65m3h直接蒸氨工艺设计--大学毕业设计论文.doc

65m3/h直接蒸氨工艺设计
摘要：在焦化生产过程中产生大量含酚、氰、油、氨氮等有毒、有害物质的剩余氨水，主要来自炼焦和煤气净化过程及化工产品的精制过程。剩余氨水主要由三部分组成：装炉煤表面的湿存水、装炉煤干馏产生的化合水和添加入吸煤气管道和集气管循环氧水泵内的含油工艺废水，剩余氨水总量一般按装炉煤14%计。剩余氨水的传统加工工艺是利用蒸汽进行直接蒸氨。直接蒸氨工艺是在蒸氨塔的塔底直接通入水蒸汽作为蒸馏热源.直接蒸氨工艺的流程短，设备少，一次性投入少.直接蒸氨工艺中，蒸汽直接进入塔底废水，蒸汽冷凝水不能回收，塔底废水量加大，废水出系统前要冷却到40℃，导致废水冷却器的冷却水耗量增大.直接蒸氨工艺因为没有再沸器，相对蒸氨工艺来说设备维修量小，工艺简朴，也一度成为蒸氨工艺的首选。虽然近年来有运用管式炉（导热油）加热剩余氨水来减少蒸汽耗量的工艺改良，但是要消耗大量的煤气资源进行加热，仍然没有解决实质性问题。
本设计是采用直接蒸氨的方法进行操作的，主要原理是：原料氨水与蒸氨废水换热至90～98℃后，与用于分解氨水中固定铵的5%氢氧化钠溶液一起进入蒸氨塔上部，塔底供入直接蒸汽将氨蒸出，氨蒸汽经塔顶分凝器冷凝冷却后，冷凝液作为蒸氨塔的回流，氨汽直接送到硫铵工段或进一步冷凝成浓氨水。蒸氨塔底部排出的蒸氨废水，在与原料氨水换热后送往生化处理装置处理或送去洗氨。

关键词：焦化;蒸氨;剩余氨水;温度

65m3/h directly Ammonia Process Design

Abstract：In the coking production process a large number of phenol, cyanide, oil, ammonia and other toxic and hazardous substances remain in residual ammonia which mainly from the coke and gas purification processes and chemical products, refined the process. Residual ammonia consists of three parts: Charging of the surface of the wet storage of coal, coal carbonization furnace installed compounds produced by absorbing water and added to the gas pipeline and oxygen gas collector loop pump oil within the process wastewater, total residual ammonia general Charging of coal by 14% in dollars. Residual ammonia in the traditional processing technology is the use of direct steam ammonia。Direct the ammonia production was in the steam ammonia of the tower on the water vapor towerbottom as a distillation pyrogen. direct the ammonia production processes, equipment, one-time investment. direct the ammonia process, the steam to walk straight into the tower of waste, the condensation water is not collectable and the base of a quantity of water, waste water to cool off before the system to 40 ℃, cooling water is cooling water consumption of the size of Direct steam ammonia production through, because there is no relative steam ammonia production equipment maintenance capacity for small craft was a simple, and once became the first choice of the ammonia.
This design is to direct the ammonia method of operation, the major principle is ： materials ammonia water and vapour ammonia waste water for hot to 90 ～ 98 ℃, and used for dismantling ammonia the water on the 5% reveal the hydrogen of sodium solution went into the tower at the end of the ammonia, for the direct steam will steam out of the ammonia, ammonia steam condenses into the tower has run the cooling, the condensate as the ammonia of the tower, the immediate return of ammonia brought to reveal or sulphur section further condenses into water strong ammonia Steam ammonia the bottom of the ammonia waste, and materials ammonia water hot and sent to chemical processing device or handle to the ammonia.

Key words：Coking, Ammonia, Residual ammonia, temperature

目 录
第一章 直接蒸氨工艺流程简介 1
1.1 原料氨水的来源和性质 1
1.2 剩余氨水的危害 2
1.3 国内蒸氨工艺面临的问题 3
1.4 直接蒸氨工艺流程 3
第二章 物料衡算 5
2.1 数据取值和相关参数 5
2.2 原料氨水物料计算 6
2.3 废水物料计算 6
2.4 成品氨蒸汽物料计算 6
2.5 加碱量物料计算 7
2.6 蒸汽量物料计算 7
2.7回流比与塔顶氨气含氨浓度的确定 8
2.8总物料平衡计算 9
2.9 系统水平衡计算 9
第三章 热量衡算 10
3.1输入的热量计算 10
3.2 输出的热量计算 10
3.3结果分析 11
第四章 精馏塔的计算 13
4.1理论板数确定 13
4.2精馏塔数据收集 14
4.3 塔径的计算 14
4.4填料层高度计算 15
4.5 填料层压降计算 15
4.6 接管管径计算 16
4.7 液体分布器的简要设计 16
第五章 其它设备选型 18
5.1泵的选型原则和依据 18
5.2板式换热器 19
5.3冷凝器 20
结 论 21
致 谢 22
参考文献 23
附：设备图 24

