甲醇水填料塔 精馏课程设计! 完整版.

摘要：本说明书介绍了甲醇—水溶液填料精馏塔的优化设计，主要内容包括了此次课程设计的计算机编程—最佳回流比的优化计算、塔的主要尺寸设计（包括塔板的板面设计、阻力损失等）、辅助设备选型、填料精馏塔图纸的绘制等若干重要环节。本文详细阐述了设计的思路，计算贯穿在整个设计中，最后得出一定条件下的最优化设计方案，并在附录中填加了优化设计的程序清单。

关键词：甲醇精馏；填料塔；优化设计 1 前言

本次课程设计任务为设计一甲醇—水溶液填料精馏塔，要求处理量： 20000（吨/年）、料液浓度：15%（wt%）、产品浓度：99.5%（wt%）、回收率： 99.9%、填料类型：鲍尔环、每年实际生产时间：7200小时/年。通过对甲醇—水填料精馏塔的优化设计，提出对于一定工艺要求的最优化方案，从而达到节能和节省费用的目的。

在化工生产中，精馏是最常用的单元操作,，是分离均相液体混合物的最有效方法之一。在化学工业中，总能耗的40%用于分离过程，而其中的95%是精馏过程消耗的因此，有必要开辟多种途径来回收利用余热，降低再沸器能耗，实现精馏节能。同时，精馏所需费用在生产装置的总投资及操作费中占了相当大的比例。当今世界对甲醇的需求量极大，而甲醇的精馏也越来越受到重视，因此甲醇的精馏的研究也越来越重要。甲醇精馏塔的优化设计无论是对节省投资，还是降低能耗，都具有非常重要的意义。

为了使填料塔的设计获得满足分离要求的最佳设计参数(如理论板数、热负荷等) 和最优操作工况(如进料位置、回流比等) ,准确地计算出全塔各处的组分浓度分布(尤其是腐蚀性组分) 、温度分布、汽液流率分布等,常采用高效填料塔成套分离技术。而且,20 世纪80 年代以来,以“高效填料及塔内件”为主要技术代表的新型填料塔成套分离工程技术在国内受到普遍重视。由于其具有高效、低阻、大通量等优点,广泛应用于化工、石化、炼油及其它工业部门的各类物系分离。进入20 世纪90 年代,高效填料塔成套分离工程技术开始向行业化、复合化、节能化、大型化方向发展,如复合塔。所谓复合塔(Compound Tray) 是指人们将塔板与填料有机地结合起来而形成的一种新型塔板。其目的在于将塔板的优点和填料的优势加以互补。此种复合塔具有效率高、通量大及压降小的性能。在国内,复合塔板已在溶剂回收、酒精、丙酮和甲醇精馏中成功应用。

实践证明，对于甲醇精馏分离能力，不能仅依靠高效能的塔内件应用于

1

塔内以达到降低能耗，而甲醇精馏工艺流程的改进也可以明显降低能耗． 2 方案论证 2.1 精馏塔类型

本次设计采用填料塔精馏。精馏是气液两相之间的传质过程，而传质过程是由能提供气液两相充分接触的塔设备完成，并要求达到较高的传质效率。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔与填料塔两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质量、热量传递，气液相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶填料表面下流，气体逆流而上，（也有并流向下者）与液相接触进行质量、热量传递,气液相组成沿塔高连续变化,属于微分接触操作过程[4].

工业对塔设备的主要要求：①生产能力大；②传质、传热效率高；③气流的摩擦阻力小；④操作稳定，适应性强，操作弹性大；⑤结构简单、材料耗用量少；制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。

2.2 精馏压力

塔的操作压力的选择实际上是塔顶和培底温度的选取问题[5]。在塔顶产品的组成被决定以后，塔顶的温度和压力只能选定一项。精馏操作通常可在常压、减压和加压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行全面考虑。操作压力常取决于冷凝温度。一般除热敏性物料外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统，都应采用常压蒸馏；对热敏性物料或混合液沸点过高的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的系统，需提高塔压或采用深井水、冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物料必须采用加压蒸馏。例如苯乙烯常压沸点为145.2℃,而将其加热到102℃以上就会发生聚合，故苯乙烯应采用减压蒸馏；脱丙烷、丙烯塔操作压力提高到1765kPa时，冷凝温度约50℃，便可用江河水或循环水进行冷凝冷却，则运转费用减少[6]. 本次设计的对像为甲醇—水溶液物系，故采用常压精馏。 2.3 进料方式

进料可以是过冷液体(q＞1)、饱和液体(q＝1)、气液两相(1＞q＞o)、饱和

2

蒸气(q＝o)或过热蒸汽(q＜o)。不同的进料状态对塔的热负荷、塔径和所需的培板数都有影响，但进料状态主要取决于系统的前一工序的物料状态。从设计的角度来看，饱和液体进料时，精馏段和提馏段的气液流率基本相近，两段塔径可以相同以便于设汁和制造，操作上也比较容易控制。因此，如果原料为过冷液体，可考虑加设原料预热器，将料液预热至泡点。从操作费用的角度来看，对于高温精馏(即塔顶用冷却水冷凝，塔釜用低压蒸汽加热)，当D／F值大时宜采用较小的q值；当D／F值较小时宜采用q值较大的气液相混合进料；对于低温精馏(如塔顶用173K液态乙烯蒸发制冷，塔釜用273K丙烯蒸汽加热)，不论D／F值如何，均以采用较高的q值为经济[6]。对于具体情况，需要综合考虑设备费用和操作费用两方面的因素。因此，本次设计采用泡点进料方式。 2.4 填料类型

填料的种类很多，根据装填方式的不同，可分为散装填料和规整填料两大类。散装填料是一个个具有一定几何形状和尺寸的颗粒体，一般以随机的方式堆积在塔内，又称为乱堆填料或颗粒填料。散装填料根据结构特点不同，又可分为环形填料、鞍形填料、环鞍形填料及球形填料等。较典型的散装填料有拉西环，鲍尔环，阶梯环，矩鞍形、弧鞍形，环矩鞍形等。规整填料是按一定的几何图形排列，整齐堆砌的填科。规整填料种类很多，根据其几何结构可分为格栅填料、波纹填料、脉冲填料等，工业上应用的规整填料绝大部分为波纹填料。波纹填料按结构分为网波纹填料和板波纹填料两大类，可用陶瓷、塑料、金同等材质制造。规整填料其特点是压降低、分离效率高，特别适用于精密精馏及真空精馏装置，为难分离物系、热敏性物系的精馏提供了有效的手段。尽管其造价高，但因性能优良仍得到了广泛的应用。

本次设计填料采用鲍尔环，方式为乱堆。鲍尔环它的结构是在普通拉西环的壁上开一层或两层长方形孔。开孔时，孔材不完全从环上断开，而是断开四边形的三条边，保留另一边，并使其开出舌状弯向环的中心，几乎在环中心对接起来。上下两层孔的位置是错开的。—般孔的面积为整个环壁的35％左右。这样．气、液体便可从一个个孔中流过，流通性能改善，对于同样的孔隙率流动阻力大为降低，环的内表面积得以充分利用。只外，由于开孔后保留的舌片向中心弯去，所以液体的分布较为均匀，改进了拉西环使液休向壁偏流的缺点。正固如此，与拉西环相比．鲍尔环具有生产能力大、阻力小、效率局、操作弹性大等优点。 2.5 加热方式

