a0.6万吨年分离甲醇-水混合液的填料精馏塔设计.doc

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1、0.6 万吨/年分离甲醇-水混合液的填料精馏塔设计 摘 要 精馏是借助回流技术来实现高纯度和高回收率的分离操作，在抗生素药物生产 中，需要甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，然后对甲醇溶媒进行精 馏。操作一般在塔设备中进行，塔设备分为两种，板式塔和填料塔。填料塔结构简 单、装置灵活、压降小、持液量少、生产能力大、分离效率高、耐腐蚀，且易于处 理易气泡、易热敏、易结垢物系等优点，同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺 点。近年来由于填料塔结构的改进，新型的高负荷填料的开发，既提高了塔的通过 能力和分离效能又保持了压降小及性能稳定的特点。因此，填料塔已被推广到大型 气液操作中，在某些场合还代

2、替了传统的板式塔。从设备设计的角度看，不论板式 塔还是填料塔，基本上由塔体、内件、裙座、和附件构成。近年来由于填料塔结构 的改进，新型的、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效能又保持了 压降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推广到大型汽液操作中，在某些场合还 代替了传统的板式塔。但国内在这方面的研究则较少, 如何设计规整填料蒸馏塔已 成为一个重要的课题, 它对自行设计, 改进现有设备生产状况都较为重要。随着对 填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。 关键词：精馏，填料塔，设备设计 2 Abstract Distillation through reflux te

3、chnology to achieve the separation of high purity and high recovery operation in the production of antibiotics, methanol solvent washing crystal, washing the filtered waste methanol solvent, and then the methanol solvent distillation. The operation generally tower equipment, tower equipment is divid

4、ed into two types, plate tower and packed tower. Packed tower structure is simple, flexible devices, low pressure drop, hold less liquid, large production capacity, and high separation efficiency, corrosion resistance, and easy to handle and easy bubble, easy to thermal, easy to scale in the Departm

5、ent of advantages, but also investment costs higher filler easy to plug the shortcomings. In recent years, due to the improvement of the packed tower structure, the development of new high-load packing, both to improve the tower through the capacity and separation efficiency while maintaining low pr

6、essure drop and stable performance characteristics. Therefore, the packed tower has been extended to large-scale gas-liquid operations, in some cases instead of the traditional plate tower. In recent years, due to the improvement of the packed tower structure, the development of new, high-load packi

7、ng, not only improves the tower capacity and separation efficiency, while maintaining the pressure drop and small to stable performance. Packed tower has been extended to the large vapor-liquid operations, in some cases instead of the traditional plate tower. Domestic research in this area is less,

8、how to design a structured packing distillation tower has become an important issue, its own design, improvement of existing equipment conditions are more important. With the research and development of the packed tower, the excellent performance of the packed tower is bound to a large number of ind

9、ustrial production. Keywords: Distillation, packed tower, equipment design 辽宁石油化工大学毕业设计（论文） 3 3 目录 前言前言5 第一章第一章 填料塔的简介填料塔的简介.6 1.1 概述 6 1.2 流程确定和说明 8 1.2.1 加料方式8 1.2.2 进料状况8 1.2.3 塔顶冷凝方式8 1.2.4 回流方式9 1.2.5 加热方式9 1.2.6 加热器9 第二章第二章 填料塔设计计算填料塔设计计算.10 4 2.1 操作条件与基础数据 .10 2.1.1 操作压力10 2.1.2 气液平衡关系及平衡数据10

10、 2.1.3 物料平衡计算11 2.2 填料塔工艺计算 .12 2.2.1 物料衡算12 2.2.2 热量衡算13 2.2.3 理论板数计算17 2.3 填料塔主要尺寸的设计计算 .17 2.3.1 塔顶条件下的流量及物性参数18 2.3.2 塔底条件下的流量物性参数19 2.3.3 进料条件下的流量及物性参数19 2.3.4 精馏段流量及物性参数20 2.3.5 提馏段流量及物性参数22 2.4 填料的选择 .24 2.5 塔径和填料层计算 .24 2.5.1 塔径设计计算24 2.5.2 填料层计算26 2.6 附属设备及主要附件的选型计算 .28 2.6.1 冷凝器28 2.6.2 加热

