D=1.4m，空塔气速u=0.182m/s （2）提馏段塔径计算
33已知：?V =10.613kg/m，?L=684.0kg/m，?=0.90，a=500m/m,
23?L?(?LF??LW)/2?[(0.3927?0.0882?0.6073?0.45)?(0.003483?0.0607?0.996517?0.18)]/2?0.244
L=15758.1kg/h，V=8630.3488 kg/h，A=0.30。
带入计算得 uF=0.52m/s 空塔气速u=0.6uF=0.314m/s
VS?0.3165m3/s 于是得D?4VS4?0.3165??1.13m ?u??0.276圆整后：D=1.2m，空塔气速u=0.28 m/s
41
选取整塔直径为D=1.2m。
4.3.6 填料层高度的计算 （1）精馏段：F?u??V?0.202?12.402?0.711
HETP?0.48m
Z1?N?HETP?31?0.48?14.9m
查得压降?P/Z?367.4Pa/m （2）提馏段：F?u??V?0.314?9.1075?0.948
HETP?0.49m
Z2?N?HETP?10?0.49?4.9m
查得压降?P/Z?356.6Pa/m
全塔高度Z?Z1?Z2?14.9?4.9?19.8m
4.3.7 附属设备的选型计算 （1）冷凝器
选用列管式冷凝器，逆流方式操作，冷却水进口温度为25℃，出口温度为30℃。 取K=700W/(m2〃℃)
逆流： T 33.82℃→32.95℃ t 30℃ ← 25℃
?tm??t2??t1ln(?t2/?t1)?(33.82?30)?(32.95?25)?5.63℃
33.82?30ln32.95?25A?QC4817949.156/3.6??339.6m2
K??tm700?5.63查文献[2]选型：Φ1000×6000，换热面积F=339.6m2 （2）再沸器
选择187.8℃的饱和水蒸气加热，tW=126.94℃为再沸器液体入口温度，用潜热加热可节省蒸汽量，从而减少热量损失。取K=1000 W/(m2〃℃)
?t?187.8?126.94?60.86℃
42
则换热面积为 A?QB5729510.36/3.6??26.15m2 K??t1000?60.86查文献[2]选型：Φ126×4500，换热面积F=25.6m2
精馏塔主要工艺参数汇总表
表26 精馏塔主要设计参数汇总表
液相摩尔流量（kmol/h）
12384.78
气相质量流量（kg/h）
8411.493
液相质量流量（kg/h）
0.9986
摩尔分率
0.999
质量分率
46.05
平均相对分子质量
14.414
气相平均密度（kg/m3）
640.1
液相平均密度（kg/m3）
32.95
温度/℃
126.94
35.6
727.08
640.92
640.51
684.0
7.525
13.70
13.907
10.613
32.09
45.08
0.005
0.95
0.003483
0.9296
13105.52
3620.419
13322.46
15758.1
8630.34878
12254.34
10377
塔顶
塔釜
进料 80.311
精馏段
提馏段
4.4 回收塔及其附属设备的计算选型
回收塔的原料液来源于汽化塔、初馏塔、精馏塔的釜残液，一同进入回收塔进行精馏回收甲醇，作为原料液回收循环利用，这无论是在经济上还是环保上都是需要的。
4.5.1 物料衡算
进料F?160.57+137.92?298.49kmol/h 其中甲醇含量为，
160.57?0.2818%?44.528?44.98kmol/h
则甲醇的摩尔分率即进料组成xF为，xF?44.98/298.49?15.07%
M甲醇?32.04kg/kmol,M水?18.02kg/kmol
xD?98/32.040.5/32.04?96.50%，xW??0.2818%
98/32.04?2/18.020.5/32.04?99.5/18.02由物料衡算方程解得D=45.94kmol/h，W=252.55kmol/h
进料平均相对分子质量 M2?32.04?15.07%?18.02?(1?15.07%)?20.133kg/kmol
43