本次设计选用直接蒸加热。塔釜料液的加热方式可以是间接加热或直

3

接加热。通常情况下，如果要求加热的温度低于180℃，一般都采用饱和水蒸气作为加热剂(也可以使用其他工序的热载体)。为了避免加热蒸汽冷凝产生的冷凝水与塔内的物料混合，塔底可设再沸器采用间接方式加热，同时管线上应安装冷凝水排除器(疏水器)，以便在防止蒸汽逸出的情况下及时地排除冷凝水。如果精馏的物料是水溶液，水为难挥发组分，则可采用直接蒸汽加热的方式，塔底只需设置简单的蒸汽分布管，不需要设置再沸器。如果塔底要求加热的温度超过了180℃左右，则应考虑采用其他的高温热源，如烟道气等。关于加热蒸汽温度的选择，应考虑经济效益，传热温差不宜选取得过大，以能够使跺脚传热维持在核状沸腾阶段为宜。过高的蒸汽温度或压力不仅不利于传热，而且还将导致设备费用和操作费用大大增加。 2.6回流比的选择

适宜的回流比是指精馏过程中设备费用与操作费用两方面之和为最低时的回流比。精馏过程的主要设备费用有精馏塔，再沸器和冷凝器，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费用最大，当回流比略大于最小回流比时，塔板数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费用随之锐减，当回流比继续增大时，塔板数仍随之减少，但已较缓慢。但是，由于回流比的增加，导致上升蒸气量随之增加，从而使塔径、再沸器、冷凝器等尺寸相应增大，设备费用随之上升。对特殊物系的场合，则应根据实际需要选定回流比。在进行课程设计时，也可参考同类生产的经验值选定，必要时可选若干个R值，利用吉利兰图（简捷法）[5]求出对应理论塔板N，N-R曲线，从中找出适宜操作回流比。 3 数学模型的建立

优化设计模型以填料精馏塔年总费用最低为优化目标，用菲波那契法求解单变量优化问题，回流比R为变量建立数学模型如下：

JJ1J2J3J4 3-1

式中

J

J1 J3

J4

填料精馏塔年总费用，元/年；

填料精馏塔塔体年投资折旧费及维修费用，元/年； 冷凝器年运转费用，元/年；

再沸器年运转费用或加热蒸汽费用，元/年； 填料年折旧费用，元/年。

J2

3.1 精馏塔塔体年投资折旧费及维修费用J1

J1M&SIFc0.06CH 3-2

式中

0.06

Fc

精馏塔年维修费用比率；

年折旧率；一般可取折旧年限5~8，Fc=0.125~0.2；

4

CH M&SI

塔体费用，元；

通货膨胀系数，缺乏数据时按年增5%计算。

其中塔体费用CH为：

H2CHCexp6.950.1808lnWs0.02468lnWs0.0158DT 3-3 其中： Ws=pDT(H+0.8116DT)brs，HNHETPHA 式中

Ws C

塔质量，kg；（化工系统工程基础） 美元与人民币兑换率； 塔高，m；

塔壁厚，m；常压b3mm，可取5mm； 碳钢密度，kg/m3； 塔径，m； 理论塔板数； 等板高度，m；

塔两端高度，m；包括塔顶空间、塔底空间、裙座（常用化工单元设备的设计）、及塔内件、进料等空间的总和。

H

b

s

DT

N

HETP

HA

等板高度与许多因素有关，不仅取决于填料的类型和尺寸，而且受系统物性、操作条件及设备尺寸的影响。目前尚无准确可靠的方法计算填料的等板高度，一般采用实验的方法测定，或从工业应用的实际经验中选取HETP值，或从填料手册中查得。 本次设计采用下式计算：

HETP0.3048expn0.187lnL0.213lnL

式中

L L

液体表面张力，N/m； 液体粘度，Pa.s。

式中n值见下表（吴俊生，邵惠鹤．精馏设计、操作和控制．北京：中国石化出版社．1997） 填料种类 金属鲍尔环

金属矩鞍环 陶瓷矩鞍环

填料尺寸

#25（1英寸）

1.3104 1.3104 1.3104

#40（1.5英寸）

1.5747 1.5499 1.5953

#50（2英寸）

1.8380 1.7482 1.9029

5

根据以上方法求出HETP值后，还应给出一定的安全系数，通常在以上求的HETP值基础上增加10%~30%的安全系数。

HETP1.1~1.3HETP

3.2 冷凝器年运转费用J2

bJ2CwW1.3M&SIaf1f2ADFc 3-4

式中

Cw

冷却水价格，元/kg；可取0.00012~0.0004； 冷却水用量，kg/h； 年工作时间，h/a； 冷凝器价格回归系数； 冷凝器价格回归指数； 冷凝器压力校正系数； 冷凝器材质校正系数； 冷凝器传热面积，m2。

W

 a

b

f1 f2 AD

3.3 再沸器年运转费用J3 直接蒸汽加热

J3ZCz 3-5

Cz

式中 蒸汽价格，元/kg；可取0.03~0.05，常压取0.03~0.035。

3.4 填料年折旧费J4

吸收塔填料费与填料填充体积和填料类型有关，即

J4式中

42DTh0CpaFC 3-6

h0

填料层高度，m；h0NHETP 填料单价，元/m。

3

Cpa

4 数学模型的求解

4.1数学模型决策变量分析

在完成同样任务要求的情况下，填料精馏塔系统的年总费用J越小越好，这也是优化设计的最终目的。所以本次设计中以精馏塔系统的年总费用J为目标函数，建立数学模型JJ1J2J3J4，精馏塔系统的年总费用J包

6

括填料精馏塔塔体年投资折旧费及维修费用J1、冷凝器年运转费用J2、再沸器年运转费用或加热蒸汽费用J3、填料年折旧费用J4。其中因变量是回流比R，通过确定一最适合回流比Ropt使年总费用J最小，从而达到求解。 4.2 主要工艺参数的求解 4.2.1 塔径DT的计算 塔径可按照下式计算

D式中

4Vf3600uVf

22.4D(R1)(273TD) 3-7

36002730.785u汽相体积流量，m3/h；

空塔气速，m/s，其中ufuf； 塔顶蒸汽的露点温度，℃；

液泛分率，无因次，可取 0.5~0.8，一般在0.7左右较好。

[6]

u

TD

f

泛点气速可采用由贝恩—霍根公式计算

0.1250.25LGA1.75GLLuf10G10.2L103ga/3t0.5 3-8

式中

A

L

与填料类型有关的常数，B-H常数； 液相质量流率，kg/m2.s； 液相粘度，Pa.s； 干填料因子，1/m。

L

at/3

或采用Eckert通用关联图计算，Kessler等人则将该图回归成如下表达式（较9式准确，时 均，汪家鼎，余国琮，陈敏恒．化学工程手册．北京：化学工业出版社．1996）：

0.2骣骣骣uf2rGjymLLⅱrG鼢2L珑÷ç鼢÷logç=-1.6678-1.085log?0.29655log?鼢÷珑鼢÷çⅱ珑GrLG桫rLg桫桫rG 3-9 rL式中

 

填料因子；

液相密度校正因子（非水系统需校正）w/L；

7

G

注意点：

汽相质量流率，kg/m2.s。

（1）在填料塔中不同位置的泛点气速不同，故要对塔顶和塔底进行比较；

（2）表面张力的混合规则为：AB（A、B为两组分）；

AxBBxA （3）由于优化设计结果还未得到，Ropt未得到；所以在计算以上参数时，回流比可以在1.01Rmin,2Rmin区间内选择一适宜值，它对优化设计结果没有影响，因为f的范围较大。 4.2.2 理论塔板数N的计算 4.2.2.1 相平衡关系的表示