11、器28 2.6.3 塔内管径的计算及选型29 辽宁石油化工大学毕业设计（论文） 5 5 2.6.4 液体分布装置30 2.6.5 除沫器32 第三章第三章 精馏塔主要设计参数汇总表精馏塔主要设计参数汇总表32 第四章第四章 总结总结34 致谢致谢.35 参考文献参考文献.36 前言 本设计目的是分离甲醇-水混合液，处理量不大，故选用填料塔。 填料塔，是一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备，主要由圆筒形塔体和堆 放在塔内对传质起关键作用的填料等组成，用于吸收、蒸馏和萃取，也可用于接触 式换热、增湿、减湿和气液相反应过程。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍 关注的重要课题 。 填料塔的应用始

12、于 19 世纪中叶，起初在空塔中填充碎石、砖块和焦炭等块状物， 以增强气液两相间的传质。1914 年德国人 F.拉西首先采用高度与直径相等的陶瓷环 填料（现称拉西环）推动了填料塔的发展。此后，多种新填料相继出现，填料塔的 性能不断得到改善，近 30 年来,填料塔的研究及其应用取得巨大进展,不仅开发了数 十种新型高效填料，还较好地解决了设备放大问题。到 60 年代中期，直径数米乃至 十几米的填料塔已不足为奇。现在，填充塔已与板式塔并驾齐驱，成为广泛应用的 传质设备。填料塔自它发明以来已广泛地应用于化工生产的各个领域。 近二十年, 规整填料塔对板式塔、散装填料以及其它多种塔设备产生了巨大的冲击,

13、在国内外引起众多研究者的极大兴趣, 在近几年的文献中, 国外有大量的规整填料 研究报道。它因其高通量, 低压降, 操作稳定而广泛地用于气-液,液-液接触的塔设 备中, 如蒸馏、吸收、萃取等诸多领域。特别是在气液接触中, 已越来越多地被采 用, 如已有设备通过利用规整填料来更换塔内构件, 从而达到提高塔负荷的目的。 规整填料种类较多, 有板波纹填料、格栅填料、丝网填料等, 材质有金属、塑料、 陶瓷等。即使同样的种类亦有不同的规格, 它们的比表面、空隙率及几何尺寸存在 6 差异, 这样在选择填料时, 应根据体系物性, 操作负荷, 压降要求, 同时兼顾材料 性能等, 进行综合考虑, 保证既经济又能正

14、常生产。 第一章 填料塔的简介 1.1 概述 填料塔，是一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备，主要由圆筒形塔体 和堆放在塔内对传质起关键作用的填料等组成，用于吸收、蒸馏和萃取，也可用于 接触式换热、增湿、减湿和气液相反应过程。所以塔设备的研究一直是国内外学者 普遍关注的重要课题 。 填料塔的优点有： （1）压降非常小。气相在填料中的液相膜表面进行对流传热、传质，不存在塔板上 清液层及筛孔的阻力。在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的 1/51/6； （2）热、质交换充分，分离效率高，使产品的提取率提高； （3）操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。负荷调节

15、范围可以在 30%110%，筛板塔的调节范围在 70%100%； （4）液体滞留量少，启动和负荷调节速度快； （5）可节约能源。由于阻力小，空气进塔压力可降低 0.07MPa 左右，因而使空气压 缩能耗减少 6.5%左右； （6）塔径可以减小。 此外，应用规整填料后，由于当量理论塔板的压差减小，全精馏制氩可能实现， 氩提取率提高 10%15%。规整填料精馏塔一般分为 35 段填料层，每段之间有液 体收集器和再分布器，传统筛板塔的板间距为 110160mm，而规整填料的等板高为 250300mm，因此填料塔的高度会增加。 一般都选择铝作为规整填料的材料，这样可减轻重量和减少费用，但必须控制 辽宁

16、石油化工大学毕业设计（论文） 7 7 好填料金属表面残留润滑油量小于 50mg/m2。在这样条件下，可认为铝填料塔和铝 筛板塔用于氧精馏是同样安全的。 塔设备按其结构形式基本上可分为两类：板式塔和填料塔。以前，在工业生产 中，当处理量大时多用板式塔，处理量小时采用填料塔。近年来由于填料塔结构的 改进，新型的、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效能又保持了压 降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推广到大型汽液操作中。在某些场合还代 替了传统的板式塔。如今，直径几米甚至几十米的大型填料塔在工业上已非罕见。 随着对填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。 填料塔为逐级接

17、触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、操作弹性大、 持液量小等优点。同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。 本设计目的是分离甲醇-水混合液，处理量不大，故选用填料塔。 塔型的选择因素很多。主要因素有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和 维修等。 与物性有关的因素： （1）易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，故选用填料塔 为宜。因为填料不易形成泡沫。本设计为分离甲醇和水，故选用填料塔。 （2）对于易腐蚀介质，可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料，对于不腐蚀的介质， 则可选金属性质或塑料填料，而本设计分离甲醇和水，腐蚀性小可选用金属填料。 与操作条件有关的因素： （1）

