化工原理课程设计任务书-甲醇_水连续填料精馏塔.docx

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1、编号：时间：2021年x月x日书山有路勤为径，学海无涯苦作舟页码：第33页 共33页 化工原理课程设计说明书设计题目： 正丁醇水连续填料精馏塔 设计者： 康俊清 岳庆法 张锟 专业： 化工 制药 指导老师： 2007年 7 月13日目 录一、 设计任务书 1二、设计的方案介绍 . 1三、工艺流程图及其简单说明 . 2四 反渗透膜的、操作条件及精馏塔工艺计算 . 4五、精馏塔工艺条件及有关物性的计算 . 14六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 19七、附属设备及主要附件的选型计算 . 23八、参考文献 . 26九、甲醇水精馏塔设计条件图 一、设计任务书正丁醇填料精馏塔设计：1、处理量：1.25 吨/2h

2、2、原料液状态：常温常压3、进料浓度： 80%(正丁醇的质量分数) 塔顶出料浓度： 7.70%(正丁醇的质量分数) 塔釜出料浓度： 98.5%(正丁醇的质量分数)4、填料类型：CY700金属丝网波纹填料二、设计的方案介绍1、进料的热状况精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。2、精馏塔的操作压力在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近

3、，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在101.325kpa下。由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。3、精馏塔加热与冷却介质的确定 本设计是 使用0.4M（表压强）的

4、饱和水蒸汽作为加热介质。冷却介质用的是循环水4、回流比的确定塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值范围为：根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用。 5、填料的选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。本设计选用CY700金属丝网波纹填料。三、工艺流程图及其简单说明1、工艺流程图(附图一)2、工艺流程简介来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入

5、精馏塔，塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下水道。加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。在流程设计伤，釜出液为100左右的高温水，热值高，将其送回热水循环管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特

6、点。塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于节能考虑。在流量控制上采用自动控制，有利于节约劳动力，并使过程控制精确，并可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常维护，因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。3、精馏塔塔顶的冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，并且也容易被水冷凝，塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。 4、塔顶的回流方式 对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精馏塔略高的地方，液体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，并且设置

7、流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。5、精馏塔塔釜的加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。四、操作条件及精馏塔工艺计算： 本设计任务是分离甲醇水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。回流比设定为最小回流

8、比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。(一)物料衡算1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 水的摩尔质量： MA18 kg/kmol正丁醇的摩尔质量：MB74 kg/kmol xF20% ， xD92.3% ， xw1.5% (均为质量比) xF (xF / MBA) / xF/MA (1xF)/ MB (0.2/ 18) / (0.2/ 18 0.8/ 74) 0.5068=50.68% xD (xD / MA ) / xD /MA (1xD) / MA (0.923/ 18) / ( 0.923 / 18 0.077 / 14) 0.9801=98.01% xW (xW

9、/ MA ) / xW / MA (1xW) / MB (0.015 / 18) / ( 0.015 / 18 0.985 / 74) 0.0589=5.89%2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 MF50.68% 18 (100-50.68)% 7445.62kg/kmol MD98.01%18(100-98.01)%7419.11 kg/kmol MW5.89%18 (100-5.98)%7431.47 kg/kmol3、物料衡算 原料处理量：1.25t/2h（1.25/45.62 ）/213.70kmol/h 由正丁醇水系统的温度组成图，由杠杠规则原理求解： 求最小回流比及操作回流比

10、由于本设计采用的是泡点进料，q1， xqxF0.5068根据拟合得到的yx方程，可得到 yq0.755最小回流比 Rmin(xDyq) / (yq xq) 可得到 Rmin0.910 所以回流比 R1.8Rmin1.80.9101.64分析精馏塔操作流程可得总物料衡算：FD W 解得 表一 塔顶、塔底、进料液的物料数据塔顶xD92.3%xD98.01%MF45.62kg/kmolF13.70kmol/h进料液xF20%xF50.68%MD19.11kg/kmolD6.36kmol/h塔底xW1.5%xW5.89%MW31.47kg/kmolW7.34kmol/h(二)理论塔板数的确定 (1)