25

宁夏大学本科毕业设计 第一章 直接蒸氨工艺流程简介
第一章 直接蒸氨工艺流程简介
1.1 原料氨水的来源和性质
焦炉煤气在汽液分离及初步冷却过程中，煤气中一定数量的氨、二氧化碳、硫化氢、氰化氢和其他组分溶解于冷凝水中，形成了冷凝氨水，此部分氨水有一部分送焦炉集气管、桥管进行循环喷洒，而由于加入配煤水分和炼焦时产生的化合水的存在，导致氨水量增多，形成所谓剩余氨水。废水处理过程见图1

脱酚后的
剩余氨水
蒸
氨

氨气
蒸汽
NaOH
生化
处理
混凝
处理
外排

图1-1 剩余氨水处理过程

在煤气冷凝氨水中含有较多的挥发铵盐NH3与H2S、HCN、H2CO3形成铵盐，如（NH4）2S、NH4CN、（NH4）2CO3等，固定铵盐如NH4Cl、NH4CNS、(NH4)2SO4、(NH4)2S2O3等的含量较少。循环氨水中主要含有固定铵盐，目前我厂采用以上两种氨水混合的分离流程，可以使混合氨水固定铵盐含量降至1.3－1.5g/L。蒸氨原料氨水主要为剩余氨水。焦化厂是剩余氨水的主要排放源，所排放的剩余氨水占全厂排放量的一半以上。蒸氨原料氨水主要来源包括：荒煤气冷却产生的剩余氨水废液。此类剩余氨水主要是荒煤气经集气管喷淋冷却和初冷器凝结所得的混合液，是焦化厂的主要排放废水。
来自焦炉的荒煤气是由干煤气、水蒸气及一系列化学产品组成的复杂的有机混合物。荒煤气通过回收车间净化处理后，焦油、氨、苯等化学产品被回收下来，净煤气则送往焦炉、冶金厂及其他用户使用.出炉的荒煤气温度很高，经上升管后，在桥管和集气管内用循环氨水喷洒冷却，然后进入煤气初冷工艺流程进一步冷却，从而产生剩余氨水。煤气的初冷方式有间接冷却、直接冷却和间直接混合冷却三种。剩余氨水中含有大量的酚类、苯类、焦油、硫化物、氰化物、氨氮等物质。其组成与焦炉操作制度、煤气初冷器形式、初冷后煤气温度以及初冷冷凝液的分离方法等有关。
1.2 剩余氨水的危害
剩余氨水是焦化厂的主要排放废水，其水质复杂、污染物种类繁多、且污染物浓度较高，除含有氨、氰、硫氰根等无机污染物外，还含有酚、油类、蔡、毗咙、哇琳、葱和其它稠环芳烃化合物等，是目前较难处理的废水之一。由于历史的原因，大多数焦化厂在当时设计建设时，焦化废水处理技术尚处于较低水平，绝大部分厂家采用了普通生化技术作为废水处理手段。该技术对氨氮污染降解效果甚微，使排放废水中的氨氮严重超标。这些废水的排放对受纳水体造成了较大的污染，使水体产生富营养化，影响了水体的使用功能，造成较大的环境问题。
近年来，随着环境压力的不断增加，国家针对废水排放的标准日益严格。在我国制定的G B8978-19%《污水综合排放标准》[1]中对C O D的排放标准就更加严格，而且增加了氨氮( NH3-N)标准。目 前， 我国己有各种规模的焦化厂数百家，每年排放数千万立方米的含氨废水。大部分焦化厂的排水主要存在两个问题: C O D没有达标; NH3-N浓度严重超标
蒸氨工艺是剩余氨水废水预处理的有效手段，能够剩余氨水的氨氮浓度由3000~4000mg/L水平降低到100~200mg/L水平。蒸氨工艺按照蒸氨操作压力可分为常压蒸馏和负压蒸馏工艺；按照能源结构可分直接蒸汽加热法蒸氨工艺和加热炉作为热量来源的塔底再沸蒸馏工艺。直接蒸汽加热法蒸氨工艺为我国大部分焦化厂所采用。目前，蒸氨工艺面临着水蒸汽单耗大，蒸氨效果差，操作费用高等一系列的问题，其中蒸氨过程中的能量消耗问题是非常引人关注的。对于蒸氨工艺进行节能研究，特别是降低蒸汽单耗方面的研究是具有较好的实践意义。
目前，国内外常见的剩余氨水处理工艺主要有三种，其氨氮的脱除效果均达到国家排放标准: 一是采用普通生化、混凝处理工艺 ) ; 二是采用A / 0生物脱氮、棍凝处理工艺 ;三是采用催化湿式氧化处理工艺[2]，但该工艺目前还不够成熟，在我国无工业化应用
由于剩余氨水中含有NH3、H2S、CO2、HCN、铵盐等成分，氨氮的浓度较高，若直接进行生化处理的话，细菌将难以承受，因此一般剩余氨水的处理过程为先脱酚、后蒸氨、再去生化处理的过程。这种工艺工程比较简单，添加的介质少，废水的处理成本也低。