18、传质速率受气膜控制的系统，选用填料塔为宜。因为填料塔层中液相为膜状流、 气相湍动，有利于减小气膜阻力。 （2）难分离物系与产品纯度要求较高，塔板数很多时，可采用高效填料。 （3）若塔的高度有限制，在某些情况下，选用填料塔可降低塔高，为了节约能耗， 故本设计选用填料塔。 （4）要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料。 8 1.2 流程确定和说明 1.2.1 加料方式 加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位 高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。但由 于多了高位槽，建设费用增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也

19、 忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采自动控制泵来控制 泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本次实验采用高位槽进 料。 1.2.2 进料状况 进料状况一般有冷液进料、泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一 定，对分离有利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大，对于合肥地区来说， 存在较大温差，且增加塔底蒸汽上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳 定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计采用泡点进料。泡点进 料时，基于恒摩尔流假定精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。 1.2.3 塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇

20、和水不反应。且容易冷凝，故使用全凝 器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后产品温度不高无需进一步冷却。此次分离也 是想得到液体甲醇，选用全凝器符合要求。 1.2.4 回流方式 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔 顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果 需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装。且塔顶冷凝 辽宁石油化工大学毕业设计（论文） 9 9 器不易安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷 凝冷却器以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。 1.2.5 加热方式 加热方

21、式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是用蒸汽直接由塔底进 入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但理论塔板数增加，费用增加。间接 蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其 优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。 本次实验采用间接蒸汽加热。 1.2.6 加热器 采用 U 型管蒸汽间接加热器，用水蒸汽作加热剂。因为塔小，可将加热器放在 塔内，即再沸器，这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少了理论板数。 10 第二章 填料塔设计计算 2.1 操作条件与基础数据 2.1.1 操作压力 精馏操作按操作压力分为常压、加压和减压操作

22、。精馏操作中压力影响非常大。 当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥 发度将增大，对分离有利。但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。 因此在设计时一般采用常压蒸馏。当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸 馏。对于甲醇-水系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压 精馏。 2.1.2 气液平衡关系及平衡数据 表表 2-12-1 甲醇甲醇- -水溶液的平衡数据（水溶液的平衡数据（101.3KPa101.3KPa） 平衡温度 t 10092.990.388.985.081.678.0 液相甲醇 x 0 5.317.769.2613.1

23、520.8328.18 气相甲醇 y 0 28.3440.0143.5354.5562.7367.75 平衡温度 t 76.7 73.872.771.370.066.964.7 辽宁石油化工大学毕业设计（论文） 1111 液相甲醇 x 33.33 46.2052.9259.3768.4987.411.00 气相甲醇 y 69.18 77.5679.7181.8384.9291.941.00 2.1.3 物料平衡计算 (1)物料衡算 已知： 6000F t,%70 x , %98 Dx , %2 Wx （质量百分数） ， kmolkgM HCH /04.32 0 3 ， kmolkgM OH /

24、02.18 2 摩尔分数： %8 .56 02.183004.3270 04.3270 F x （2-1） %5 .96 02.18204.3298 04.3298 D x （2-2） %13. 1 02.189804.322 04.322 W x （2-3） 进料平均相对分子质量: kmolkgM/26.0618.020.43204.32568 . 0 (2)根据甲醇和水的气液平衡表 1，利用内插法求塔顶温度 LD t , VD t , 塔釜温度 W t ,进料温度 F t 。 塔顶温度 LD t , VD t 1 31.65 9 . 66 7 . 64 9 . 66 41.87100 41

25、.875 .96 LD LD t t 66.65 9 . 92100 7 . 64 94.91100 5 . 96100 VD VD t t 塔釜温度 W t 2 49.98 9 .92100 100 31 . 5 0 13 . 1 0 W W t t 进料温度 F t 3 12 86.71 7 . 72 7 . 72 3 . 71 92.52 8 . 56 92.5237.59 F F t t 回流比确定 由图可知进料平衡曲线为不正常平衡曲线，作图求最小回流比 min R 由点 a( DD xx , )向平衡线作切线，交轴于 b（ 8 . 31, 0 ） ，精馏段操作线截距 8 . 31 1

