南昌大學(xué)甲醇-水連續(xù)精餾塔的課程設(shè)計(jì)(共20頁)

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上化工原理課程設(shè)計(jì)一、 設(shè)計(jì)題目甲醇-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件1、 常壓操作：p=1atm2、 進(jìn)精餾塔的料液含甲醇61%（質(zhì)量），其余為水3、 產(chǎn)品的甲醇含量不得低于99%（質(zhì)量）4、 殘液中甲醇含量不得高于3%（質(zhì)量）5、 生產(chǎn)能力為日處理（24h）66.5噸粗甲醇三、設(shè)計(jì)內(nèi)容3.1：設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明3.1.1：選擇塔型精餾塔屬氣液傳質(zhì)設(shè)備。氣液傳質(zhì)設(shè)備主要有板式塔和填料塔兩大類。該塔設(shè)計(jì)生產(chǎn)時(shí)日要求較大，由板式塔與填料塔比較知：板式塔直徑放大時(shí)，塔板效率較穩(wěn)定,且持液量較大，液氣比適應(yīng)范圍大，因此本次精餾塔設(shè)備選擇板式塔。篩板塔是降液管塔板中結(jié)構(gòu)最簡

2、單的，制造維修方便，造價(jià)低，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。本次設(shè)計(jì)為分離甲醇與水，所以由各方面條件考慮后，本次設(shè)計(jì)應(yīng)用篩板塔。3.1.2：精餾方式由設(shè)計(jì)要求知，本精餾塔為連續(xù)精餾方式3.1.3：裝置流程的確定為獲取也液相產(chǎn)品，采用全凝器。含甲醇61%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的甲醇-水混合液經(jīng)過預(yù)熱器，預(yù)熱到泡點(diǎn)進(jìn)料。進(jìn)入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后流入甲醇貯存罐，一部分回流再進(jìn)入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，部分進(jìn)入塔中，部分液體作為產(chǎn)品經(jīng)釜液冷卻器冷卻后流入釜液貯存罐。3.1.4：操作壓強(qiáng)的選擇常壓操作可減少因加壓或減壓操作所增加的增、減壓設(shè)備費(fèi)用

3、和操作費(fèi)用，提高經(jīng)濟(jì)效益, 在條件允許下常采用常壓操作，因此本精餾設(shè)計(jì)選擇在常壓下操作。3.1.5：進(jìn)料熱狀態(tài)的選擇 泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點(diǎn)進(jìn)料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設(shè)備制造上比較方便。冷液進(jìn)塔雖可減少理論板數(shù)，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑增大，有不利之處。所以根據(jù)設(shè)計(jì)要求，可采用泡點(diǎn)進(jìn)料，q1。3.1.6：加熱方式本次采用間接加熱，設(shè)置再沸器3.1.7：回流比的選擇選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用最低，一般經(jīng)驗(yàn)值為：R=(1.22

4、)Rmin經(jīng)后面簡捷法計(jì)算對(duì)應(yīng)理論板數(shù)N時(shí)，可知，R=2Rmin時(shí)，理論板數(shù)最少，所以回流比選擇為最小回流比的2倍。3.2：二元連續(xù)板式精餾塔的工藝計(jì)算3.2.1:相對(duì)揮發(fā)度的確定根據(jù)安托因方程查表得安托因常數(shù)ABC甲醇7.197361574.99238.86水7.074061657.46227.02塔頂產(chǎn)品濃度為99%，因此，可近似看成純甲醇溶液；同理，塔底濃度為3%可近似看成純水溶液。所以，塔頂溫度為甲醇沸點(diǎn)為64.6，塔底溫度為水的沸點(diǎn)100。因此塔底的相對(duì)揮發(fā)度aW=3.497塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度aD=4.1383.2.2：全塔物料衡算總物料：F=D+W易揮發(fā)組分：FxF=DxD+WxWF

