化工設(shè)計(jì)材料

1、化工課程設(shè)計(jì) 題 目分離甲醇-水二元物系浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì) 系 （院）化學(xué)與化工系專 業(yè)材料化學(xué)班 級2008級本3班學(xué)生姓名李強(qiáng)學(xué) 號2008100320指導(dǎo)教師岳武職 稱講師二零一一年六月九日目錄第一章 概述11.1精餾操作對塔設(shè)備的要求21.2板式塔類型3 1.3設(shè)計(jì)任務(wù)及要求 . 4第二章 設(shè)計(jì)方案的確定52.1操作條件的確定5操作壓力5進(jìn)料狀態(tài)6加熱方式6冷卻劑與出口溫度62.1.5回流比的確定.72.1.6回流的方式方法.72.2精餾的工藝流程圖的確定.82.3確定設(shè)計(jì)方案的原則82.3.1滿足工藝和操作的要求92.3.2滿足經(jīng)濟(jì)上的要求92.3.3保證安全生產(chǎn)9第三章塔的工藝尺寸

2、的計(jì)算103.1精餾塔的物料衡算10摩爾分率10摩爾質(zhì)量10物料衡算103.2塔板數(shù)的確定11理論板層數(shù)N的求取113.2.1.1物系相平衡數(shù)據(jù).113.2.1.2 最小回流比及操作回流比計(jì)算12 3.2.1.3圖解法求塔板數(shù).13實(shí)際板層數(shù)的求取133.3精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算13操作壓力計(jì)算133.3.2 操作溫度計(jì)算143.3.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算153.3.3.1 精餾段的平均摩爾質(zhì)量153.3.3.2提留段平均摩爾質(zhì)量.15平均密度計(jì)算15精餾段15提餾段16液體平均表面張力計(jì)算163.3.5.1 精餾段液體平均表面張力.173.3.5.2 提餾段精餾段液體平均表面張力.17液體粘

3、度.173.4精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)19塔徑的計(jì)算19精餾段20提餾段213.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算22溢流裝置計(jì)算223.5.1.1堰長223.5.1.2溢流堰高度.22弓形降液管寬度和截面積233.5.1.4降液管底隙高度.23塔板布置24塔板的分塊243.5.2.2開孔區(qū)面積計(jì)算.243.5.2.3浮閥計(jì)算及其排列243.5.2.3.1精餾段.253.5.2.3.2提餾段.253.6浮閥的流體力學(xué)驗(yàn)算263.6.1.氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降263.6.1.1精餾段.263.6.1.2提餾段.26淹塔203.6.2.1精餾段.273.6.2.2提餾段.28霧沫夾帶283.6.3.1精餾

4、段.293.6.3.2提餾段.293.7 塔板負(fù)荷性能圖303.7.1精餾段.30霧沫夾帶線30液泛線303.液相負(fù)荷上限線31氣體負(fù)荷下限線（漏液線）32液相負(fù)荷下限線323.7.2提餾段.333.7.2.1霧沫夾帶線.333.7.2.2液泛線.343.7.2.3液相負(fù)荷上限線.353.7.2.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）.353.7.2.5液相負(fù)荷下限線.36第四章 塔附屬設(shè)計(jì)404.1塔附件設(shè)計(jì)40進(jìn)料管404.1.2 回流管40塔頂蒸氣出料管414.1.4 釜液排出管41塔底進(jìn)氣管424.1.6 法蘭424.2 筒體與封頭424.2.2 封頭434.2.3 裙座434.2.4 人孔434

5、.3 塔總體高度設(shè)計(jì)434.3.1 塔的頂部空間高度434.3.2 塔的底部空間高度444.3.3 塔體高度444.4 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)44焓值衡算444.4.2 冷凝器的選擇45再沸器的選擇46泵的選擇47 4.4.5預(yù)熱器的選用.47設(shè)計(jì)小結(jié)49附錄51參考文獻(xiàn)54第一章概述塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推

6、廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。本次的課程設(shè)計(jì)任務(wù)是甲醇和水的體系，要想把低純度的甲醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)榧状己退膿]發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降