表1-1 剩余氨水主要组成
初冷工艺
初冷后煤
气温度
组成 g/L
全氨
挥发氨
CO2
H2S
HCN
煤气
间接
初冷
初冷冷凝液单独分离
30~40
7~9
6~8
2~4
1~3
0.1~0.2
初冷冷凝液与集气管
循环氨水混合分离
30~40
7~9
6~8
2~4
1~3
0.1~0.2
硫铵流程
30~40
2~5
1~2
1~2
0.2~2
0.04~0.14
氨水流程
20~25

2~3
1.5~2.5
0.5~2.5
0.1~0.2
煤气直
接分离
初冷循环氨水与
洗氨氨混合分离
25~30

4~6

0.4~1.4
0.1~0.24

1.3 国内蒸氨工艺面临的问题
国内蒸氨工艺面临的主要问题有能量消耗大、蒸汽单耗高及加碱分解固定铵盐的反应精馏技术不够成熟。负压蒸氨工艺是一个很好的解决蒸氨能耗过大问题的方法，但由 于设备和技术上的限制以及投资费用较高等原因，负压蒸馏工艺在我国还处于起步阶段，没有工业化应用。
另外，对焦化厂而言，蒸氨只不过是废水预处理设施。若采用湿式催化氧化处理氨氮废水，就可以取消蒸氨等部分废水处理设施设备， 而节约大量能耗。但是自2 0世纪7 0年代出现的湿式催化氧化法技术[3]目前在国内还处于研究开发、机理的探讨和动力学模型的建立的层次上。 在我国此项技术基本上无工业应用，只有在日本和欧美等国家己有工业化的应用。
1.4 直接蒸氨工艺流程
直接蒸氨工艺是在蒸氨塔的塔底直接通入水蒸汽作为蒸馏热源，其工艺流程示意图见图1-2。

图1-2 直接蒸氨设计（65m3 /h）工艺流程示意图

如图1-2 所示，原料氨水与蒸氨废水换热至60～68℃后，与用于分解氨水中固定铵的5%氢氧化钠溶液一起进入蒸氨塔上部，塔底供入直接蒸汽将氨蒸出，氨蒸汽经塔顶分凝器冷凝冷却后，冷凝液作为蒸氨塔的回流，氨汽直接送到硫铵工段或进一步冷凝成浓氨水。蒸氨塔底部排出的蒸氨废水，在与原料氨水换热后送往生化处理装置处理或送去洗氨。