对理想溶液，其相平衡关系为：yx；

1(1)x 对非理想溶液，其相平衡关系可以从实验数据中利用三次样条插值得到或通过回归实验数据得到相平衡关系表达式，其形式主要有：

1yy1xxaba，（阮奇式） （余国琮式）yx1y1xb式中

x、y a、b

分别为液相和汽相的摩尔组成； 相平衡关系回归系数。

常压下甲醇—水溶液的汽液相平衡数据可回归成

yx3.38741y1x4.2.2.2 N的计算

0.7977

y1xD（全凝器）

平衡线操作线平衡线平衡线x1y2……xn注意点：

（1）x8

（2）若相平衡关系是分段表示的，则必须判断汽相组成所在的区间来选择相平衡关系式；

（3）总理论塔板数为Nn1xn1xw，不对理论板数进行圆整是

xn1xn为了保证回流比和塔板数一一对应的关系。 4.2.3 冷却水用量W及冷凝器传热面积AD的计算

QDWCp(t2t1)KDADtmVrD(R1)DrD 3-10

式中

QD

Cp

冷凝器的热负荷，kJ/h； 冷却水比热，kJ/(kgC)； 冷却水进出口温度，C；

冷凝器总传热系数，kJ/(m2hC)；1400~3000 冷凝器传热推动力，C； 塔顶蒸汽温度(露点)，C； 馏出物汽化潜热，kJ/kmol。

t1、t2

KD

tm TD rD

由式3-10可得

WADQD(R1)DrD 3-11

Cp(t2t1)Cp(t2t1)QD(R1)DrDTtlnD1 3-12

KDtmKD(t2t1)TDt2将式3-11和3-12代入式3-4得：

(R1)DrDC(R1)DrDTtJ2w1.3M&SIaf1f2lnD1Fc 3-13

Cp(t2t1)KD(t2t1)TDt2b ∴J2J2(R,t2)

4.2.4 冷凝器冷却水最佳出口温度t2,opt的确定

(R1)DrDTDt1JC(R1)DrD 2w1.3M&SIabffln12t2K(tt)TDt2Cp(t2t1)2D21b1Fc

(R1)DrDTDt1(R1)DrDTDt2TDt1 ln 22TtK(tt)TtD2D21D1(TDt2)KD(t2t1)

9

Cw(R1)DrDb11.3M&SIabf1f2FcbCpKDCX1 wCDCpXlnX1blnXt2t1b1t2t1lnX

TtD2X1lnX

TDt1(R1)DrDb1其中 X，CD1.3M&SIabf1f2Fcb b1TDt2KD(TDt1) t2,opt为

J2J0的解，因为f(X)20为非线性方程，无法直接求t2t2解，故应采用数值方法，如牛顿迭代法（需对f(X)求导）。

1bCwX1'CDX1lnX f(X)CXlnXp'

X1CD(1b)XlnXbX1X1X1lnXCDXlnXXlnX'1b11

X

X1CD(1b)XlnXbXlnX(X1)(lnX1)(XlnX)2X1X1lnXCDXlnX2blnX

X1 CDXlnX ∴J2J2(R)

2bb1X1lnX2lnX 2X14.2.5 直接蒸汽加热蒸汽流量Z的计算 式3-5中的Z为加热蒸汽的流量，所以： ZV'V(1q)F(R1)D(1q)F，kmol/h

=[(R+1) g / h 3-14 D-(1-qF)]?18,k4.3 数学模型的求解

10

4.3.1 单变量最优化方法

求单变量函数f(x)的极小值（或极大值）的方法有两类。一类是不需要计算目标函数f(x)的导数的，通常称为直接法；另一类是需要计算导数

f/(x)的，通常称为微分法或间接法。由于工程问题的复杂性，在进行化工单元过程最优化时所建立的目标函数往往是无法求导的，只能用不需要求导数的各种直接法搜索求解。本次优化设计采用菲波拿契（Filonacci）法.菲波拿契法是基于Filonacci数列的一种搜索法，在相同的计算次数下，它比其它方法得到的精度高，或者说在同样的精度要求下，它所需要的计算次数最少。所以是一个效率高的方法。用Filonacci法求一元函数极小值点的程序框图如图1所示。

图1 Fibonacci法的框图

4.3.2 优化设计程序框图 4.3.2.1 求解过程

11

 R  2 1 . 01 R R min min R J ( R ) 1 J 1 R J 2 R J 3 ( R ) J 3 R J 4 ( R ) J 4 J 2 ( R, t 2 ) R  J 2R ) ( t 2 , opt

4.3.2.2 函数调用关系

菲波那契法目标函数J2子程序 J1子程序 J3子程序 J4子程序 牛顿迭代法求t2opt 理论板数计算子程序 4.3.3 优化设计程序

本次优化设计程序采用C语言编写，具体设计程序见附录三，具体输出结果如下表．

表１ C程序输出结果

项目 最适合回流比R 最小回流比Rmin 理论塔板数N 塔高H 最佳进料位置Hf 塔径DT

结果 2.602938 2.479000 24.999993 17.424996 9.069996 0.721729 单位 - - 块 m m m 12

塔体费用CH 冷凝器冷却水最佳出口温度Topt 传热面积AD 冷却水用量W 加热蒸汽用量Z 精馏塔塔体年投资折旧费及维修费用J1 冷凝器年运转费用J2 再沸器年运转费用，直接蒸汽加热J3 填料年折旧费J4 填料精馏塔年总费用J 塔底釜液摩尔分数xw 5 优化设计计算 5.1 数据预处理 5.1.1进塔物料的计算

169103.943408 49.256676 43.502518 13663.301269 850.221372 122492.132447 54358.991466 214255.785772 7270.030779 398376.940463 0.000071 元／年 ℃ m2 kg/h kg/h 元／年 元／年 元／年 元／年 元／年 m2 M甲=32.04g/mol M水=18.02g/mo20000创1032777.80.152777.8?0.85处理量 F==2777.8kg/h=+=144.03kmol/h

720032.0418.02进料浓度xF=0.15¸32.04=0.0903

0.15?32.040.85?18.020.995/32.04=0.9911

0.995/32.04+0.005/18.02塔顶产品浓度xD=塔底产品浓度xW=FxF-DxD144.03?0.090313.11?0.9911==0.000096

F-D144.03-13.1113

5.1.2塔顶蒸气温度TD的计算 塔顶蒸气温度可由内插法求得，kg/h

由附录一：甲醇—水溶液汽液相平衡数据（摩尔组成）可查得： t1=65.00℃ x1=0.95 ; t2=64.50℃ x2=1.00 代入

x2-xx-D=2t2-TtD2-x1得TD=64.58℃ t15.1.3等板高度HETP的计算

近似取塔平均操作压强为l01．3kPa，填料为#25金属鲍尔环，n=1.3104 故： 塔顶：由手册可得TD=64.58℃下

=0.441cP s甲=16.80mN/m s水=65.36mN/m m甲=0.327 cP m水sL=s甲s水=16.91mN/m

s甲?(1xD)+s水?xD=0.328cP mL=m甲xD+m水(1-xD)HETPL)=0.52521m 顶=0.3048exp(n-0.187lnsL+0.213lnm塔底：按100℃水算 由手册查得 sL=58.8 mN/m mL=0.283cP