7、液?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。浮閥塔是二十世紀(jì)五十年代初開發(fā)的一種新塔型。其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個(gè)篩孔處安置一個(gè)可上下移動的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時(shí)，閥片被頂起、上升，孔速低時(shí)，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動調(diào)節(jié)，從而使進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下測水平方向進(jìn)入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時(shí)間，故收到很好的傳質(zhì)效果。國內(nèi)常用的浮閥有三種，即圖1所示的F1型及圖2所示的V-4型與T型。V-4型的特點(diǎn)是閥孔被沖壓成向下彎的噴咀形，氣體通過閥孔時(shí)因流道形狀

8、漸變可減小阻力。T型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動范圍。三類浮閥中，F(xiàn)1型浮閥最簡單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB111868）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質(zhì)量約33g，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質(zhì)量約25g。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大。一般采用重罰。只有要求壓降很小的場合，如真空精餾時(shí)才使用輕閥。 圖1 浮閥（F1型） 圖2 浮閥（a）V-4型，（b）T型1.1精餾操作對塔設(shè)備的要求 精餾所進(jìn)行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以

9、達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求： () 氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 () 操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷有較大范圍的變動時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 () 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 () 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 () 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)

10、和檢修。 () 塔內(nèi)的滯留量要小。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。1.2板式塔類型 氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的設(shè)計(jì)將在其他分冊中作詳細(xì)介紹，故本書將只介紹板式塔。 板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本

11、世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，但本次只討論浮閥塔的設(shè)計(jì)。浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫

12、吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達(dá)10m，塔高可達(dá)80m，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)有： () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。 大得多。 () 操作彈性大，一般約為59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。() 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的6080,為篩板塔的 120130。 1.3設(shè)計(jì)任務(wù)及要求原料：甲醇、

13、水處理量：2500kg/h原料組成（甲醇的質(zhì)量分率）：27%原料液初溫：20塔頂壓力：0.101325MPa(絕壓)回流比、單板壓降：自選塔頂甲醇含量不低于95%（質(zhì)量分率）塔底釜液含甲醇含量不大于0.1%（質(zhì)量分率）塔頂采用全凝器，塔釜：飽和蒸汽間接加熱（表壓）塔板形式：浮閥生產(chǎn)時(shí)間：300天/年，每天三班8小時(shí)連續(xù)生產(chǎn)設(shè)備形式：浮閥塔廠址：大氣壓為760mmHg，自來水年平均溫度為20的濱州市。第二章 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一

14、部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.1操作條件的確定確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對某些問題作些闡述。操作壓力精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來考慮的。對于沸點(diǎn)低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進(jìn)行操作。在相同條件下適當(dāng)提高操作壓力可以提高

15、塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度液會下降。對于熱敏性和高沸點(diǎn)的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。本次任務(wù)是甲醇和水體系，甲醇-水這一類的溶液不是熱敏性物料，且沸點(diǎn)又不高，所以不需采用減壓蒸餾。這類溶液在常壓下又是液態(tài)，塔頂蒸氣又可以用普通冷卻水冷凝，因而也不需采用加壓蒸餾。所以為了有效降低設(shè)備造價(jià)和操作費(fèi)用對這類溶液可采用常壓蒸餾。進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料熱狀態(tài)有五種。原則上，在供熱

16、一定的情況下，熱量應(yīng)盡可能由塔底輸入，使產(chǎn)生的氣相回流在全塔發(fā)揮作用，即宜冷也進(jìn)料。但為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫的影響，常采用泡點(diǎn)進(jìn)料。這樣，塔內(nèi)精餾段和提留段上升的氣體量變化較小，可采用相同的塔徑，便于設(shè)計(jì)和制造。但將原料預(yù)熱到泡點(diǎn)，就需要增設(shè)一個(gè)預(yù)熱器，使設(shè)備費(fèi)用增加。綜合考慮各方面因素，決定采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1加熱方式塔釜可采用間接蒸汽加熱或直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是，可利用壓強(qiáng)較低的加熱蒸汽，并省掉間接加熱設(shè)備，以節(jié)省操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用。但直接蒸汽加熱，只適用于釜中殘液是水或與水不互溶而易于分離的物料，所以通常情況下，多采用間接蒸汽加熱。冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂

17、蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟(jì)的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計(jì)者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時(shí)溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當(dāng)?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50，否則溶于水中的無機(jī)鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。 回流比的確定： 對于一定的分離任務(wù)，采用較大的回流比時(shí)，操作線的位置遠(yuǎn)離平衡線向下向?qū)蔷€靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。但是隨著回流比的增加，塔釜

18、加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費(fèi)用增加，所以操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用總和最小時(shí)所對應(yīng)的回流比為最佳回流比。本次設(shè)計(jì)任務(wù)中，綜合考慮各個(gè)因素，采用回流比為最小回流比的1.6倍。即：R=1.6 Rmin 回流的方式方法: 液體回流可借助位差采用重力回流或用泵強(qiáng)制回流。采用重力回流可節(jié)省一臺回流泵，節(jié)省設(shè)備費(fèi)用，但用泵強(qiáng)制回流，便于控制回流比?？紤]各方面綜合因素，采用重力回流。2.2 精餾的工藝流程圖的確定甲醇水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。如下圖所示

19、：2.3確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次

20、，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。2.3.2滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。2.3.3保證安全生產(chǎn)例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操

21、作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。第三章塔的工藝尺寸的計(jì)算3.1精餾塔的物料衡算摩爾分率取塔頂甲醇含量99%甲醇的摩爾質(zhì)量水的摩爾質(zhì)量原料液 塔頂 塔底產(chǎn)品摩爾質(zhì)量原料液塔頂塔底產(chǎn)品物料衡算進(jìn)料流量 全塔物料衡算 輕組分 餾出液流量 釜液流量 3.2塔板數(shù)的確定理論板層數(shù)N的求取 .1物系相平衡數(shù)據(jù)a. 基本物性數(shù)據(jù)組分分子式分子量沸點(diǎn)熔點(diǎn)水H2O18.015373.15K273.15K甲醇CH3OH32.

22、040337.85K176.15Kb. 常壓下甲醇和水的氣液平衡表(txy)txytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564

23、.710010078.028.1867.75 .2 最小回流比及操作回流比計(jì)算選擇泡點(diǎn)進(jìn)料故q=1.根據(jù)甲醇水氣液平衡組成表和相對揮發(fā)度公式 ， 求得：算得相對揮發(fā)度=4.8259平衡線方程為：y=4.8259x/(1+3.83x) 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料 所以 xe = Xf=0.27 代入上式得 ye = 0.5463 Rmin = 63)/(0.5463-0.2)=1.253 R=1.6 Rmin =1.6*1.2753=2.0048=2得到精餾段操作線方程y=x + =0.667x+0.3048.3 圖解法求塔板數(shù)N=8 (包含再沸器)精餾段理論板數(shù)為4塊,其中第5塊板為加料板。提餾段理論板數(shù)為

24、4塊, 實(shí)際板層數(shù)的求取取全塔效率，則有塊塊3.3精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算操作壓力計(jì)算塔頂表壓為0Kpa。塔頂操作壓力 每層塔板壓降 塔釜壓力 進(jìn)料操作壓力 精餾段平均壓力KPa提餾段平均壓力 KPa 操作溫度計(jì)算利用水甲醇t-x（y）相圖可求得、。進(jìn)料口： =83.84塔頂 ： =65塔釜 ： =98.46精餾段平均溫度提餾段平均溫度 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算.1 精餾段的平均摩爾質(zhì)量精餾段平均溫度=74.42.2 提餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均溫度=91.15平均密度計(jì)算求得在與下乙醇與水的密度。不同溫度下乙醇和水的密度見表5-2。表5-2不同溫度下甲醇和水的密度溫度64.923981.82 99.