宁夏大学本科毕业设计 第二章 物料衡算
第二章 物料衡算
2.1 数据取值和相关参数
计算所用到数据以下列数据为标准：
剩余氨水量： 65m3/h；
直接蒸汽量： 9t/h；
剩余氨水含NH3量： 4g/L；
剩余氨水含CO2量： 2g/L；
剩余氨水含H2S量： 2g/L；
加碱量： 0.7m3/h；
成品氨气管道压力： 20kPa;
原料氨水入塔温度： 68℃
入塔直接蒸汽温度： 260℃
废水出塔温度： 110℃
加入碱液温度： 25℃
塔顶温度： 101℃
废水流量： 70m3/h
蒸氨生产相关参数如下：
F——原料氨水量，kg/h
XF——原料氨水中氨的质量浓度，%
TF——原料氨水温度，℃
J——加碱量, kg/h
TJ——进碱温度，℃
D----成品氨气产量, kg/h
XD----成品氨气含氨质量浓度，%
TD——成品氨气温度，℃
W——废水量, kg/h
XW——废水含氨量，%
TW——废水温度，℃
L----回流量, kg/h
XR----回流液含氨质量浓度，%
V——塔顶蒸汽逸出量，kg/h
Y1----塔顶逸出的氨气含氨质量浓度，%
R----回流比， R=L/D
2.2 原料氨水物料计算
原料氨水含氨量和其它杂质量相对于水可以忽略不计，取密度为1000kg/m3则原料氨水中几种主要成分的量为
NH3： 65×4=260kg/h
H2S： 65×2=130kg/h
CO2： 65×2=130kg/h
H2O： 65×1000=65000/h
则原料进量F
F=260+130+130+65000=65520kg/h
则剩余氨水含氨XF

2.3 废水物料计算
由现场测量结果得到平均每小时废水量，由于测量时是在废水池中，故测量温度为常温，取此时废水密度为1000kg/m3,则废水质量
W=70×1000=70000kg/h
根据现场测量结果废水中的含氨量为0.0136%，则每小时废水中的氨量为
70000×0.136%=9.52kg/h
可以求得氨水中氨气的蒸出率为：

2.4 成品氨蒸汽物料计算
假设H2S和CO2全部蒸出，设水蒸气的质量为GH2O，则成品氨蒸汽质量的组成为：
GNH3： 260×96%=249.6kg/h
GH2S： 130kg/h
GCO2： 130kg/h
摩尔组成为：
nNH3： 249.6/17=14.68mol/h
nH2S： 130/34=3.82mol/h
nCO2： 130/44=2.95mol/h
据
式中： n总=nNH3+nH2S+nCO2+nH2O=21.45+nH2O
查得成品氨气中氨的分压在101℃时，PNH3=9.04kPa,成品氨气管道总压为20kPa（表压）,则由
表压=绝压-大气压因此：绝压=表压+大气压=101.3+20=121.3kPa

求得： nH2O=175.53m3/h
换算成质量为：
GH2O=175.53×18=3159.54kg/h
成品氨汽总量
P=175.53+130+130+3159.54=3595.07kg/h
氨在成品氨汽中的重量百分浓度为：

2.5 加碱量物料计算
由测量数据知加碱量为：0.7m3/h，碱液浓度为34%，查得稀碱液密度为1100kg/m3，
则加碱液量J J=0.7×1100=770kg/h
碱液的浓度为34%，则其中含碱量为
770×34%=261.8kg/h
2.6 蒸汽量物料计算
蒸汽用量9t/h=9000kg/h，则G=9000kg/h
2.7回流比与塔顶氨气含氨浓度的确定
由塔顶氨分缩器作为物料平衡及氨平衡计算，可得：
Vy1=LXR+DXD
V=L+D
R=L/D
由上面三式可推得
①
②

表2-1氨在水溶液内及液面上蒸汽内的含量[4]（重量%）
蒸汽内
溶液内
蒸汽内
溶液内
0.1
0.01
5
0.55
0.25
0.025
5.4
0.6
0.5
0.05
6.0
0.675
0.7
0.075
7.0
0.8
1.0
0.1
8.0
0.933
1.5
0.15
8.5
1.0
2.0
0.2
9.0
1.066
2.7
0.27
10
1.20
3.1
0.3
11
1.322
4.0
0.41
12
1.444
4.5
0.465
14
1.688