HETPL)=0.40335m 底=0.3048exp(n-0.187lnsL+0.213lnm所以 HETP=HETP顶+HETP底=0.4643m

2取安全系数为1.2

所以HETP=1.2HETP=0.557 5.1.4产品汽化潜热rD的计算

由手册查得水的汽化潜热为2285kJ/kg 甲醇的汽化潜热为1101kJ/kg 所以rD=2258.4创18.02(1-xD)+1101创32.04xD=35324.3kJ/kg 5.1.5最小回流比Rmin的确定

14

xe=xF=0.0903

由常压下甲醇—水溶液的汽液相平衡数据可回归成

yx3.38741y1x代入计算可得ye=0.3492 由Rmin=0.7977

xD-ye得Rmin=2.479

ye-xe5.1.6理论板数N的求取

由甲醇—水溶液的平衡方程与操作线方程（包括提馏段与精馏段操作线方程）进行逐板计算得出N=24.99（具体过程见附录：优化设计程序编程部分）。

5.1.7空塔气速的计算 由手册可得TD=64.58℃下

gm/3 r甲=751.4kg/m3 r水=980.k7=753.0kg/m3

轾xD1-xDrL=犏+犏rr水犏甲臌-1M=xDM甲+(1-xD)M水=31.02g/mol

令y1=xD=0.9911

yx由3.38741y1x0.7977得x1=0.9876

M1=x1M甲+(1-x1)M水=31.87g/mol rv=PM101.3´31.92==1.15kg/m3 RTD8.314?(273.1564.58)取R=1.1Rmin=2.727

15

rGL¢rGR×M=0.0286 =G¢rL(R+1)M1rL由手册查得#25金属鲍尔环的填料因子j=160 液相密度校正因子y=1 代入式：

20.2骣骣骣urjymLⅱrG鼢2L珑÷fGLç鼢÷logç=-1.6678-1.085log?0.29655log?鼢÷珑ç÷ⅱ鼢珑rgGrG桫桫桫LLrGrL可得uf=1.2695 取液泛分率f=0.7

所以空塔气速u=ffuf=0.8887m/s 5.2 塔径的计算

塔径可按照式3-7计算 其中Vf=所以DT=22.4D(R+1)(273.15+TD)

273.154创22.413.11?(2.7271)(273+64.58)=0.734m

3600创3.140.8887?273圆整塔径取DT=0.8m 5.3 填料层高度的计算 填料层高度h0=N?HETP24.99?0.55713.70m

由表１知道最佳进料位置Hf＝9.070m，假设的HA＝3.5m 所以提馏段高度＝Hf－HA＝9.070－3.5＝5.57m 精馏段高度＝h0－5.57=8.355m

5.4精馏塔塔体年投资折旧费及维修费用J1

塔体材料为碳钢，取HA=3.5m, b=0.005m, rs=7860kg/m3

HNHETPHA=17.20m

16

WsDTH0.8116DTbs=1762 kg

根据式3-3得塔体费用CH=170741元/年 取M&SI=4.187，Fc=0.2 代入式3-2得J1=185872元/年 5.5冷凝器年运转费用J2

5.5.1冷凝器冷却水最佳出口温度t2,opt的确定

轾Cq¶J2X-1=-w+CD犏犏¶t2CpXlnX臌1-b[X-1-lnX]

TDt1(R1)DrDb1其中 X，CD1.3M&SIabf1f2Fcb b1TDt2KD(TDt1)t2,opt为

J2J0的解，因为f(X)20为非线性方程，无法直接求解，t2t22轾b-1X-1-lnX()()犏+lnX 2犏(X-1)犏臌故应采用数值方法，如牛顿迭代法（需对f(X)求导）。

骣X-1÷f'(X)=CDç÷çç桫XlnX÷2-b取=7200h,a=487,b=0.72,f1=1,f2=6.5, TD=64.58℃, t1=20℃

CP=4.174kJ/(kgC),KD=1400kJ/(m2hC)

代入各项数据可得=49.26℃

5.5.2冷却水用量W及冷凝器传热面积AD的计算 根据式3-10得QD=1725980 kJ/h 根据式3-11,3-12得W=14132kg /h, 5.5.3

t2,optJ2的计算

AD=45.04 m2

取Cw=0.0002元/kg, 由式3-13得

J2=55878元/年；

5.6再沸器年运转费用或加热蒸汽费用进料为泡点进料，q=1,

J3

根据式3-14得加热蒸汽的流量Z=879.5 kg/h

17

J3=215486元/年

J5.7填料年折旧费用4

再由式3-5得取

Cpa=6384元/m3 ,根据式3-6得

J4=8788元/年

5.8 汽液负荷 5.8.1汽相负荷

TD=64.58C下，塔顶蒸汽密度为1.15kg/m3，塔顶M=31.92g/mol

Vh=(R+1)D=48.86kmol/h=1356.18m3/h

5.8.2液相负荷

TD=64.58C，回流液密度rL=752.63kg/m3 L=RD=35.75kmol/h=1.52m3/h

5.9 年总费用与回流比的关系

由5.4、5.5、5.6、5.7可以得出常规设计年总费用为J＝403644元/年

表1 常规设计与优化设计的比较

回流比 年总费用 增加费用% 回流比 年总费用 增加费用% 回流比 年总费用 增加费用% 回流比 年总费用 增加费用%

1 649853 63.13 1.025 402071 0.93 1.07 399220 0.21 1.5 457279 14.79

1.00001 493707 23.93 1.03 401658 0.82 1.08 399921 0.39 1.6 474383 19.08

1.001 434275 9.01 1.035 400776 0.6 1.09 400328 0.49 1.7 491301 23.33

1.005 416856 4.64 1.038 0.35 1.1 0.45 1.8 508465 27.63

1.01 409990 2.92 1.04 0.35 1.2 3.28 1.9 525403 31.89

1.015 406321 1.99 1.05 0 1.3 6.93 2 543550 36.44

1.02 403737 1.35 1.06 0.21 1.4 10.76

399781 399799 398376 399212

400188 411424 426002 441259

18

660000 J 560000 系列1 460000 360000 0.8 1.2 1.6 R/Rmin 2 2.4 图2 年总费用与回流比关系

6 填料塔水力学性能校核 6.1 泛点率校核 由结果得Ropt=2.603 所以Ropt×ML¢rG=G¢rL(Ropt+1)M1rG=0.02828 rL代入式

20.2骣骣骣urjymLⅱrG鼢2L珑fGL÷ç鼢÷logç=-1.6678-1.085log?0.29655log?鼢÷珑ç÷ⅱ鼢珑GrLG桫rLg桫桫rGrL得uf=3.1146 m/s 所以泛点率

u=28.53% uf6.2核算径比

19

DT800==32>8 dp256.3核算喷淋密度

由手册查得最小润湿率M.W.R=0.08 m3/(m.h) 填料比表面积at=209m2/m3 所以(Lv)min=(M.W.R)?at实际操作中

回流液L=RoptD=2.603?13.11回流液压体积VL=喷淋密度Lv=0.08?20916.72 m3/(m.h)