5、、D、W：分別為進(jìn)料、餾出液和釜液的流量（kmol/h）xF、xD、xW：分別為進(jìn)料、餾出液和釜液中易揮發(fā)組分的組成、摩爾分率由操作條件得; 即：86.475=D+W86.475*0.4677=0.98D+0.017W解得：D=40.752kmol/h W=45.7233kmol/h3.2.3：平衡線方程3.2.4：精餾段操作線方程已知q=1、即xe=xF=0.4677a=3.804即即解得：Rmin=0.6958即R=2Rmin=1.3916所以精餾段的操作線方程為xn:見第八頁yn+1:同上3.2.5：提餾段操作線方程3.2.6：理論板數(shù)的求算（1）逐板計(jì)算法第一層板上升蒸汽組成等于塔頂產(chǎn)

6、品組成：y1=xD=0.98根據(jù)操作線方程以及平衡線方程可得如下：y10.98x10.y20.94978x20.y30.x30.y40.x40.y50.x50.x5<xFy60.x60.y70.x70.y80.x80.y90.x90.y100.x100.x10<xW即：可知理論板數(shù)為10塊第5層理論版為進(jìn)料板精餾段理論板數(shù)為4層提餾段理論板數(shù)為5層（2）直角梯級(jí)圖解法（3）簡捷法Rmin=0.6958 根據(jù)吉利蘭經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)圖以及關(guān)系式求得：R(R-Rmin)/(R+1)(N-5.95)/(N+1)N1.2Rmin0.8350.0.15.1.3Rmin0.904540.0.14.1.4

7、Rmin0.974120.0.13.1.5Rmin1.04370.0.4912.1.6Rmin1.113280.0.4812.1.7Rmin1.182860.0.4611.1.8Rmin1.252440.0.4411.1.9Rmin1.322020.0.42511.2Rmin1.39160.0.410.可知：R=2Rmin時(shí) 理論板數(shù)最少xF=0.4677由甲醇-水氣液平衡數(shù)據(jù)可知348.51K x1=0.4346.31K x2=0.5即用內(nèi)插法算xF=0.4677時(shí) T=347.02K=73.87即由安托因方程得aF=3.94 aD=4.138即即精餾段理論板數(shù)為3層加料板為第4塊板3.2.

8、7：塔效率的估算（1）Drickarner法塔頂溫度64.6 塔釜溫度100平均溫度為即82下甲醇=0.272mpa.s 水=0.3485mpa.s即（2）Oconnell法L=0.4677*0.272+（1-0.4677）*0.3485=0.312782下的相對(duì)揮發(fā)度a為a=3.787實(shí)際塔板數(shù)為約為22塊3.3:塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)3.3.1：塔徑的計(jì)算（1）精餾段精餾段平均溫度為查t-x-y圖得 xa0.72，ya0.878查表得：p甲醇=0.75g/cm3 p水=0.978g/cm3液相平均分子量： Ml=XaM甲醇+(1-Xa) M水=0.72*3

9、2.042+（1-0.72）*18=28.11kg/kmol氣相平均分子量： Mv= yaM甲醇+(1-ya) M水=0.878*32.042+（1-0.878）*18=30.33kg/kmol液相密度：氣相密度液相體積流量氣相體積流量即氣液動(dòng)能參數(shù)取塔板間距HT=0.45m、板上液層高度hl=0.07m那么分離空間：HT- h1=0.45-0.07=0.38m即由史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.078甲醇與水在各溫度下的表面張力溫度（）60708090100甲醇18.7617.8216.9115.8214.89水66.264.362.660.758.8即6

10、9.21時(shí)a=17.89mN/m b=64.45mN/m液相平均表面張力：mN/mC：負(fù)荷系數(shù)max：最大空塔氣速令=0.7max=0.7*2.288=1.6m/s根據(jù)流量公式計(jì)算塔徑D圓整取0.8m塔截面積A=實(shí)際空塔氣速（2）提餾段提餾段平均溫度為查t-x-y圖得 xa0.111，ya0.443查表得：p甲醇=0.728g/cm3 p水=0.967g/cm3液相平均分子量： Ml=XaM甲醇+(1-Xa) M水=0.111*32.042+（1-0.111）*18=19.559kg/kmol氣相平均分子量： Mv= yaM甲醇+(1-ya)&