11、由手册查出甲醇水汽液相平衡数据，拟合出相平衡方程及作出xy图，在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后，可得出汽相组成y和液相组成x的函数关系式：Y 0.001877.03393X 40.64685X2 157.6139X3 388035736X4 598.11499X5 554.46395X6 282.15362X760.45038X8 (3)求精馏塔的汽、液相负荷 LRD1.6469.73114.36kmol/h V(R1) D(1.64+1)69.73184.09kmol/h LLF114.3698.03212.39kmol/hVV184.09kmol/h(4)精熘段和提熘段的操作线方

12、程精熘段操作线方程为： y(R/ R+1)x xD/（R+1）(1.64/2.64)x 0.689/2.640.62x 0.2610提熘段操作线方程为：y(L/V)x (W/ V)xW (212.39/184.09)x(28.30/184.09)0.05891.154x0.009053、图解法 (三)热量衡算1、求塔顶温度tD，塔釜温度tW，进料温度tF确定液相温度。汽相温度与液相温度相差不大，可近似看作相等。经过反渗透分离后，以正丁醇含量80%进料，则由t-xy图查的，正丁醇质量分数塔顶0.077；进料0.8；塔底0.985则进料温度；塔顶温度2、热量衡算(1)冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷

13、Qc(R1) D (IVDILD) 其中 IVD 塔顶上升的蒸汽的焓 ILD 塔顶馏出液的焓 IVDILDxD HV甲(1xD) HV乙其中 HV甲 水的的蒸发潜热 HV乙 正丁醇的蒸发潜热蒸发潜热与温度的关系：H V2 HV1 (1Tr2) / (1Tr1) 0.38 表四 沸点下蒸发潜热列表3组分沸点t /C蒸发潜热 Hr / (kJ/ kmol)Tc / K正丁醇 11744800.41560.15水1009702647.14 塔顶温度下的潜热计算：tD95.3C时对正丁醇，Tr1T1/ Tc(273.1590.56) / 560.150.649Tr2T2 / Tc(273.15117)

14、 / 560.150.697蒸发潜热HV甲44800.41(10.697) / (10.649) 0.3842365.61 kJ/ kmol 对水，同理可得，Tr2T2 / Tc0.577Tr1T1 / Tc0.562蒸发潜热HV水9702(10.577)/(10.562)0.389574.38 kJ/kmol 对全凝器做热量衡算(忽略热量损失) Qc(R1) D (IVDILD) 泡点回流，可得 IVDILDxD H水(1xD)H醇IVDILD0.98019574.38(10.9801) 44800.4110275.38kJ/kmolQc(R1)D(IVDILD)16.546.6611027

15、5.381132068.824kJ/h(2)冷却介质消耗量常温下t20C 时，Cpc4.183 kJ (kgC)1 可得 Wc Qc/ Cpc(t2t1)(1132068.824) / 4.183(3020)27063.56 kg/h(3)加热器的热负荷及全塔热量衡算表五 正丁醇，水不同温度下的比热容单位：kcal/(kgC) 组分tD 95.3CtF 92.2C平均值tW 117 CtF 92.2C平均值正丁醇1.111.061.0850.961.061.01水1.0011.0021.00151.0021.0031.0025可得 ：正丁醇 Cp1ave(tD tF)1.085(90.5610

16、0.83)11.143 Cp1ave (tW tF)1.01(115.56100.83)14.878 水 Cp2ave(tD tF)1.0015(90.56100.83)10.285Cp2ave (tW tF)1.0025(115.56100.83)14.767 Cp(DF) dt Cp1avexDCp2ave(1xD) (90.56100.83)1.00150.923+1.00250.077(-10.27)10.286 Cp(WF) dt Cp1avexWCp2ave(1xW)(115.56100.83)1.00250.05891.01(1-0.0589)(14.73)14.871 且已知

17、D69.73kmol/h W28.30kmol/h D1255.14kg/h W509.4kg/h QDDCp(DF)dt 1255.14(10.286)12910.37kcal/h3084.29kJ/h QWW Cp(WF)dt509.414.8717575.29 kcal/h1809.74 kJ/h对全塔进行热量衡算 QFQSQDQWQC 以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算： QSQDQWQCQF 3084.291809.741132068.82401130794.274 kJ/h 1.13106 kJ/h塔釜热损失为10，QS QS / 0.9 = 1.25106 kJ/h其中 QS