34.13kmol/h

L状M34.1253331.29==1.45m3 rL752.633600VL3600´1.45==10390.13 m3/(m.h) > (Lv)min

p2pDT0.8244rG=0.02828 rL6.4 填料塔压降

Ropt×ML¢rG=横坐标G¢rL(Ropt+1)M10.2uf2rGjymL纵坐标=0.01772

rLg由文献[7]查Ekert图可得压力降为8.8mmH2O/m 7 附属设备的设计与选型 7.1 塔顶冷凝器

7.1.1 初估冷凝器传热面积 7.1.1.1 冷凝器传热量

QDVrD(R1)DrD(Ropt1)DrD 7-1

式中

QD

冷凝器传热量，kJ/h； 精馏段汽相流量，kmol/h；

冷凝器中汽相冷凝潜热，kJ/kmol； 塔顶产品流量，kmol/h；

V

rD

D

20

R、Ropt

回流比和最佳回流比。

由前面数据根据式7-1可得

QD=VrD=(R+1)DrD=(Ropt+1)DrD=(2.603+1)创13.1135324.3=1668555kJ/h7.1.1.2 冷凝器传热推动力

在冷凝器中塔顶产品在露点温度下由汽相冷凝成液相产品，故冷凝器传热属于一侧有相变化的情况，不论冷凝器是单管程还是多管程，其对数平均温度差均以逆流时的对数平均温度差计算，不必进行校正。

tmt2,optt1Tt1lnDTDt2,opttm TD t1

7-2

式中

冷凝器传热推动力，C；

冷凝器汽相（第一块塔板汽相）露点温度，C； 冷凝器中冷却水进口温度，C； 冷凝器中冷却水最佳出口温度，C。

t2,opt

由前面数据根据式7-2可得

t2,opt-t149.26-20Dtm===27.37TD-t164.58-20lnlnTD-t2,opt64.58-49.26

若(tm)maxTDt150C，则冷凝器应装有温度补偿装置或采用浮头式换热器。

7.1.1.3 初估冷凝器传热面积

ADQD(KDtm) 7-3

式中

AD KD

冷凝器传热面积，m2；

冷凝器总传热系数，kJ/(m2hC)。

取KD=1400 kJ/(m2. ℃.h) 代入式7-3得AD=43.54m2

其中传热系数KD是在优化设计中初估的，它不是冷凝器中传热系数的

21

实验值，所以计算的传热面积也是初估值，根据初估的面积，可以从换热器系列表中选择一台适宜的换热器。

选择一台固定管板式列管换热器，其尺寸为：

公称直径D=500mm 公称压力P=1MPa 管程数N=2 管子根数nt=164 换热面积A=56.6 m2 管长L=4.5m 管子成正三角形排列 管子规格f25´2.5mm 7.1.2 冷凝器选型

7.1.2.1 冷凝器传热系数的校核

由于传热系数在优化设计前预先初估，它与冷凝器传热系数的实际值必须吻合，否则，优化设计就失去了实际意义。

d11bd11d1Rs1Rs21 7-4 K1dmd22d2式中

1、2

Rs1、Rs2

冷凝器管外、内对流给热系数，W/(m2C)； 冷凝器管外、内污垢热阻，(m2C)/W； 冷凝器管壁导热系数，W/(mC)； 冷凝器管外、内径，m； 冷凝器管壁平均直径，m； 冷凝器管壁厚度，m。

冷凝器总传热系数，W/(m2C)；KKD/3.6。



d1、d2

dm b

K

根据前面所选择的换热器，可得到

b=0.0025mm、dm=0.0225mm、d1=0.025mm、d2=0.020,

C)。 由手册查得l=45.3W/(m装管外为有机物甲醇，管内为未经处理的井水，针对不同的体系可查得

Rs1=0.000176(m2装C)/W、Rs2=0.00058(m2装C)/W；

（1）管外1的计算

对水平管外冷凝的对流给热系数可用下式计算

22

2123g134M'1.5113 7-5

其中 M'式中

ms M

ms23LnT

冷凝液质量流量，kg/s；ms(Ropt1)DM/3600；

冷凝液平均分子量； 冷凝器管长，m； 冷凝器总管数；

冷凝液粘度，Pas；（注意：粘度、密度、导热系数的混合规则） 冷凝液密度，kg/m3； 冷凝液导热系数，W/(mC)。

L

nT

 



注意：物性参数、、等应用塔顶蒸汽温度TD和冷凝器壁温Tw的平均值计算，故应先初估冷凝器管外侧壁温（接近TD）。

假设冷凝器壁温Tw=62.15，可求得T=63.37C，查得此温度下：

m=0.00035P、r=752.6335kg/m3、l=0.2059W/(moC)

(Ropt+1)DM(2.603+1)13.11?31.92msM====0.003106 232323LnT3600LnT3600创4.5164'把以上数据代入式7-5可得a1=3374.3W/(m装C) 求得1后根据牛顿粘性定律

TwTDQD 7-6

3.61A12式中

Tw A1

冷凝器管外壁温度，C； 冷凝器管外表面积，m2。

取A1所选冷凝器的换热面积 A1=56.6m2

代入式7-6计算得管外侧壁温Tw=62.153C， Tw的计算值与初估值62.15接近，迭代计算成功。所以a1=3374.3W/(m装C)

23

2

（2）管内2的计算

当Re10000、Pr0.6~160、l/d50时，管内对流给热系数可用下式计算

du20.023d0.8Cp 7-7 0.4该式适用于低粘度流体（2H2o），本次设计对像为甲醇—水溶液，为低粘度流体，故该式可用。

当雷诺数小于10000时，应乘以校正因子f16105/Re1.8。 式中

注意点：

① Cp的单位为kJ/(kgC)，但在式（7）中应采用J/(kgC)单位； ② 物性参数、、、Cp等应由平均温度查表或计算，tm(t2,optt1)/2；



d

冷却剂（水）导热系数，W/(mC)； 冷凝器管内径，m；即d2； 冷凝器管内流速，m/s； 冷凝器管内流体密度，kg/m3； 冷凝器管内流体粘度，Pas； 冷凝器管内流体的比热，kJ/(kgC)；

u

 

Cp

③流速的计算：

管内流体（冷却水）的用量：WuW/3600QDCp(t2,optt1)，kg/h；则流速为

4 7-8

2d2n式中n为单管程的管子数，若对双管程共有200根管，则n100。 计算如下：

24

tm=(t2,opt+t1)/2=(49.26+20)/2=34.63C

由手册查得此此温度下管内液体水的物性参数如下：

l=0.6254W/(mC)、r=994.08kg/m3、

m=0.7325cP、Cp=4.174kJ/(kgC)；

管内径d2=0.020m

管内流体（冷却水）的用量：W代入式7-8得u=0.15 m/s 雷诺数Re=QDCp(t2,optt1)=13661.98kg/h

dur=4024.43<10000,要进行校核。 m校正因子f16105/Re1.8=0.8052

把以上相关数据代入式7-7得a2=835.95W/(m装C)

把a1=3374.3W/(m装C)，a2=835.95W/(m装C)代入7-4得

222K=363.15W/(m2C)