26、 R xD ,所 以 1 5 . 96 min R =31.8 所以 03 . 2 min R 操作回流比可取为最小回流比的 1.1 到 2.0 倍 所以，回流比确当为 05 . 3 R 平均相对挥发度 =4.35 2.2 填料塔工艺计算 2.2.1 物料衡算 已知： 6000F t，年开工 300 天， kmolkg /26.06M 1 进料摩尔流量： 43 0.6 1010 /31.98/ 300 24 26.06 Fkmol hkmol h （2-4） % 8 . 56 F x , %5 .96 D x , 1.13% W x 总物料衡算： W DF 易挥发组分衡算： WDF WxDxF

27、x 解得: 18.668/Dkmol h 13.312/Wkmol h 塔顶产品的平均相对分子质量 2 kmolkgM/549.31% 5 . 96102.18%5 .9604.32）（ （2-5） 塔顶产品流量： 18.668 31.549588.957/Dkg h （2-6） 塔釜产品的平均相对分子质量 3 辽宁石油化工大学毕业设计（论文） 1313 kmolkgM/178.18%)013. 11 (02.18%13 . 1 04.32 （2-7） 塔釜产品流量: 13.312 18.187241.799/Wkg h 830.756/FDWkg h 物料衡算结果汇总如下 4 表 2-2 物

28、料衡算结果表 参数单位进料 F塔顶 D塔釜 W kg/h830.756588.957241.799 物料流量 kmol/h31.9818.66813.312 质量分数 70%98%2% 百分组成 摩尔分数 56.83%96.5%1.13% 2.2.2 热量衡算 （1） 热量衡算 加热介质和冷却剂的选择 1 a. 加热介质的选择 常用的加热介质有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。 由于饱和水蒸气冷凝时的传热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确地控制加 热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达 1001000，适用于高温加热。缺点 是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控制

29、困难。本设计选用 300kPa（温 度为 133.3）的饱和水蒸气作加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管， 不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。 b. 冷却剂的选择 常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。受当地气温限制，冷却水一 般为 1025。如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。 本设计建厂地区为沈阳。沈阳市夏季最热月份日平均气温为 24。故选用 24 14 的冷却水，选升温 10，即冷却水的出口温度为 34。 (2) 冷凝器的热负荷 冷凝器的热负荷 ) LDVDC IIDQ（) 1(R （2-8） 式中: VD I 塔顶上升蒸汽的焓； LD I 塔顶馏

30、出液的焓。 水甲 （ VDVDLDVD HxHxII)1 （2-9） 式中： 甲V H 甲醇的蒸发潜热； 水V H 水的蒸发潜热。 蒸发潜热与温度的关系： 38 . 0 1 2 12 1 1 r r V T T HH 其中 r T 对比温度。 表 2-3 沸点下蒸发潜热列表 沸点/ 蒸发潜热 V H /（kcalkmol-1） /KTC 甲醇 64.658430512.6 水 1009729647.3 由沃森公式计算塔顶温度下的潜热 38 . 0 1 2 12 1 1 r r T T HH （2-10） 65.66时，对甲醇： 2 2 273.1565.66 0.661 512.6 r C T

31、 T T 1 1 273.1564.7 0.659 512.6 r C T T T 蒸发潜热 kmolkcalHV/177.8411 659. 01 661 . 0 1 8430 38 . 0 甲 对水，同理得： 523 . 0 2 r T ， 576 . 0 1 r T 辽宁石油化工大学毕业设计（论文） 1515 蒸发潜热 kmolkcalH/338.10174 576 . 0 1 523. 01 9729 38 . 0 水 对全凝器作热量衡算（忽略热量损失） ) 1)(RIIDQ LDVDC （ 选择泡点回流，因为塔顶甲醇含量很高，与露点相接近，所以 水甲 （ VDVDLDVD HxHxI

32、I)1 （2-11） 代入数据得： kmolkcalII LDVD /888.8472338.10174)965 . 0 1 (117.8411965 . 0 (3.05 1) 18.668 8472.888640596.086/ C Qkcal h (3) 冷却介质消耗量 21 640596.086 64059.6086/ ()1 (3424) C C PC Q Wkg h Ctt (4) 加热器的热负荷及全塔热量衡算 选用 300kPa（温度为 133.3）的饱和水蒸气为加热介质 计算甲醇、水在不同温度下混合的比热容单位：kcal/ (kg) 表 2-4 甲醇和水在不同温度下的比热容 温度

