查埃克特通用关联图，可得 ?p/Z=100×9.81=981 pa/m 因此，提馏段的压降 ?p2=981×2.475= 2427.98 pa (3) 精馏塔的压降

?p=947.65＋2427.98 = 3375.63 pa

表十四 精熘塔各部分工艺尺寸及相关物性

参数 空塔气速(m/s) 塔径(m)

每米填料层压降(pa/m)

总压降(pa) 填料层高度(m)

精熘段 2.588 0.39 294.3 947.65 3.22

提熘段 2.355 0.5 981 2427.98 2.475

全塔 0.5 3375.63 5.695

七、附属设备及主要附件的选型计算

1、 冷凝器的选用

取全凝器的传热系数K=2400kJ /(m2?h?℃)，选择逆流操作。冷却水进口温度是35℃，出口温度是45℃。原料液是泡点回流，进出口温度基本相等。

逆流： T 65.19℃ → 65.19℃ t 35℃ ← 45℃ ?t2 = 65.19－45=20.19℃ ?t1= 65.19－35＝30.19℃ ?tm=(?t2－?t1) / In(?t2 / ?t1) = 24.88℃

A=Qc / (K??tm ) = 1400194.48 / (2400×24.88)＝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133.3℃ 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*℃。 ?t = 133.3－100＝33.3℃

A= QS’ / (K??t ) = 1.622×106 / (4186.8×33.3)＝11.63 m2 本设计选用的列管换热器是G273－1－25－16。

3、塔内管径的计算及选择

本设计选用的是热轧无缝钢管。 (1) 进料管：

选用WF=0.6m/s

dF = [ 4F’/ (3600?π?WF?ρLF) ] 1/2

= [ 4×1666.7 / (3600×3.14×0.6×909.1) ] 1/2 = 0.033 m

圆整后，选用的是φ = 38mm 。 (2) 回流管：

选用WR=0.4m/s

dR = [ 4L’ / (3600×π?WR?ρL1) ] 1/2

= [ 4×756.96 / (3600×3.14×0.4×826.68) ] 1/2 = 0.0283 m

圆整后，选用的是φ = 32mm 。 (3)塔顶蒸汽接管：

选用WV = 20m/s

dV = [ 4V’ / (3600?π?WV?ρVD) ] 1/2

=[ 4×1100.77 / (3600×3.14×20×1.134) ] 1/2 = 0.131 m

圆整后，选用的是φ = 133mm 。 (4)塔釜出料管：

选用WW = 0.6m/s

dV = [ 4W’ / (3600?π?WW?ρLW) ] 1/2

= [ 4×1358.3 / (3600×3.14×0.6×958.4) ] 1/2 = 0.031 m

圆整后，选用的是φ=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：

设塔釜离地面3m，忽略两截面间的压头损失。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，?p1=947.65 pa。

2?ub?0，因此： 而在特定条件下2gHe = ?z＋?p1 / (ρLF×g)= 3＋947.65 / (909.1×9.81) = 3.11 m Qe =1666.7 / 909.1 = 1.833 m3/ h

根据以上条件，选用IS50－32－125，转速n=1450 r/min。

5、液体分布器的选取

填料塔的传质过程要求塔内任一截面上汽液两相流体能均匀分布，从而实现密切接触、高效传质，其中液体的初始分布至关重要。

根据塔径D=500mm，液体负荷较小，填料层不高，因此选用列管式液体分布器。由于填料层不需分段，因此不需要液体再分布器。

6、气体入塔分布

气体入塔分布的均匀分布对精馏填料塔十分重要，这对分布器的要求是压降尽可能小，分布均匀。

D≤500mm的小塔多采用的是进气管分布，可使进气管伸到塔的中心线的位置，管的末端向下开缺口，可使气流折转而上。较低的入口气速有利于气体在塔内的分布，适宜的管内气速为10－18m/s。

7、除雾沫器

为捕集出填料层气体中所夹带的液沫和雾滴，需在塔顶液体初始分布器的上方设置除雾沫器。

本设计塔径小，填料层高度不高，且汽液易分离，因此采用小型的丝网除沫器，装入设备上盖。

8、塔釜设计

料液在塔内停留5min

塔釜液量 LW＝L’×(5 / 60)＝(L’/ρL)×(5 / 60)＝0.193 m3

VW＝LW＝π d2 h / 4 已得到 d＝0.5m ，可得h＝0.98 m

精熘塔主要设计参数汇总表

塔顶

气相摩尔流量(kmol/h) 液相摩尔流量(kmol/h) 气相质量流量

(kg/h) 液相质量流量

塔釜

进料 精熘段 39.44

提熘段 39.44 114.89 834.145 2157.63

9.786

75.447

85.234 29.65 1100.77

308.36 1358.05 1666.7 756.96

(kg/h) 摩尔分率 质量分率 气相平均相对分量

(kg/kmol) 液相平均相对分量

(kg/kmol) 气相平均密度(kg/m3) 液相平均密度(kg/m3) 温度 (℃) 平均粘度 (mPa?S)

0.965 0.98 31.51 31.51 1.134 746.27 65.19 0.334

0.000225 0.04 18 18 0.588 958.4 99.93 0.288

0.111 0.182 19.554 24.303 0.824 909.1 86.7 0.322

27.91 25.53 0.979 836.68

21.15 18.78 0.706 933.75

0.328 0.305

八、参考文献

1、Gmehling J.， Vaper-Liquid Equilibrium Data Collection，McGraw Hill Inc.， 1978 2、陈钟秀，顾飞燕，胡望明，化工热力学，北京：化学工业出版社，2002 3、化学工程手册编委会，化学工程手册，化学工业出版社，1989 4、柴诚敬等，化工流体流动与传热，化学工业出版社，2000 5、贾绍义等，化工传质与分离过程，化学工业出版社，2000 6、王树楹等，现代填料塔技术指南，中国石化出版社，1998 7、谢克昌等，甲醇及其衍生物，化学工业出版社，2002 8、卡拉华耶夫等，甲醇的生产，化学工业出版社，1980 9、罗斯等，实用精馏设计，化学工业出版社，1993 10、比勒特等，填料塔，化学工业出版社，1998

11、大连理工大学化工原理教研室，化工原理课程设计，大连理工大学出版社，1994 12、贾绍义等，化工原理课程设计：化工传递与单元操作设计，天津大学出版社，2002 13、秦叔经等，换热器，化学工业出版社，2003

14、上海医药工业设计院，化工工艺设计手册，化学工业出版社，1989 15、苏健民，化工技术经济，化学工业出版社.1990 16、崔克清等，化工安全设计，化学工业出版社.2004

九、甲醇－水精熘塔设计条件图（附图二）