7.1.2.2 冷凝器传热面积的校核

由1.2.1可求得KD=3.6K=1307.39W/(m2C)，从而实际所需的冷凝器传热面积AD=QD(KDDtm)=46.59m2<56.6m2， 其裕度：

A-AD?100%AD21.47%>10~15%

所选则的换热器可用。 7.1.2.3 冷凝器管程、壳程流动阻力 （1）管程阻力损失pt

pt(pipr)NsNp 7-9

25

Lu2u2其中： pi，pr3

d22式中

计算如下：

pi

每程直管压降，Pa； 每程局部阻力，Pa； 壳程数； 每壳程的管程数；

冷凝器管内流体密度，kg/m3； 冷凝器管内流体流动阻力系数。

pr Ns

Np





m=0.7325cP；由7.1.2.1得u=0.15 m/s, d2=20mm,r=994.08kg/m3、

由手册查得所选换热器的Ns=1，Np=2； 管内雷诺数Re=dur=4024.43； m由手册查得碳钢的粗糙度e=0.2mm, 所以相对粗糙度为

e=0.01 d2查图[7]得摩擦因素l=0.051

Lu2u2pi=128.33Pa,pr3=33.55Pa

d22把以上数据代入式7-9得Dpt=323.76Pa （2）壳程阻力损失ps

2D0(NB1)u0pss 7-10

de2其中： s1.72Re0.19，Re式中

D0 NB

deu0

换热器壳程内径，m；

折流板数目；蒸汽冷凝时折流挡板间距只有480、600mm两种类型；

26

de

冷凝器壳程当量直径，m； 冷凝器壳程流速，m/s；u0(Ropt1)DMu0

S0；设有折流挡板时，

S0hD0(1d0t)；无折流挡板时，S042D042d0nT；

h

冷凝器壳程折流挡板间距，m； 管子外径，m； 管子中心距，m。

d0

t

24(t20.785d0)当换热器管子正方形排列时，de；正三角形排列时，

d0de4d0322td0。 24计算如下：

所选换热器d0=0.025m, 管子中心距t=0.032m, D0=500mm； 当量直径de4d0322td0=0.020m 24蒸汽冷凝时无折流挡板，NB=0;

S0u042D042d0nT=0.1158

(Ropt1)DMS0=3.15 m/s

塔顶rG=RePM101.3´31.92==1.15kg/m3 RTD8.314?(273.1564.58)=6648.20 , s1.72Re0.19=0.323

deu0代入式7-10得ps=45.64Pa 7.2 接管选型

针对不同的流体，选择适宜的流速u，由

Vs4d2u求得接管的直径，

依据它选择合适的接管型号，最后校核接管中的实际流速，本次设计所选择

27

的钢管材料均为无缝钢管。 需选型的接管主要有：

进料接管：0.4~0.8m/s，泵送1.5~2.5m/s 冷却水接管：1.0~2.5m/s 塔顶蒸汽接管：12~20m/s 塔顶产品接管：0.5~1.0m/s 塔底产品接管：0.5~1.0m/s

塔顶产品回流接管：0.2~0.5m/s，泵送1.0~2.5m/s 塔底加热蒸汽接管：20~40m/s(40~60m/s(

p表压p表压<295kPa)，

<785kPa)，80m/s(

p表压>2950kPa)

注意：计算中Vs为体积流量，必须针对不同流体、不同状态（气体），不同组成（气体、液体）计算。计算结果汇总如表6。 7.2.1进料接管

由设计条件知ms=2777.78kg/m3 ,Wt%=15% 由附录一运用内插法得进料温度to=88.48℃,

由手册查得该温度下r甲=727.52kg/m3, r水=966.29kg/ m3 计算该温度下进料混合液体的密度为

r混=Wt%r甲+r水(1-Wt%)=930.48kg/m3

Vs=ms=8.29?10-4m3/s r混设u=0.4m/s,则d=4Vs=51.38mm pu4Vs=36.33mm pu设u=0.8m/s,则d= 28

选取f45´2.5mm，则u=4vspd2=0.66m/s 7.2.2冷却水接管

由前可知冷却水用量为13662kg/h,密度为998.2kg/m3 所以求得Vs=13.68 m3/h 设u=1.0m/s,则d=4Vspu=69.59mm 设u=2.5m/s,则d=4Vspu=44.01mm 选取f57´3.5mm，则u=4vspd2=1.94m/s 7.2.3塔顶蒸汽接管

TD=64.58C下，塔顶蒸汽密度为1.15kg/m3

质量流量=0.4188kg/s,所以Vs=1311.11 m3/h 设u=12m/s,则d=4Vspu=196.63mm 设u=20m/s,则d=4Vspu=152.31mm 选取f168´5.0mm，则u=4vspd2=18.58m/s 7.2.4塔顶产品接管

塔顶产品为甲醇质量分数99.5%的甲醇――水溶液 产品TD=64.58C，可求得Vs=0.56 m3/h 设u=0.5m/s,则d=4Vspu=19.84mm 设u=1.0m/s,则d=4Vspu=14.03mm

29

选取f25´2.5mm，则u=7.2.5塔底产品接管

4vs=0.50m/s pd2所选加热方式为直接蒸汽加热，所排出废水（含微量甲醇）的量W与L相等[7]，LLqFRoptDqF178.16kmol/h 密度按纯水算可得Vs=3.35 m3/h 设u=0.5m/s,则d=4Vspu=48.69mm 设u=1.0m/s,则d=4Vspu=34.43mm 选取f45´2.5mm，则u=4vspd2=0.74m/s 7.2.6塔顶产品回流接管

根据前述可得塔顶产品回流液的Vs=1.45m3/h 设u=0.2m/s,则d=4Vspu=50.6mm 设u=0.5m/s,则d=4Vspu=32mm 选取f45´2.5mm，则u=4vspd2=0.32m/s 7.2.7塔底加热蒸汽接管

塔底加热蒸汽为100℃水蒸汽，蒸汽用量为Vs=1425.76m3/h 设u=20m/s,则d=4Vspu=158.83mm 设u=40m/s,则d=4Vspu=112.31mm 30

选取f133´4.0mm，则u=7.3 冷却水输送泵 7.3.1 塔高计算

4vs=32.29m/s pd2HHDNHETPHFHBHQ式中

高，m； H 塔

HD 7-11

顶空间高度，m； 塔

N 理 论塔板数；

板高度，m； HETP 等

HF 内件及人孔、手孔、进料位置等空间的总高度； 塔HB 塔 釜空间高度，m；保证釜液10~15min的储量； HQ 裙 座高度，m。

由5.3知N?HETP13.70m

根条据条件取HD=1.2m, HF=1.8m, ,HQ=1.3m;

塔釜空间高度要保证釜液10~15min的储量，假设15min的储量，由7.2.5有Vs=3.35 m3/h＝0.056 m3/min 由15Vs4D2HB，可得HB＝1.667m,取HB＝1.8m

代入式7-11得H=19.8m 7.3.2 冷却水输送泵选型

输水泵的选型主要计算体积流量Q和扬程He。

QW/ 7-12

pu2HeZhfg2gp0g 7-13

Hu2pthfd2gg其中：

，

u202g，

31

式中

Q3

体积流量，m/h；

He 程，m； 扬

W 冷 却水流量，kg/h；  3kg/m冷却水密度，。

（由粗糙度和雷诺数计算，d由接管选型得到，u由Q和d计算得到。） 计算如下：

m=1.005cP 冷却水温度为20℃，由手册查得此温度下水的r=998.2kg/m3，

由7.2可知冷却水接管为f57´3.5，Vs=13.68 m3/h，u=1.94m/s 所以由式7-12得Q=13.69 m3/h 雷诺数Re=dur=96344； m由手册查得碳钢的粗糙度e=0.2mm, 所以相对粗糙度为

e=0.004 d查图[7]得摩擦因素l=0.029 取管长H=23m 则

åHu2Dpthf=l+=2.593m

d2grg由7.3.1知Z＝19.8m 代入式7-13得He=22.784

查手册可选泵的型号IS65-50-160，具体数据如下表：

表2 泵的选型

转速 流量扬程m 效率 轴功率 电机功率 r/min /m3 2900 15 35 54% 2.65 5.5

32

NPSH 2.0

7.4 填料支承结构

本次填料塔设计为散装填料，由于塔径为0.8m,选用分块栅板型支承装置，塔内设有支承圈，支承圈为6010的扁钢。 7.5 填料压紧装置

每层填料设置一块压紧装置，选用压紧栅板，在其下方，根据填料的规格敷设一层金属网，并将其与压紧栅极固定。 7.6 液体分布装置

在塔内回流液接管处设置一喷头式液体分布器，喷头标准为H45-0010-2．. 7.7 液体收集再分布装置

为减小壁流现象，当填料层较高时需进行分段，故需设置液体收集及再分布装置。本次填料塔设计在精馏段分段填料层之间设置一分盘式液体收集分布器，在进料位置设置一遮板式液体收集再分布器． 7.8 气体分布装置