25、666甲醇755.2652735.0886712.4242水980.63970.672958.616表5-2.1精餾段平均溫度=81.955 塔頂 同理 所以 氣相密度：.2提餾段平均溫度=91.15由公式得 所以 氣相密度：液體平均表面張力計(jì)算表5-3甲醇和水不同溫度下的表面張力m=xii溫度64.923981.82 99.666甲醇mN/m16.76614.83612.837水mN/m65.22862.344258.973.1 精餾段液體平均表面張力精餾段平均溫度=74.42所以 平均張力.2 提餾段精餾段液體平均表面張力提餾段平均溫度=91.15所以 平均張力液體粘度L,m溫度64.92

26、3981.82 99.666甲醇mPa·s0.32250.27250.2288水Pa·s0.43600.34860.28481)精餾段查表得:64.9239時(shí),水=0.000440Pa·s , 甲醇=0.000143Pa·sL,D=0.99×0.000143+0.01×0.000440=0.000146Pa·s81.8192時(shí),水=0.000394Pa·s , 甲醇=0 Pa·sL,F=0.17×0 +(1-0.17)×0.000349=0.000290Pa·sL,m精=(0

27、.000146+0.000290)/2=0.0002178Pa·s2）提餾段塔底: Xw=0.002599.666時(shí),水=0.2848mPa·s , 甲醇=0.2288mPa·sL,W=0.0025×0.2848+(1-0.0025) ×0.2288=0.22894mPa·sL,m提=(0.000282+0.000290)/2=0.0002860Pa·s3）塔的汽、液相負(fù)荷L=RD=2×42=84 kmol/hV=(R+1)D=(2+1) ×42=126 kmol/hL=L+F=84 kmol/h+210

28、 kmol/h=294kmol/hV=V=126kmol/hVS=VMVM/(3600VM)=(126×29.2)/(3600×1.0691)=0.9531m3/SLS=LMLM/(3600LM)=(84×26.666)/(3600×824.111)=0.000768m3/SVS=VMVM/(3600VM)=(126×21.93)/(3600×0.836)=0.9257m3/S LS=LMLM/(3600LM)=(294×19.418)/(3600×920.307)=0.001716m3/S3.4精餾塔的塔體工藝尺

29、寸設(shè)計(jì)塔徑的計(jì)算欲求塔徑應(yīng)先求出u，而u安全系數(shù)×umax 式中： 橫坐標(biāo)的數(shù)值為：(Ls/Vs)(L/v)0.5=0.0221塔板間距與塔徑的關(guān)系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600功能參數(shù)： .1精餾段精餾段的氣、液相體積流率為式中C由式計(jì)算，其中的 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度，則查圖=由=取安全系數(shù)0.8，則空塔氣速為.2提餾段；提餾段的氣、液相體積流率為查圖式中C由式計(jì)算，其中的 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度

30、，則=由=取安全系數(shù)0.8，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=0.7m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為塔截面積為實(shí)際空塔氣速為3.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置計(jì)算溢流裝置的確定單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。綜合考慮各方面因素，本設(shè)計(jì)體系采用單溢流、弓形降液管。.1堰長取.2溢流堰高度由選用平直堰，堰上液層高度：，近似取E=1則同理，提餾段的為取板上清液層高度故同理，提餾段的為.3弓形降液管寬度和截面積由由弓形降液管的參數(shù)圖查得，故 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間為：合適同

31、理，提餾段的為故降液管設(shè)計(jì)合理.4降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示。降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度，(hw-ho)不應(yīng)低于6mm才能保證降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次設(shè)計(jì)中取22mm。hw-ho=52.71- 22 =30.708 mm> 6 mm 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定取安定區(qū)寬度=0.06m，邊緣區(qū)寬度取=0.06m 弓形降液管寬度 Wd=0.03m塔板布置.1塔板的分塊因，故塔板采用整板式。.2開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積：其中故=0.257.3浮閥計(jì)算及其排列采用重閥厚度2mm的薄板沖制，每閥質(zhì)量

32、約為33g,型重閥。.3.1精餾段取所以浮閥采用正三角形排列，t=開孔率=.3.2提餾段取得個(gè)開孔率=3.6浮閥的流體力學(xué)驗(yàn)算3.6.1.氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降.1精餾段(1)干板阻力;（2）氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力：（3）液體表面張力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力可忽略，故氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計(jì)算，即氣體通過每層塔板的壓降為.2提餾段（1）干板阻力（1） ;（2）氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力：（3）液體表面張力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力可忽略，故氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計(jì)算，即氣體通過每層塔板的壓降為3.6.2淹塔.1精餾段（1）與氣