由上面二个式子可见，当XD及XR均为已知时，实际回流比R与塔顶氨汽浓度y1互为因变数，必须先确定其中一个，另一个就可由公式求得。
控制塔顶氨汽浓度y1等于或略大于与XD达成平衡的y1值后，即可依式(1)求得回流比R。
前已知XD=6.8%，查表2-1可得XR=0.77%，
XF=0.298%，查表2-1，可查得与XF达成平衡的气相浓度YF=3.1%。设y1稍大于Y，取为3.9%，代入式（2）得
R=0.927
则回流量
L=R×D=0.927×3595.07=3332.63kg/h
塔顶逸出蒸汽量
V=L+D=3332.63+3595.07=6927.7kg/h
则塔顶组成
NH3： 141.71kg/h
H2S： 130kg/h
CO2： 130kg/h
H2O： 3356.14kg/h
回流组成
NH3： 3332.63×0.77%=25.66kg/h
H2O： 1734.14kg/h
2.8总物料平衡计算
由蒸氨塔物料平衡，进料有原料氨水、蒸汽、碱，出料有废水、塔顶蒸汽，以及少量的焦油沥青（量很少，可以忽略不计），则有进料总量为：
F+G+J+L=65520+9000+770+3332.63=78622.63kg/h
　 出料总量为：
W+V=70000+6927.7=76927.7kg/h
2.9 系统水平衡计算
原料带入的水量为65000kg/h
加碱带入的水量
770×（1－34%）=508.2kg/h
直接蒸汽带入的水量为9000kg/h
总入水量
M入=65000+508.2+9000=74508.2kg/h
废水中含水量
70000－95.2=69904.8kg/h
产品氨的含水量
3595.07－508.2=3086.87kg/h
总出水量
M出=69904.8+3086.87=72991.67kg/h

宁夏大学本科毕业设计 第三章 热量衡算
第三章 热量衡算
3.1输入的热量计算
进塔氨水带入热量（入塔温度为68℃）
Q1=65520×4.187×68=18654592.32kJ/h
式中 4.187——68℃原料氨水的比热，kJ/kg·℃
进塔直接蒸汽（260℃）带入的热量
Q2=9000×2796=25164000kJ/h
式中 2796——260℃水蒸汽焓值，kJ/kg
加碱（25℃）带入的热量
Q3=770×4.18×25=80465（kJ/h）
式中4.18——25℃碱液的比热容，kJ/kg·℃
回流带入的热量
3332.63×412=1373043.56kJ/h
式中412——回流液在98℃的焓值[5]。
3.2 输出的热量计算
塔顶蒸汽带走的热量（出塔温度101℃）
水蒸气(374K)带走的热量： 3356.14×6.13×374=7694353.7kJ/h
氨气带走的热量： 141.71×0.67×374=35509.7kJ/h
式中 0.67——氨气的比热kJ/kg.K，
硫化氢和二氧化碳带走的热量
7.5×（0.804+0.653）×374=36782kJ/h
式中： 0.804、0.653分别为硫化氢和二氧化碳的比热，kJ/kg.K
Q总=7694353.7+35509.7+36782=7766645.4kJ/h
废水带走的热量（出塔温度110℃）
Q2=70000×450=31500000kJ/h
式中 450——水在110℃时的焓值
化学反应热碳酸铵的分解热量
q1=130×1017=132210kJ/h
式中： 1017——每分解出一千克二氧化碳的所需热量，kJ/kg
硫化铵的分解热量
q2=130×762=99060kJ/h
式中： 762——每分解出一千克硫化氢的所需热量，kJ/kg
氨、硫化氢和二氧化碳从溶液析出所需热量
q3=249.6×2054+130×（583+532）=657628.4kJ/h
式中： 2054、583、532分别为氨、硫化氢、二氧化碳溶液中析出所需热量[5]，kJ/kg
Q化= q1+ q2 ＋q3=132210+99060+657628.4=888898.4J/h
散热损失（取为直接蒸汽供给热量的1%）
Q散=16776000×1%=167760kJ/h
由上可得
Q出=7766645.4+31500000+888898.4+167760=45323303.8kJ/h
Q入=18654952.32+25164000+80465+137043.56=45272680.88kJ/h
3.3结果分析
3.3.1 物料平衡分析
物料平衡有上面求得的数据可知，总进料量为78622.63kg/h，总出料量为76927.7 kg/h，则误差

误差小于2%，所以计算结果在置信区间之内，总进料量略大于出料量，可能由于现场数据取值以及仪表存在一定的误差。还有塔底排油也会带走一定的量，由于排油量为每周约3m3，所以排量比较小，可以忽略不计。
3.3.2回流分析
蒸氨塔的分缩器处于塔顶，塔相对高 由于循环水压力有限，以至不能到达分缩器中，所以本塔的分缩器上水量偏小，塔顶回流量不足，实际操作回流比仅0.927，由于回流偏小，从而造成本塔水分大量蒸发出塔，使得氨的蒸出率不高。处理每立方米原料氨水耗用蒸汽量为9000/65=138.46kg/h。
3.3.3 热量平衡分析
由上面计算结果可知总入塔热量为45272680.88kJ/h，总出塔热量为45323303.8kJ/h，出塔热量比入塔热量稍大。
可以求得到误差