18、 加热器理想热负荷 QS 加热器实际热负荷 QD 塔顶馏出液带出热量 QW 塔底带出热量(5)加热蒸汽消耗量当TK ，p=0.4Pa ，Hr水蒸气 539 kJ/kg Wh QS/ Hr水蒸气 = 1.25106 / 539= 2319.11kg/h表六 热量衡算数据结果列表符号QCWC QF QD QWQSWh数值1132068.824 kg/h27063.56kg/h0-3084.29kJ/h1809.74kJ/h1.25106 kJ/h2319.11kg/h五、精馏塔工艺条件及有关物性的计算1、塔顶条件下的流量及物性参数 xD92.3% ， xD0.9801 ， MLDMVD19.11

19、kg/kmol ，D 69.73 kmol/h ， D1255.14kg/h，tD95.3C (1)汽相密度：VD(MVD/22.4)(TO/T)(p/po)(19.11/22.4)273.15/(273.1590.56)0.6407 kg/m3(2) 液相密度：tD95.3C ， 查常用溶剂相对密度表可得：正丁醇 810kg/m3 表七 不同温度下水的密度温度t/C密度/ (kg/m3)90965.304tD95.3C水100958.345内插法求解 可得水964.914 kg/m31/LD xD/水 (1 xD)/ 正丁醇， LD 950.910 kg/m3(3)液相粘度：tD95.3C

20、，查有机化合物液体粘度表可得，丁醇0.576mPas 可得水0.27mPas ， LD0.3417 mPas(4)液体表面张力：tD90.56C ，查醇类水溶液表面张力图可得，正丁醇22.07mN/m可得水30mN/mLD水 xD正丁醇(1 xD)300.980122.07（1-0.9801）29.842mN/m 表十 精馏塔顶部数据结果列表符号MLDMVDVDLDLDLD数值19.11 kg/kmol19.11 kg/kmol0.6407 kg/m3950.910kg/m30.3417 mPas29.842mN/m2、塔底条件下的流量及物性参数：xw 1.5% ，xW 5.89% ，MVW

21、MLW31.47 kg/kmol ， W 509.4 kg/h ，tW117C(1)汽相密度：VW(MVW/22.4)(TO/T)(p/po)(31.47/22.4)273.15/(273.15115.56)0.987 kg/m3(2)液相密度：tW117C ，正丁醇=767.49kg/m3水=947.52 kg/m3Lw 778.09kg/m3(3)液相粘度：tW117C ，查饱和水的物性参数表可得，水0.16 mPas LW 水0.16mPas(4)液体表面张力：tLW117C ，查物性参数表可得，水28mN/m正丁醇=19.94mN/mLw水 xw 醇(1 xw) 20.41mN/m表十

22、一 精馏塔底部数据结果列表符号MLWMVWVWLWLWLW数值31.47 kg/kmol31.47 kg/kmol0.987 kg/m3778.09 kg/m30.16mPas20.41 mN/m3 、进料条件下的流量及物性参数： xF 20% ，xF 50.68% ，MLF 45.62 kg/kmol ， F 98.03kmol/h ， F1764.54 kJ/h ， tF92.2C(1)汽相平均相对分子量：根据汽液相平衡方程，xF 0.5068，可得yF 0.755MVF 0.755 18(1-0.755) 74 31.72kg/kmol(2)汽相密度：VF(MVF/22.4)(TO/T)

23、(p/po)(31.72/22.4)273.15/(273.15100.83)1.034kg/m3(3)液相密度：tF92.2C， 查常用溶剂相对密度表可得：醇 781.43 kg/m3同以上塔顶温度下水的密度求解，利用内插法可得：水964.73 kg/m3 1/LFxF/水(1 xF)/ 醇 ，可得 LF 812.30 kg/m3(4)液相粘度：tF92.2C ，查有机化合物液体粘度表可得，醇0.6136 mPas 同理用内插法可得：水0.28 mPas ，LF0.4123mPas(5)液体表面张力：tF92.2C ，查醇类水溶液表面张力图可得，正丁醇21.33 mN/m同理用内插法可得：水

24、29 mN/mLF水xF 醇(1xF)290.506821.33（1-0.5068）25.22 mN/m表十二 精馏塔进料数据结果列表符号MLFMVFVFLFLFLF数值45.62 kg/kmol31.72kg/kmol1.034 kg/m3812.30 kg/m30.4123 mPas25.22mN/m4、精熘段的流量及物性参数：(1) 汽相平均相对分子质量 MV1(MVDMVF) /2 (19.11 31.72)/2 25.415kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量 ML1(MLDMLF) /2 (19.11 45.62)/2 32.365kg/kmol(3) 汽相密度 V1(VDV