11、#160;M水=0.443*32.042+（1-0.443）*18=24.221kg/kmol液相密度：氣相密度液相體積流量L=L+qF氣相體積流量V=V-(1-q)F=V即氣液動(dòng)能參數(shù)取塔板間距HT=0.45m、板上液層高度hl=0.07m那么分離空間：HT- h1=0.45-0.07=0.38m即由史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.08286.777時(shí)a=16.17 mN/m b=61.31mN/m液相平均表面張力：mN/mmax：最大空塔氣速令=0.7max=0.7*3.34=2.34m/s根據(jù)流量公式計(jì)算塔徑D 圓整取0.8m塔截面積A=實(shí)際空塔氣速3.3.2：塔高的計(jì)算 此外在精

12、餾段和提餾段分別設(shè)2人孔，人孔處板間距為0.7m 令塔頂空間為1.5HT=2.5*0.45=1.125m 令塔底空間為1.4mL=0.00085m3/sHd= 所以塔高為Z=z精+z提+（0.7-0.45）*4+0.675+2=3.83+4.787+0.5+1.125+1.4=12.642m約為12.7m3.3.3:溢流裝置與液體流型選用單溢流，弓形降液管。因?yàn)楣谓狄汗芫哂休^大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。3.3.3.1溢口堰（出口堰）為維持塔板上一定高度的均勻流動(dòng)的液層，一般采用平直溢流堰。（1）堰長取堰長lw=0.6D

13、=0.8*0.6=0.48m(2)堰上液層高度how平直堰的how精餾段Lh=5.66*10-4*3600=2.0376m3/h即 Lw/D=0.48/0.8=0.6查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖得E=1.08所以m提餾段Lh=8.5*10-4*3600=3.06m3/h即Lw/D=0.48/0.8=0.6查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖得E=1.2所以m(3)堰高h(yuǎn)w精餾段hw=hL-how=0.07-8.04*10-3=0.062m取0.07m提餾段hw=hL-how=0.07-6.32*10-3=0.064取0.07m所以：hl=hw+how=0.07+8.04*10-3=0.078mhl=hw+how=0.

14、07+6.32*10-3=0.076m修正后hL對(duì)n影響不大,顧塔徑計(jì)算不用修正.3.3.3.2降液管（1）降液管的寬度Wd與截面積Af由lw/D=0.6查弓形降液管的寬度與面積關(guān)聯(lián)圖可得 所以Wd=0.098×0.8=0.0784m 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間精餾段提餾段(2) 降液管底隙高度h0因物系較清潔,不會(huì)有臟物堵塞降液管底隙,取液體通過降液管底隙速度0=0.08m/s精餾段 過小，取0.02mhw-h0=0.07-0.02=0.05m>0.006m提餾段 hw-h0=0.07-0.022=0.048m>0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理3.3.3.3受液盤及進(jìn)

15、口堰選用平形受液盤。不設(shè)進(jìn)口堰。3.3.4：塔板設(shè)計(jì)3.3.4.1：塔板布置（1）開孔區(qū)（鼓泡區(qū)）面積Aa計(jì)算取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05mx=(D/2)-(Wd+Wc)=0.4-(0.0784+0.05)=0.2716mR=(D/2)-Wc=0.4-0.05=0.35m即 （2）溢流區(qū) 溢流區(qū)面積Af及Af分別為降液管和受液盤所占面積（3）安定區(qū)（破沫區(qū)） 取溢流堰前的安定區(qū)寬度為Ws=0.07m 取進(jìn)口堰后的安定區(qū)為Ws=0.05m（4）無效區(qū) 取無效區(qū)寬度為0.03m 3.3.4.2:篩板的篩孔與開孔率（1）孔徑d0本設(shè)計(jì)所處理的物系無腐蝕性,可選用碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。 (2)