误差小于2%，结果也处于置信区间之内。
计算的出塔热量稍大于入塔热量，除了计算数据和仪表存在一定的误差之外，再就是回流量小的影响。
3.3.4 说明问题
通过对目前蒸氨操作的实际状况分析，由物料衡算结果可以看出，蒸氨废水含氨量为0.0136%，达到了剩余氨水的脱氨效果，为生化的进一步处理奠定了基础。但蒸氨塔顶逸出气体含大量水蒸气，含氨浓度仅为6.8%，低于理论含氨指标10%～12%的要求水平，虽然一定程度上减少了直接蒸汽耗量，但是随塔顶氨气带出大量蒸汽，进入饱和器内对饱和器内的操作及水平衡构成影响，同时影响到了饱和器的吸收效果及硫铵成品产质量状况。
3.3.5 取得效果及解决对策
通过本次物料及热量衡算，使我们掌握了化工基础衡算知识，对于今后工作中分析操作情况，判断存在的问题与不足，优化、指导工艺生产，提高设备利用率及生产效率水平，挖掘潜力，推进节能降耗工作向纵深发展，起到了积极的促进作用。
针对以上通过衡算出现的问题，我们必须调整工作思路，改变工艺控制操作模式，变更参数，及时协调蒸氨分缩器的冷却水量，保障供水，确保塔顶回流，提高出塔氨气浓度，以在新的操作条件下，重新进行物料及热量的衡算，查验效果，以期日臻完善。具体内容包括：
1. 协调分缩器所用循环水的压力确保供水充足，保障分缩器温度达到规定要求，以确保塔顶回流量适宜，成品氨气浓度提高。
2. 控制入塔直接蒸汽流量，在确保蒸氨效果及塔顶氨气蒸出率的基础上，减轻塔内负荷，减少原料消耗，降低生产成本。
3. 控制原料氨水处理量，提高蒸氨塔