本次填料塔设计在塔釜内设置一孔管式气体分布装置，其能有效的对气体进行分布。

填料精馏塔装配示意图见附录４． 8 设计结果汇总

表3 工艺参数表

参数

处理量 进料浓度 产品浓度 回收率 实际生产时间

数值

144.03 0.0903 0．9911 99．9% 7200

单位

Kmol/h 摩尔分率 摩尔分率

小时/年

参数

产品汽化潜热 塔顶蒸汽温度 塔顶产品流率 等板高度HETP 空塔气速

数值

35324.3 64．58 13．11 0．557 0．8887

℃

单位

kJ/kmol

Kmol/h m m/s

表4 精馏塔费用表

项目

精馏塔塔体设备费 精馏塔塔体年投资折旧费用及维修费 填料年折旧费用 加热蒸汽费用

7270 214256

费用 / 元/年

169104 122492

项目

冷凝器设备费 冷却水费用

费用/ 元/年

54358 19675

33

表5 填料精馏塔参数

参数

塔材料 塔材料密度 塔壁厚度 塔径 塔高 填料类型 填料比表面 填料层高度 精馏段填料层高 精馏段填料层分层数 精馏段填料层第一层高度 精馏段填料层第二层高度 提馏段填料层高 提馏段填料层分层数 填料压降

碳钢 7800 5 0.8 20234

参数值

-

单位

kg/m3 mm m m

25鲍尔环#25创209

13．925 8.355 2 4 4.355 5.570 1 8.8

3

- m/ m m m - m m m -

mmH2O/m

2

3

表6 接管表

接管

物流

型号

流量

m3/h 2.99 1.45 1311.09 0.56 13.68 3.35 1425.76

流速 m/s 0.66 0.32 18.58 0.50 1.94 0.74 32.29

适宜流速范围

m/s 0.5~0.8 0.2~0.5 12~20 0.5~1.0 1.0~2.5 0.5~1.0 20~40

进料管 塔顶液相回流管 塔顶蒸汽管 塔顶产品管 冷却水输送管 塔底残液管 塔底蒸汽管

15%wt甲醇—水溶液

99.5%甲醇蒸汽 冷却水

f45´2.5

f45´2.5 f168´5.0

f25´2.5

f57´3.5 f45´2.5

f133´4.0

9 设计心得：

本次课程设计为期两周,虽然时间有点紧,做的也很辛苦，不过我的收获确实不小．

首先，我对填料精馏有了一个系统的认识，同时也对以前学过的化工原理相关知识做了一个系统的复习．虽然以前在化工原理课程中对填料塔有一

34

个初步的认识，但所了解的内容真的很少．在这次课程设计查找资料的过程中，我清楚的认识了填料塔的设计包括了节能效果最好的塔体的设计，塔内件、冷凝器、离心泵的选择等．对于一些填料的类型，规格，效果等方面也有了一定的了解．同时了解了国内外对于填料塔的一些最新进展．

其次，我对于精馏的整个优化设计流程有了大概的了解，明白了计算机在化工过程设计的应用前景不可限量．本次设计要求用C语言编写程序，由于有一年多没有看过C语言，而且一开始对于整个优化设计的流程以及一些参数的算法没有了解清楚，以至编程开始的第一天速度很慢．通过在宿舍一晚上时间的加班，第二天终于对整个程序的设计过程有了一个比较明确的了解．在老师和同学的帮助下，程序编辑运行成功，所得出的结果与老师提供的查询结果较吻合．我也彻底明白，掌握并精通一门计算机编程语言对以后步入社会是多么的重要．

再次，这次课程设计中要求要作填料塔的装配示意图．最后一周的时间白天基本就是泡在教室画图，虽然以前学过工程制图而且自以为学得还不错，但是在画图的过程中还是觉得很痛苦．对于一些画图的基本知识还算印象深刻，但是有一些细节东西还是没有一下子注意到，最后还是通过老师、同学和自己查的一些有关化工设备制图方法的资料才画好了图．

最后，谢谢老师无私的指导和同学们的帮助，使我在设计过程中的问题得到解答． 参考文献：

[1]赵静妮.填料塔技术的现状与发展趋势.兰州石化职业技术学院学报.2002,2(3) : 25-28

[2]王梦华.精馏过程节能技术探讨.齐鲁石油化工，2003,31(4):324-326 [3]陈 强,王树楹.塔器技术的发展现状与展望. 现代化工,1997 ,17 (11) :19. [4]王明辉.化工单元过程课程设计. 北京：化学工业出版社,2002

[5]刘雪缓,汤景凝.化工原理课程设计.

[6] 柴诚敬，刘国维，李阿娜．化工原理课程设计．天津：天津科学技术出版社，1994

[7]谭天恩,麦本熙,丁惠华.化工原理下册.北京：化学工业出版社,1998 [8]陈敏恒,从德滋,方图南.化工原理.下册.北京：化学工业出版社,1993 [9]谭天恩,麦本熙,丁惠华.化工原理上册.北京：化学工业出版社,1990.6 [10]王志魁.化工原理.北京：化学工为出版社,2004 [11]乔敬玲.甲醇精馏塔的设计.太原科技.1995,4:16-17

35

附录一 甲醇—水系统的主要物理性质

36

附录二 甲醇—水汽液平衡数据(摩尔组成)

t 100.00 96.40 93.50 91.20 89.30 87.70 84.40 81.70 78.00

甲醇-水溶液汽液相平衡10.80.6x 0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30

y 0.000 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665

t 75.30 73.10 71.20 69.30 67.60 66.00 65.00 64.50

x 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.00

y 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.000

y0.40.2000.20.4x0.60.81

37

附录三 优化设计程序源代码

*填料精馏塔优化设计程序*/ #include #include

#define XF 0.0903 /*进料组成*/

#define F 144.03 /*进料量 Kmol/h*/ #define Q 1 /*进料热状态*/

#define D 13.11 /*塔顶产品流率 Kmol/h*/ #define XD 0.9911 /*塔顶产品组成 摩尔分率*/ #define TD 64.58 /*塔顶蒸汽温度 ℃*/

#define RD 35324.3 /*产品汽化潜热 kJ/kmol*/ #define Cpa 6384 /*填料单价 元/m3*/ #define HETP 0.557 /*等板高度HETP m*/ #define U 0.8887 /*空塔气速 m/s*/

#define HA 3.5 /*塔体两端空间高度 m*/ #define Ps 7860 /*塔体材料密度 kg/m3 */ #define B 0.005 /*塔体壁厚 mm*/ #define F1 1 /*冷凝器压力校正系数*/ #define F2 6.5 /*冷凝器材质校正系数*/ #define AA 487 /*冷凝器回归系数*/ #define BB 0.72 /*冷凝器回归指数*/