33、體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?）液體通過降液管的壓頭損失（3）板上液層高度取，又以選定，則可見，符合淹塔的要求。.2提餾段（1）與氣體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?）液體通過降液管的壓頭損失（3）板上液層高度取，又以選定，則可見，符合淹塔的要求。霧沫夾帶物性系數(shù)K系統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3，氟里昂）中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統(tǒng)（如胺及乙二胺吸收塔）嚴(yán)重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔）1.00.90.850.730.600.30.1精餾段對于塔設(shè)備，應(yīng)控制返點(diǎn)率不超過0.7。泛點(diǎn)率=所以可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。

34、.2提餾段對于塔設(shè)備，應(yīng)控制返點(diǎn)率不超過0.7。泛點(diǎn)率=所以可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。3.7 塔板負(fù)荷性能圖精餾段.1霧沫夾帶線對于水-甲醇物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應(yīng)的泛點(diǎn)率 (亦為上限值),利用式和便可作出此線。由于塔徑較小，所以取泛點(diǎn)率，依上式有整理后得，即為負(fù)荷性能圖中的線(1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 0.00135 0.000358 0.619 0.6418.2液泛線由式， 聯(lián)立。即式中,干板靜壓板徑可用，板上液層靜

35、壓頭降從式知，表示板上液層高度，。所以板上液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式則式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關(guān)系式中各參數(shù)已或已計(jì)算出代入上式。整理后便可得與的關(guān)系，即此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依 0.000358 0.0005 0.00135 0.706用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(2)。.3液相負(fù)荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于35s。所以對液體的流量須有一個(gè)限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為35秒。取為液體在

36、降液管中停留時(shí)間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(3)。.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因<5時(shí)，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量 .5液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。、代入的值則可求出為按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(5).精餾段塔板性能負(fù)荷圖由塔板性能負(fù)荷圖可以看出：（1） 在任務(wù)規(guī)定的汽液負(fù)荷下的操作點(diǎn)處在適宜操作區(qū)內(nèi)。（2） 塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶和液泛共同

37、控制，操作下限由漏液控制。（3） 按固定的氣液比，塔板的氣相負(fù)荷上限為0.65，氣相負(fù)荷下限為0.28，所以：操作彈性=提餾段.1霧沫夾帶線對于水-乙醇物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應(yīng)的泛點(diǎn)率 (亦為上限值),利用式和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點(diǎn)率，依上式有整理后得 ，即為負(fù)荷性能圖中的線(1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 0.000358 0.0013 0.684 0.659 .2液泛線由式， 聯(lián)立。即式中，干板靜壓板徑可用 ，

38、板上液層靜壓頭降 從式知，表示板上液層高度，。所以板上液層層靜壓頭壓降液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式則式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關(guān)系式中各參數(shù)已或已計(jì)算出，即代入上式。整理后便可得與的關(guān)系，即此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依 0.000358 0.0005 0.0013 0.28 0.29 0.24用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(2)。.3液相負(fù)荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于35s。所以對液體的流量須有一個(gè)限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知

39、，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為35秒。取為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(3)。.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因<5時(shí)，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量.5液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。、代入的值則可求出為按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(5).0.00000.00020.00040.00060.00080.00100.00120.00140.0

40、0160.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0Y = 0.196015936VsLs Y = 0.123904382提餾段塔板性能負(fù)荷圖由塔板性能負(fù)荷圖可以看出：（1） 在任務(wù)規(guī)定的汽液負(fù)荷下的操作點(diǎn)處在適宜操作區(qū)內(nèi)。（2） 塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。（3） 按固定的氣液比，塔板的氣相負(fù)荷上限為0.52，氣相負(fù)荷下限為0.2187，所以操作彈性=浮閥塔的相關(guān)數(shù)據(jù)序號項(xiàng)目數(shù)值1精餾段平均溫度74.422提餾段平均溫度91.153精餾段平均壓力103.7254提餾段平均壓力108.2255精餾段氣相流量0.55426提餾段氣相流量0.5077精