33、/ 65.3171.86 平均值 98.5271.86 平均值 甲醇/ P1 C 0.7200.7420.7310.8310.7420.787 水/ P2 C 111111 0.731 0.980.02 1(65.31 71.86)4.82/ P C dtkcal kg kgkcaldtCP/574.26)86.7152.98(1)02. 01 (02 . 0 789 . 0 根据表 2-2， 588.957/Dkg h , 241.799/Wkg h 588.957 ( 4.82)2838.77/ DPP QD C dtD Ctkcal h 241.791 26.5476418.83/ WP

34、P QW C dtW Ctkcal h 对全塔进行热量衡算： CWDSF QQQQQ （2-12） 16 为了简化计算，以进料焓，即 88.55时的焓值为基准做热量衡算 FCWDS QQQQQ （2-13） 2838.776418.83640596.0860 5 6.44 10/kcal h 塔釜热损失为 10%，则 9 . 0 ，则 5 5 6.44 10 7.16 10/ 0.9 S S Q Qkcal h 式中 S Q 加热器理想热负荷； S Q 加热器实际热负荷； D Q 塔顶馏出液带出热量； W Q 塔底带出热量。 加热蒸汽消耗量 kgkcalH/ 1 . 2168 水蒸汽 (333

35、K,300KPa) 5 4.174 10 1387.02/ 2168.14.2 S h Q Wkg h H 水蒸汽 表 2-5 热量衡算数据结果列表 /kcal.h-1 /kg.h-1 /kcal.h -1 /kcal.h-1 /kcal.h -1 /kcal. h-1 /kg. h-1 5 6.41 10 4 6.41 100-2838.776418.83 5 7.16 10808.57 2.2.3 理论板数计算 由于本次设计的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求理论板数，应用图解法。 精馏段操作线方程 11 R x x R R y D 辽宁石油化工大学毕业设计（论文） 1717 截距 2

36、38. 0 105 . 3 965. 0 1 R xD 连接（ DD xx , ）,( 1 , 0 R xD )与 q 线交于 d 点，连接（ WW xx , )与 d 点，得提留段操作 线 。 求得理论塔板数 10，提留段 3 块，精馏段 7 块。 2.3 填料塔主要尺寸的设计计算 精馏塔设计的主要依据和条件 : 表 2-6 不同温度下甲醇和水的密度 密度 kg/m3 物质 温度/ 50 60708090100 甲醇 750741731721713704 水 988983978972965958 表 2-7 查图整理得甲醇-水特殊点粘度 粘度 mPas 物质 塔顶 65.31塔底 98.52

37、 进料 71.86 甲醇 0.3320.2250.295 水 0.4550.2560.410 2.3.1 塔顶条件下的流量及物性参数 965. 0 D x ， 98 . 0 D x ， 18.668/Dkmol h 气相平均相对分子质量 1 18 kmolkgxMxMM DDVD /55.31)965 . 0 1 (02.18965 . 0 04.32)1 ( 水甲 液相平均相对分子质量 2 kmolkgMM VDLD /55.31 气相密度 3 3 0 0 /135 . 1 31.6515.273 15.273 4 .22 55.31 4 .22 mkg P P T TMVD VD 液相密度

38、 4 31.65 LD t ,查表 2-7，由内插法得： 33 /34.980,/69.735mkgmkg 水甲 34.980 02 . 0 69.735 98 . 0 1 水 水 甲 甲 xx LD 所以 3 /38.739mkg LD 液相粘度 5 查表 2-7 得： 31.65 LD t ， smPasmPa455. 0,332 . 0 水甲 smPaxx DDLD 336 . 0 )965 . 0 1 (455. 0965 . 0 332. 0)1（ 水甲 塔顶出料口质量流量 6 18.668 31.55588.975/Dkg h 表 2-8 塔顶数据结果表 1 kmolkg MLD

39、1 kmolkg MVD 3 mkg VD 3 mkg LD smPa LD )/( 1 hkmol D流量 31.5531.551.135739.380.33618.668 2.3.2 塔底条件下的流量物性参数 0113 . 0 W x ， 02. 0 W 液相相对分子质量： 1 kmolkgMMM VWLW /.18 水 辽宁石油化工大学毕业设计（论文） 1919 气相密度： 52.98 W t 2 3 0 0 /591 . 0 52.9815.273 15.273 4 . 22 18 4 . 22 mkg P P T TMVW VW (2-14) 液相密度： 52.98 W t 100

40、3 视同纯水，查表 2-6， 3 LW /958mkg 水 液相粘度 4 查表 2-7 得： 52.98 W t , smPasmPa LD 256. 0,256 . 0 水 塔底流量 5 13.312 18239.616/Wkg h 表 2-9 塔底数据结果表 1 kmolkg MLW 1 kmolkg MVW 3 mkg VW 3 mkg LW smPa LW )(/ 11 hkmolhkg W ）质量 流量 18.018.00.5919580.270239.616 13.312 2.3.3 进料条件下的流量及物性参数 31.98/Fkmol h ， % 8 . 56 F x ， 70 .