#define KD 1400 /*冷凝器传热系数 kJ/(m2. ℃.h)*/ #define T1 20 /*冷却水进口温度 ℃*/ #define CW 0.0002 /*冷却水价格 元/kg*/ #define CP 4.174 /*冷却水比热 kJ/(kg. ℃)*/ #define Cz 0.035 /*蒸汽价格 元/kg*/ #define Time 7200 /*年处理时间 h/年*/ #define C 7.6 /*美元汇率*/ #define Fc 0.2 /*年折旧率*/ #define Rmin 2.479 /*最小回流比*/ #define MSI 2.786 /*通货膨胀系数*/ /*函数列表*/ /*塔径DT*/

double dt(double r) {double DT;

DT=sqrt(D*22.4*(273.15+TD)*(r+1)/(3600*0.785*U*273.15)); return(DT);

38

}

/*平衡关系曲线函数*/ double p(double y) {double x,a,b; b=y/(1-y);

if(y>0 && y<1.00 ) a=pow(b/3.3874,1/0.7977); x=a/(1+a); return(x); }

/*塔底釜液摩尔分数*/ double xw(double r) {double XW;

XW=(F*XF-D*XD)/(r*D+F); return(XW); }

/*精馏段操作线*/

double y1(double x,double r) {double Y1;

Y1=r/(r+1)*x+XD/(r+1); return(Y1); }

/*提馏段操作线*/

double y2(double x,double r) {double Y2,w,v0,XW; w=r*D+F; v0=(r+1)*D; XW=xw(r);

Y2=w*x/v0-w*XW/v0; return(Y2); }

/*理论塔板数*/ double n(double r)

{double y[100],x[100],N,i=1,XW; y[1]=XD;XW=xw(r); x[1]=p(y[1]); while(x[i]>XW) {if(x[i]>XF)

y[i+1]=y1(x[i],r);

39

else y[i+1]=y2(x[i],r); i++;

x[i]=p(y[i]); }

N=i-1+(x[i-1]-XW)/(x[i-1]-x[i]); return(N); }

/*总塔高H*/ double h(double r) {double H,N=n(r); H=N*HETP+HA; return(H); }

/*塔质量Ws*/ double ws(double r) {double H,N,DT,ws; DT=dt(r); N=n(r);

H=N*HETP+HA;

ws=3.14*DT*(H+0.8116*DT)*B*Ps; return(ws); }

/*塔体费用CH*/ double ch(double r) {double CH,H,WS,DT; DT=dt(r); H=h(r); WS=ws(r);

CH=C*exp(6.95+0.1808*log(WS)+0.02468*log(WS)*log(WS)+0.0158*H/DT); return(CH); }

/* 精馏塔塔体年投资折旧费及维修费用J1*/ double j1(double r) {double CH,J1; CH=ch(r);

J1=MSI*(Fc+0.06)*CH;

40

return(J1); }

/*冷凝器冷却水最佳出口温度t2opt 的确定*/ double t2(double r)

{double T2,cd,tm=T1,tm0,f,f1;

cd=1.3*MSI*AA*BB*F1*F2*Fc*pow((r+1)*D*RD,BB-1)/(pow(KD,BB)*pow(TD-

T1,BB-1)); do

{tm0=tm;

f=-CW*Time/CP+cd*pow((tm0-1)/(tm0*log(tm0)),(1-BB))*(tm0-1-log(tm0));

f1=cd*pow((tm0-1)/(tm0*log(tm0)),2-BB)*((BB-1)*pow(tm0-1-log(tm0),2)/pow(tm0-1,2)+log(tm0)); tm=tm0-f/f1; }

while(fabs(tm-tm0)>=1e-6); T2=(TD-T1-TD*tm)/(-tm); return(T2); }

/*冷却水用量W*/ double w(double r) {double W,T2; T2=t2(r);

W=(r+1)*D*RD/(CP*(T2-T1)); return(W); }

/*传热面积AD*/ double ad(double r) {double T2,AD; T2=t2(r);

AD=(r+1)*D*RD*log((TD-T1)/(TD-T2))/(KD*(T2-T1)); return(AD); }

41

/*冷凝器年运转费用J2*/ double j2(double r) {double W,AD,J2; W=w(r); AD=ad(r);

J2=CW*W*Time+1.3*MSI*AA*F1*F2*pow(AD,BB)*Fc; return(J2); }

/*加热蒸汽的流量Z*/ double z(double r) {double Z;

Z=((r+1)*D-(1-Q)*F)*18; return(Z); }

/*再沸器年运转费用，直接蒸汽加热J3*/ double j3(double r) {double J3,Z; Z=z(r);

J3=Z*Cz*Time; return(J3); }

/*填料年折旧费J4*/ double j4(double r) {double J4,N,DT; N=n(r); DT=dt(r);

J4=(3.14/4)*HETP*Cpa*Fc*DT*DT*N; return(J4); }

/*填料精馏塔年总费用J*/ double j(double r) {double J1,J2,J3,J4,J; J1=j1(r); J2=j2(r); J3=j3(r); J4=j4(r);

J=J1+J2+J3+J4; return(J);

42

}

/*进料位置高度Hf*/ double hf(double r)

{double HF,y[100],x[100],N1,i=1,H; H=h(r); y[1]=XD; x[1]=p(y[1]); while(x[i]>XF) {y[i+1]=y1(x[i],r); i++;

x[i]=p(y[i]); }

N1=i;HF=H-N1*HETP; return(HF) ; }

/*菲波拿契法求解最佳回流比及其它相关数据*/ main() {

double

a=1.001*Rmin,b=2*Rmin,L[100],e=1e-6,u1,u2,f1,f2,m,i=1,q,k,r,N,H,HF,DT,CH,T2,AD,W,Z,J1,J2,J3,J4,J,XW; L[1]=1;L[2]=1;L[3]=2; while(L[i+2]<(b-a)/e)

{i++;L[i+2]=L[i+1]+L[i];} u1=a+(b-a)*L[i]/L[i+2]; f1=j(u1); q=i+2; k=1; m=0; do

{if(m==0){u2=a+(b-a)*L[q-k]/L[q-k+1];f2=j(u2);} else {u1=a+(b-a)*L[q-k-1]/L[q-k+1];f1=j(u1);} if(f143

while(k!=q-1); r=(a+b)/2; N=n(r); H=h(r); HF=hf(r); DT=dt(r); CH=ch(r); T2=t2(r); AD=ad(r); W=w(r); Z=z(r); J1=j1(r); J2=j2(r); J3=j3(r); J4=j4(r); J=j(r);

XW=xw(r);

printf(\"最适合回流比R=%f\\n\

printf(\"最小回流比Rmin=%f\\n\ printf(\"理论塔板数N=%f\\n\ printf(\"塔高H=%f\\n\

printf(\"最佳进料位置hf=%f\\n\ printf(\"塔径DT=%f\\n\

printf(\"塔体费用CH=%f\\n\

printf(\"冷凝器冷却水最佳出口温度t2opt=%f\\n\ printf(\"传热面积AD=%f\\n\ printf(\"冷却水用量W=%f\\n\ printf(\"加热蒸汽用量Z=%f\\n\

printf(\"精馏塔塔体年投资折旧费及维修费用J1opt=%f\\n\ printf(\"冷凝器年运转费用J2=%f\\n\

printf(\"再沸器年运转费用，直接蒸汽加热J3=%f\\n\ printf(\"填料年折旧费J4=%f\\n\ printf(\"填料精馏塔年总费用J=%f\\n\ printf(\"塔底釜液摩尔分数XW=%f\\n\}

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