41、餾段液相流量0.00036848提餾段液相流量0.0005079塔的有效高度Z/m6.6510實(shí)際塔板數(shù)1611塔徑/m0.712板間距/m0.3513溢流形式單溢流14降液管形式弓型15堰長/m0.4216精餾段堰高/m0.0439817提餾段堰高/m0.042518板上液層高度/m0.0519精餾段堰上液層高度/m0.0060220提餾段堰上液層高度/m0.007521精餾段降液管底隙高度/m0.008822提餾段降液管底隙高度/m0.01223弓形降液管的寬度/m0.0724截面積0.0192525安定區(qū)寬度/m0.0626邊緣區(qū)寬度/m0.0327開孔區(qū)面積0.25728浮閥直徑/m0

42、.03929浮閥數(shù)目（精45）（提38）30孔中心距/m0.0831開孔率/%（精：0.15）（提：0.185）32空塔氣速1.43933精餾段液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間5s34提餾段液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間5S35精餾段單板壓降/Pa47336提餾段單板壓降/Pa46637精餾段氣相負(fù)荷上限0.6538提餾段氣相負(fù)荷上限0.65939精餾段氣相負(fù)荷下限0.2840提餾段氣相負(fù)荷下限0.25741精餾段泛點(diǎn)率60.25%42提餾段泛點(diǎn)率52.5%43精餾段操作彈性2.3244提餾段操作彈性2.56第四章塔附屬設(shè)計(jì)4.1塔附件設(shè)計(jì)進(jìn)料管查表，40進(jìn)料乙醇密度；取取進(jìn)料管的規(guī)格為。 回流管回流時(shí)，溫度，

43、取取回流管規(guī)格為。塔頂蒸氣出料管塔頂?shù)臏囟葹?5.0，此時(shí)塔頂蒸氣密度蒸氣體積流量取回流管規(guī)格為。 釜液排出管釜底溫度為98.46，平均摩爾質(zhì)量取取此管的規(guī)格為。塔底進(jìn)氣管取此管的規(guī)格為。 法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。進(jìn)料管接管法蘭：PN6DN40 HG 5010回流管接管法蘭：PN6DN60 HG 5010塔頂蒸氣管法蘭：PN6DN500 HG 5010釜液排出管法蘭：PN6DN30 HG 50104.2 筒體與封頭 筒體壁厚選6mm，所用材質(zhì)為。 封頭封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=600m

44、m ，查得曲面高度，直邊高度，。選用封頭DN600*6，JB 1154-73。 裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑800mm，故裙座壁厚取16mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整：，；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直徑取M30。 人孔手孔即縮小的人孔，其安設(shè)是為了安裝、拆卸、清洗和檢修設(shè)備內(nèi)部裝置。手孔與人孔的結(jié)構(gòu)基本相同，由一個(gè)短筒節(jié)，蓋上一塊盲板構(gòu)成。手孔直徑一般為150250mm，應(yīng)使工人戴上手套并握住工具的手能方便地通過，標(biāo)準(zhǔn)化手孔的公稱直徑

45、有DN150、DN250兩種。本裝置采用公稱直徑DN150的手孔。共開10個(gè)手孔。4.3 塔總體高度設(shè)計(jì) 塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為700mm。 塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離， 塔體高度塔體高度=4.4 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)焓值衡算在65度及98.46度時(shí)水與甲醇的汽化焓甲醇水651125260098.461031.252254設(shè)冷凝器的熱量為,再沸器的熱量為.= 冷凝器的選擇（列管式冷凝器）按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強(qiáng)制循環(huán)式。整體式如圖a，b所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。

46、這種布局的優(yōu)點(diǎn)是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門、流量計(jì)來調(diào)節(jié)時(shí)，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場合。 自流式如圖c所示。將冷凝器裝在塔頂附近的臺架上，靠改變臺架的高度來獲得回流和采出所需的位差。強(qiáng)制循環(huán)式如圖d，e所示。當(dāng)冷凝器換熱面過大時(shí)，裝在塔頂附近對造價(jià)和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔提供回流液。根據(jù)本次設(shè)計(jì)體系，甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式。冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。有機(jī)溶劑蒸汽和水蒸氣的混合物冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為3501160kcal/(·h·)本設(shè)計(jì)取K=500kcal/(·h·)=1800kJ/(·