宁夏大学本科毕业设计 第四章 精馏塔的计算
第四章 精馏塔的计算
4.1理论板数确定
理论板数可使用MT作图法和逐板计算法求得，MT法简单但精度不高，在此选用逐板计算方法，由于氨水相对挥发度在不同温度下变化较大。由经验数据可取：a=13.
有前面物料可知：R=0.927% XF=0.004%
XD=6.8% XW=0.0136%
由于氨水中含氨量很少，因此平均摩尔质量可取：18g／mol .
L=RD=0.927×3595.07=3332.62Kg/h=185.15kmol/h
V=(R+1) ×D=（0.927+1）×3595.07=6927.70 Kg/h=384.87kmol/h
W=70000kg/h=3888.89kmol/h
S=9000kg/h=500kmol/h
精馏段
平衡方程
x= ①
其中a平均相对挥发度。由经验数据可取：a=13[6].
操作线方程
y=
=0.48x+0.035 ②
塔顶全凝 y1=XD=6.8% 用①②方程逐板计算得
y1=XD=6.8%
由方程①→X1=0.3581%
由方程②→y2=0.0377→X2=0.3%→y3=0.0364→X3=0.2897%＜XF=0.298%
所以精馏段理论板数为2，第3 层为进料板.
提馏段
y= =8.33x-0.0011 ③
用① ③方程逐板计算得
X3=0.2897%→y4=0.02364→X4=0.1859%→y5=0.0144→X5=0.1127%→y6=0.00829→X7=0.064%→y8=0.00423→X8=0.0327%→y9=0.001624→X9=0.0125%＜XW=0.0136%
第9块板组成小于XW，所以提馏段的塔板数为7
因此，全塔共9块板 ，第3板进料。
在68℃《化学化工物化数据手册—无机卷》[7]ρLm=958.38 Kg/m3,
由理想气体状态方程计算
kg/m3
4.2精馏塔数据收集
操作回流比： R=0.927
理论板数： NT=9
进料版序号： NF=3
塔顶温度： TD=101℃
塔釜温度： TW=68℃
塔顶第一块板参数
气相流量 V1=292Kmol/h
液相流量 L1=97Kmol/h
气相组成 y1=6.8%
液相组成 X1=0.3581%
气相平均摩尔质量 MV1=17.9
液相平均摩尔质量 ML1=18
气相密度 ρv1=0.5786Kg/m3
液相密度 ρL1=958.38 Kg/m3,
4.3 塔径的计算
液相质量流量为 ωL= L1 ×M1=97×18=1746Kg／h
气相质量流量为 ωv= V1 ×MV1=292×17.9=5226.8Kg／h
流动参数 Ψ=
查《化工原理课程设计》[8]第141页图5—22知Cs.max=0.17
Cs=0.8Cs.max=0.8×0.17=0.136
由 Cs=
u=
D=
塔径取整为 D=700mm
液体喷淋密度及空塔气速核算
液体喷淋密度为 U=4.736(m3/m2.h)>0.2(m3/m2.h)
空塔气速为： u=
4.4填料层高度计算
填料层高度的计算采用理论板当量高度法。
对于250Y金属孔板波纹填料，查《化工原理课程设计》第220页附录六得，每米填料理论板数为2～3块，取nt=2.
则 HETP==0.5m
由 Z=NT×HETP，精馏段填料层高度为
Z精=2×0.5=1m
Z精’=1.5×1=1.5m
提馏段填料层高度为
Z提=7×0.5=3.5m
Z提’=1.25×3.5=4.375m
设计取精馏段填料层的高度为1.5m，提馏段填料层的高度为4.4 m.
根据式 h=（15～20）HETP
取填料层分段高度为h=16×HETP 所以h=16×0.5=8m.
故精馏段和提馏段不需要分段。
4.5 填料层压降计算
对250Y金属孔板波纹填料，查《化工原理课程设计》第220页附录六得，每米填料层压降为 △P∕Z=3×10—4MPa∕m
精馏段填料层的压降为 △P精=1.5×3×10-4=4.5×10-4MPa，
提馏段填料层的压降为 △P提=4.4×3×10-4=1.32×10-3MPa，
填料层总压降为 △P=4.5×10-4+1.32×10-3=1.77×10-3Mpa.
4.6 接管管径计算
塔顶出料口
Vv=V/ρv1=3632.5/（0.586×3600）=1.74m3/s
查《化工原理—上册》[9]22页表1-1某些流体在管道中的常用流速范围，饱和蒸汽速度范围20—40m/s,选取管内速度u=25m/s 由Ц算得d出料=298mm 查《化工原理—上册》附录十七输送流体用无缝钢管规格将其圆整后取d塔顶=299mm
同法计算得
回流液进口 d回流=28mm
进料口 d进料=34mm
蒸汽进口 d蒸汽=299mm
釜底出料 d釜底=36mm
4.7 液体分布器的简要设计
（1）液体分布器确定
液体分布器有喷洒型，溢流型，冲击型。管式喷洒器适用于小直径填料塔（塔直径300mm以下）优点是结构简单，缺点是喷淋面积小。对于大直径填料塔课采用环管多空喷洒器，其机构简单，制造方便但对液体要求清洁，否则小孔易堵塞。考虑到进料含有少量药物残渣容易堵塞小孔，所以不宜采用喷洒型，可使用溢流型分布器，因为采用中间进料，安装槽式分布器复杂，而盘式分布器是常用的一种溢流型分布器，盘式分布器结构简单，流体阻力小，液体分布均匀。在此采用中央进料的盘式分布器能较好的满足要求。
（2）孔径计算
根据《化工原理课程设计》148页表5-19Eckert的波纹填料塔分布点密度推荐值和塔直径700mm查得分布点密度去90点/m2.则 开孔数目n=（πD2／4）×90=0.785×0.72×90=34.65≈35点。
布液计算：用《化工原理课程设计》148页液体分布器布液能力计算公式 由d02n
取=0.60,=160mm
ωL= L1 ×M1=97×18=1746Kg／h
ρL1=958.38 Kg/m3,
Ls=ωL／ρL1=1746／958.38=1.822m3／s
所以： d0=（4 Ls／πn）1／2代入数据得d0=0.004m。
设计取d0=4mm。
（3）盘径计算
液体分布器的自由截面积是指气体通道占塔截面积的比值。根据设计经验性能优良的分布器其自由截面积为50%~70%，设计中自由截面积最小值应在35%以上。知自由截面积计算公式为

取自由截面积为50%计算得 D1=494.97mm,取D1=500mm.。
再分布器设定
液体再分布锥皆有简单，安装方便，工业上较为常用。在此选分布锥做