25、F) /2 (0.64071.034)/20.8374 kg/m3(4) 液相密度 L1(LDLF) /2 (950.910812.30)/21763.21 kg/m3(5) 液相粘度 L1(LDLF) /2 (0.34170.4123)/20.377mPas(6) 汽相流量 V1(R1)D69.732.64184.09 kmol/h V1184.0925.4154678.65kg/h (7) 液相流量 L1RD1.6469.73114.36 kmol/h L1114.3632.3653701.26 kg/h (8)体积流量：Vs=184.0925.415/0.8374/3600=1.552

26、m3/s5.提馏段的流量及物性参数：(1) 汽相平均相对分子质量 MV2(MVWMVF)/2 (31.47 24.303)/2 27.89 kg/kmol(2) 液相平均相对分子质量 ML2(MLWMLF)/2 (31.47 31.72)/2 31.595 kg/kmol(3) 汽相密度 V2(VWVF) /2 (0.588 1.034)/20.811 kg/m3(4) 液相密度 L2(LWLF) /2 (778.09812.30)/2795.20kg/m3(5) 液相粘度 L2(LWLF)/2 (0.160.4123)/20.2862 mPas(6) 汽相流量 V2V1184.09kmol/

27、h V2184.0927.895134.27 kg/h (7) 液相流量 L 2L 1F114.3698.03212.39 kmol/h L 2212.3931.5956710.462 kg/h(8)体积流量：Vs=184.0927.89/0.811/3600=1.759 m3/s表十三 精熘段，提熘段数据结果表精熘段提熘段汽相平均相对分子质量25.415 kg/kmol27.89 kg/kmol液相平均相对分子质量32.365kg/kmol31.595 kg/kmol汽相密度0.8347 kg/m30.811kg/m3液相密度1763.21kg/m3795.20kg/m3液相粘度0.377

28、mPas0.2862mPas汽相摩尔流量184.09 kmol/h184.09kmol/h汽相质量流量4678.65 kg/h5134.27 kg/h液相摩尔流量114.36 kmol/h212.39 kmol/h液相质量流量3701.26kg/h6710.462kg/h体积流量1.552 m3/s 1.759 m3/s(六、精馏塔塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算已知塔径为600mm泛点气速采用贝恩霍根关联式计算，即查得，DN25金属环矩鞍散装填料，m2/m3，(4)最小喷淋密度的校核填料塔中汽液两相间的传质主要是在填料表面流动的液膜上进行的。要形成液膜，填料表面必须被液体充分润湿，而填料表面的

29、润湿状况取决于塔内的液体喷淋密度及填料材质的表面润湿性能。液体喷淋密度是单位塔截面积上，单位时间内喷淋的液体体积量，U表示。提馏段：U4L / (D2L)4212.3945.62 / (795.200.363.14)43.12 m3/ (m2h)为保证填料层的充分润湿，必须保证液体喷淋密度大于某一极限值，该极限值称为最小喷淋密度，以Umin表示。最小喷淋密度是以下式计算：取m3/ (mh)，a=125m2/m3可得 m3/ (m2h)从计算上看精馏提馏段的喷淋密度于计略大于算出的最小喷淋密度。由化工工程工艺得知，实际操作时采用的喷淋密度应大于最小喷淋密度，我们采用适当增加填料层高度的办法予以补

30、偿。2、塔高的计算对于CY700金属丝网波纹填料，1m相当于8块理论板数，所以我们取等板高度一般取的HETP =1/8=0.125m。由 得空塔气速精馏段u=5.492m/s 提馏段u=6.224m/s(1) 精馏段的填料层高度在精馏段，空塔气速u5.492 m/s，精馏塔的塔板数是1。Z=HETPNT = 0.1251=0.125 m采用上述方法计算出填料层高度后，留出一定的安全系数，取 Z= 1.3Z= 1.40.125=0.175m (2) 提馏段的填料层高度在提馏段，空塔气速u6.224 m/s，精馏塔的塔板数是2。Z=HETP2 = 0.1252=0.25m采用上述方法计算出填料层高