16、篩板厚度 取=0.8d0=4mm(3)孔心距t 篩孔在篩板上按正三角形排列，取孔心距t=3d0=15mm(4)開孔率（5）篩孔數(shù)3.3.5篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.3.5.1：塔板壓降Pp氣體通過篩板的壓降Pp以相當(dāng)?shù)囊褐叨缺硎緯r(shí)可由下式計(jì)算：hp=hc+hl+hhp:氣體通過每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m（1） 干板阻力hc的計(jì)算精餾段篩孔氣速d0/=5/4=1.25查干篩孔的流量系數(shù)圖可知流量系數(shù)C0=0.84即提餾段篩孔氣速C0=0.84即（2） 氣體通過液層阻力hl的計(jì)算精餾段按有效流通面積計(jì)算的氣速查找充氣系數(shù)0與Fa的關(guān)聯(lián)圖可知：0=0.58即hl=0hL=0(hw+how)=0.5

17、8*0.078=0.045m提餾段查找充氣系數(shù)0與Fa的關(guān)聯(lián)圖可知：0=0.6即hl=0hL=0(hw+how)=0.6*0.076=0.0456m（3） 液體表面張力的阻力h的計(jì)算精餾段提餾段即精餾段板壓降hp=hc+hl+h=0.049+0.045+0.0032=0.0972mPp=hpLg=0.0972*783*9.82=747.38pa=0.747kpa提餾段板壓降hp= hc+hl+h=0.036+0.0456+0.005=0.0866mPp=hpLg=0.0866*913*9.82=776.43pa=0.776kpa3.3.5.2:霧沫夾帶量ev的計(jì)算精餾段提餾段故本設(shè)計(jì)液沫夾帶量

18、在允許范圍ev<0.1kg液/kg氣內(nèi),所以符合要求。3.3.5.3：漏液點(diǎn)氣速ow的計(jì)算精餾段 穩(wěn)定性系數(shù)K 所以無明顯漏液現(xiàn)象 提餾段 穩(wěn)定性系數(shù)K 所以無明顯漏液現(xiàn)象 3.3.5.4：液泛（淹塔）條件的校核 降液管內(nèi)的清液層高度Hd的計(jì)算 精餾段 液體流過降液管的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮d的計(jì)算 即Hd=hp+hL+hd=0.0972+0.078+5.318*10-4=0.1757m (HT+hw)=0.5(0.45+0.07)=0.26 Hd<(HT+hw)=0.26 提餾段 即Hd=hp+hL+hd=0.088+0.076+9.91*10-4=0.165m(HT+hw)=

19、0.5(0.45+0.07)=0.26Hd<(HT+hw)=0.26所以不會(huì)產(chǎn)生液泛3.3.6塔板負(fù)荷性能圖3.3.6.1霧沫夾帶線（1）精餾段取極限值ev=0.1kg液/kg氣hf=2.5(hw+how)=2.5(0.07+=0.175+2.938Ls2/3整理得Vs=0.938-10.024Ls2/3在操作范圍中，任取幾個(gè)Ls值，根據(jù)上式算出Vs值列于下表中：Ls()0.00050.00150.0020.0045Vs()0.8750.8070.7790.665提餾段hf=2.5(hw+how)=2.5(0.07+=0.175+3.264Ls2/3整理得Vs=1.132-13.437L

20、s2/3在操作范圍中，任取幾個(gè)Ls值，根據(jù)上式算出Vs值列于下表中：Ls()0.00050.00150.0020.0045Vs()1.0470.9560.9190.7663.3.6.2:液泛線（2）精餾段由式hp=hc+hl+h Hd=hp+hL+hd Hd=(HT+hw)hl=0hL=0(hw+how)=0.58*( hw+how )=0.58*( 0.07+)=0.0406+0.682Ls2/3故hp=0.086Vs2+0.0406+0.682Ls2/3+0.0032=0.0438+0.086Vs2+0.682Ls2/3Hd=0.0438+0.086Vs2+0.682Ls2/3+0.078

21、+1660.156Ls2=0.1218+0.086Vs2+0.682Ls2/3+1660.156Ls2(HT+hw)=0.5(0.45+0.07)=0.26即0.26=0.1218+0.086Vs2+0.682Ls2/3+1660.156Ls2整理得： Vs2=1.607-7.93Ls2/3-19304.14Ls2任取幾個(gè)Ls值(2-18)式計(jì)算Vs值，見下，作出液泛線（2）Ls(m3/s)0.00050.00150.0020.0045Vs(m3/s)1.2461.2081.1851提餾段hl=0hL=0(hw+how)=0.6*( hw+how )=0.6*( 0.07+)=0.042+0.