41、 0 F 查表 2-1，得如下的平衡数据： (表头和标题) 52.92 56.8 59.37 79.71 y 81.83 由内插法，得： 840 . 0 %00.84y 气相平均相对分子质量： 1 kmolkgyMyMM FFVF /80.29)84 . 0 1 (02.1804.32840. 0)1 ( 水甲 液相平均相对分子质量 2 kmolkgxMxMM FFLF /98.25)568. 01 (02.18 4 . 32568. 0)1 ( 水甲 气相密度 3 20 3 0 0 /05 . 1 86.7115.273 15.273 4 . 22 80.29 4 .22 mkg P P T

42、 TMVF VF 液相密度 4 由表 2-6 数据， 55.88 F t , 同上用内插法，求出： 33 729.14/,976.88/kg mkg m 甲水 110.71 0.7 0.0013 729.14976.88 LF xx 甲甲 甲水 所以 3 /204.789mkg LF 液相粘度 5 查表 2-7 得： 86.71t ， smPasmPa405. 0,305 . 0 水甲 smPaxx FFLF 345 . 0 568. 01 (410. 0568 . 0 295 . 0 )1 (） 水甲 进料流量 6 3 3 6000 10 833.33/ 300 24 Fkg m 表 2-1

43、0 进料数据结果表 符号 1 kmolkg MLF 1 kmolkg MVF 3 mkg VF 3 mkg LF smPa LF )/(/ )/( 11 hkmolhkg F 摩尔质量 流量 数值 29.3725.981.04789.2040.348833.3331.98 2.3.4 精馏段流量及物性参数 气相平均相对分子质量： 1 kmolkg MM M VFVD Vj /68.30 2 80.2955.31 2 (2-15) 液相平均相对分子质量： 2 kmolkg MM M LFLD LJ /79.28 2 98.2555.31 2 (2-16) 气相密度： 3 辽宁石油化工大学毕业设计

44、（论文） 2121 3 /093. 1 2 05. 1135 . 1 2 mkg VFVD LJ （2-17） 液相密度： 4 3 /29.764 2 204.78938.739 2 mkg LFLD LJ （2-18） 液相粘度： 5 smPa LFLD LJ 341 . 0 2 345. 0336. 0 2 （2-19） 气相流量： 6 (118.668 (3.05 1)75.605/VD Rkmol h） （2-20） 75.605 30.462302.9283/Vkg h 液相流量： 7 3.05 18.66856.94/LRDkmol h （2-21） 56.94 28.791639

45、.30/Lkg h 表 2-11 精馏段数据结果表 主 要 参 数提馏段 气相平均相对分子质量 )/ 1 kmolkgMV（ 30.68 液相平均相对分子质量 )/ 1 kmolkgML（ 28.79 气相密度 )/( 3 mkg V 1.093 液相密度 )/( 3 mkg L 764.29 气相摩尔流量 / ) 1 hkg（ 75.605 气相质量流量/ )( 1 hkg 2302.93 液相粘度/ )(smPa 0.341 液相摩尔流量/ )( 1 hkmol 56.94 22 液相质量流量/ )( 1 hkg 1639.30 2.3.5 提馏段流量及物性参数 气相平均相对分子质量： 1

46、 kmolkg MM M VFVW VT /69.23 2 188 .29 2 (2-22) 液相平均相对分子质量： 2 kmolkg MM M LFLW LF /99.21 2 1898.25 2 (2-23) 气相密度： 3 kmolkg VFVW LT /60.873 2 204.789958 2 （2-24） 液相密度： 4 3 /82 . 0 2 591 . 0 05 . 1 2 mkg LFLW VT （2-25） 液相粘度： 5 smPa LFLW LT 30. 0 2 345 . 0 256. 0 2 （2-26） 气相流量： 6 (175.605/VVqFVkmol h） （2-27） 75.605 23.691791.08/Vkg h 液相流量： 7 31.9856.9488.92/LqFLFLkmol h （2-28） 88.92 21.991955.35/Lkg h 辽