31、度后，留出一定的安全系数，Z=1.4Z=1.10.25=0.275 m (3) 精馏塔的填料层高度 Z=0.1750.275=0.45m根据最小喷淋密度计算值与理论值差异，用适当增加填料层高度的办法弥补，56/43,12=1.30,则0.51.30=0.70m3、填料层压力降的计算根据化工单元设备设计手册整砌填料层压降的计算手册公式（3-3，3-4）本设计中，散装填料的压降值由埃克特通用关联图来计算。计算时，先根据有关物性数据求出横坐标值，再根据操作空塔气速、压降填料因子以及有关的物性数据，求出纵坐标值。通过作图得出交点，读出过交点的等压线值，得出每米填料层压降值。查得，CY700金属丝网波纹

32、填料的压降填料因子m1。(1) 精馏段的压降经计算得：横坐标： 0.0235纵坐标： 0.0449查埃克特通用关联图，可得 p/Z=309.81=294.3 pa/m因此，精馏段的压降 p1=294.33.22=947.65 pa (2) 提馏段的压降横坐标： 0.0711纵坐标： 0.0249查埃克特通用关联图，可得 p/Z=1009.81=981 pa/m因此，提馏段的压降 p2=9812.475= 2427.98 pa(3) 精馏塔的压降 p=947.652427.98 = 3375.63 pa4，填料层的持液量根据化工工艺手册公式（12-162），表十四 精熘塔各部分工艺尺寸及相关物性

33、参数精熘段提熘段全塔空塔气速(m/s)2.5886.224塔径(m)0.60.60.6每米填料层压降(pa/m)421.70526.23总压降(pa)421.701052.461474.16填料层高度(m)0.20.30.7 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 /(m2h)，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 45t2 = 65.1945=20.19 t1= 65.193530.19tm=(t2t1) / In(t2 / t1) = 24.88A

34、=Qc / (Ktm ) = 1400194.48 / (240024.88)23.2 m2本设计选用的列管换热器是G40021622。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 = 133.310033.3 A= QS / (Kt ) = 1.622106 / (4186.833.3)11.63 m2 本设计选用的列管换热器是G27312516。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/ (3600WFLF) 1/2 = 41

35、666.7 / (36003.140.6909.1) 1/2 = 0.033 m 圆整后，选用的是 = 38mm 。(2) 回流管：选用WR=0.4m/s dR = 4L / (3600WRL1) 1/2 = 4756.96 / (36003.140.4826.68) 1/2 = 0.0283 m 圆整后，选用的是 = 32mm 。(3)塔顶蒸汽接管：选用WV = 20m/s dV = 4V / (3600WVVD) 1/2 = 41100.77 / (36003.14201.134) 1/2 = 0.131 m圆整后，选用的是 = 133mm 。(4)塔釜出料管：选用WW = 0.6m/s

36、dV = 4W / (3600WWLW) 1/2 = 41358.3 / (36003.140.6958.4) 1/2 = 0.031 m 圆整后，选用的是=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。而在特定条件下，因此：He = zp1 / (LFg)= 3947.65 / (909.19.81) = 3.11 mQe =1666.7 / 909.1 = 1.833 m3/ h根据以上条件，选用IS5

37、032125，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。D500mm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1018m/s。7、除雾沫器为捕集出

38、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 LWL(5 / 60)(L/L)(5 / 60)0.193 m3 VWLW d2 h / 4 已得到 d0.5m ，可得h0.98 m精馏塔主要设计参数汇总表塔顶塔釜进料提馏段气相摩尔流量(kmol/h)39.44液相摩尔流量(kmol/h)9.78675.44785.234114.89气相质量流量(kg/h)834.145液相质量流量(kg/h)308.361358.051666.7215

39、7.63摩尔分率0.9650.0002250.111质量分率0.980.040.182气相平均相对分量(kg/kmol)31.511819.55421.15液相平均相对分量(kg/kmol)31.511824.30318.78气相平均密度(kg/m3)1.1340.5880.8240.706液相平均密度(kg/m3)746.27958.4909.1933.75温度()65.1999.9386.7平均粘度(mPaS)0.3340.2880.3220.305八、参考文献1、Gmehling J.， Vaper-Liquid Equilibrium Data Collection，McGraw Hill Inc.， 19782、陈钟秀，顾飞燕，胡望明，化工热力学，北京：化学工业出版社，20023、化学工程手册编委会，化学工程手册，化学工业出