22、783Ls2/3故hp=0.056Vs2+0.042+0.783Ls2/3+0.005=0.047+0.056Vs2+0.783Ls2/3Hd=0.047+0.056Vs2+0.783Ls2/3+1372.03Ls2+0.076=0.123+0.056Vs2+0.783Ls2/3+1372.03Ls2(HT+hw)=0.5(0.45+0.07)=0.26即0.26=0.123+0.056Vs2+0.783Ls2/3+1372.03Ls2整理得：Vs2=2.446-13.98 Ls2/3-24500.54 Ls2任取幾個(gè)Ls值計(jì)算Vs值，見下，作出液泛線（2）Ls(m3/s)0.00050.00

23、150.0020.0045Vs(m3/s)1.5341.4861.4581.2533.3.6.3:液相上限線(3)以=3s作為液體在降液管中停留的下限在Ls.max=0.0039m3/s處作出垂線得液相負(fù)荷上限線3.3.6.4:漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）精餾段 hL=0.07+=0.07+1.175Ls2/3 A0=0.034m2 即：據(jù)上式，取若干個(gè)Ls值計(jì)算相應(yīng)Vs值,見下表，作漏液線0.00050.00150.0020.00450.3790.3940.4010.425 提餾段 hL=0.07+=0.07+1.306Ls2/3 A0=0.034m2即： 據(jù)上式，取若干個(gè)Ls值計(jì)算相應(yīng)V

24、s值,見下表，作漏液線0.00050.00150.0020.00450.4350.4580.4670.5023.3.6.5：液相負(fù)荷下限線（5）取堰上液層高度最小允許值how=0.006m精餾段整理得Ls.min=3.65*10-4m3/s提餾段整理得Ls.min=3.11*10-4m3/s3.3.6.6：塔的操作彈性畫圖看精餾段OP為操作線，OP與液泛線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs.max,與漏夜線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs.min可知：>3 符合要求提餾段>3 符合要求負(fù)荷性能圖精餾提餾3.4:板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備3.4.1：塔板結(jié)構(gòu)由于本設(shè)計(jì)塔徑為0.8m，即選用整塊式結(jié)構(gòu)3.4

25、.2：冷凝器的選擇本設(shè)計(jì)取傳熱系數(shù)K=2000w/m2.出料液溫度64.6-64.6冷卻水溫度35-20逆流操作：t1=44.6 t2=29.6冷凝蒸汽量由于甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)為0.98，所以忽略水的冷凝熱。r=1100.18KJ/kgQ=G1*r=1100.18*0.821=903.38kw水的比熱容為Cp=4.1862KJ/kg.K則水的冷卻用量為平均溫度差為換熱器面積安全系數(shù)取1.2，則A=1.2*11.48=13.78m23.4.2：再沸器計(jì)算熱負(fù)荷3.5：設(shè)計(jì)一覽表參數(shù)符號(hào)參數(shù)名稱精餾段提餾段ET塔板效率0.470.47NT有效塔板數(shù)45L（mpa.s）液相粘度0.31270.3127N實(shí)際塔板數(shù)911Z（m）有效段高度3.834.787Tm()平均溫度69.2186.777HT（m）板間距0.450.45hL(m)板上液層高度0.0780.076安全系數(shù)0.70.7Tm()平均溫度69.2186.777Ml（kg/kmol）液相平均摩爾質(zhì)量28.1119.559Mv(kg/kmol)氣相平均摩爾質(zhì)量30.3324.221L（kg/m3）液相密度783913v（kg/m3）氣相密度1.0790.82（mN/m）液體平均表面張力30.92756.3Ls（m3/s）液相流量5.66*10-48.5*10-4Vs(m3/s)氣相流量0.7610.8FL