甲醇水精餾塔化工原理課程設(shè)計終稿

1、南京工業(yè)大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目常壓甲醇水篩板精餾塔設(shè)計學(xué)生姓名 陳獻(xiàn)富 班級、學(xué)號化工070313指導(dǎo)教師姓名 劉曉勤、王曉東課程設(shè)計時間2010年6月14日-201L年6月25日課程設(shè)計成績百分制權(quán)重設(shè)計說明書、計算書及設(shè)計 圖紙質(zhì)量，70%獨立工作能力、綜合能力、 設(shè)計過程表現(xiàn)、設(shè)計答辯及 回答問題情況，30%設(shè)計最終成績（五級分制）指導(dǎo)教師簽字化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計任務(wù)書課程名稱化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目常壓甲醇水篩板精餾塔設(shè)計學(xué)生姓名周佳佳 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝班級學(xué)號1001090605設(shè)計日期2010年_6_月日至2009年_6_月_25_日 設(shè)計條件及任務(wù)：設(shè)計體系

2、：甲醇一水體系設(shè)計條件：進(jìn)料量：F二 200 kmol/h進(jìn)料濃度：Zf= 0.35（摩爾量分?jǐn)?shù)）進(jìn)料狀態(tài)：q二1.08操作條件：塔頂壓強(qiáng)為4kPa（表壓），單板壓降不大于0.7kPa 塔頂冷凝水采用深井水，溫度t = 12 C；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱，采用 3kgf/cm 2（表壓）水蒸汽 全塔效率：Et= 52%分離要求：Xd= 0.995 （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；Xw= 0.002 （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；回流比：R/Rmin =1.6指導(dǎo)教師劉曉勤、王曉東2010年6月11日目錄緒論 . 1. 精餾簡介 12. 塔設(shè)備簡介 13. 體系介紹 24. 設(shè)計要求 2第一節(jié) 概述 31.1 精餾操求作對塔設(shè)

3、備的要求 . 31.2 板式塔類型 . 31.2.1 篩板塔 . 31.2.2 浮閥塔 . 1.2.3 泡罩塔 . 1.3 設(shè)計單元操作方案簡介1.4 精餾塔的設(shè)計簡介 . .1.4.1 篩板塔設(shè)計須知 .1.4.2 篩板塔的設(shè)計程序33 . 4444第二節(jié) 設(shè)計方案的初步確定 2.1 操作條件的確定 . 55555662.1.1 操作壓力 . 2.1.2 進(jìn)料狀態(tài) . 2.1.3 加熱方式 . 2.1.4 冷卻劑與出口溫度 2.1.5 回流比 . 2.1.6 熱能的利用 2.2 確定設(shè)計方案的原則 . 62.3 操作流程簡圖 . 7第三節(jié) 板式精餾塔的工藝參數(shù)計算 3.1 物料衡算與操作線方

4、程 83.2 理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定 103.2.1 理論板數(shù)的計算 103.2.1 實際板數(shù)的確定 113.3 操作壓強(qiáng)的計算 . 113.4 操作溫度的計算 . 113.5 塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算 . 123.5.1 密度及流量 123.5.2 液相表面張力的確定： 133.5.3 液體平均粘度計算 13第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設(shè)計計算 144.1 塔的有效高度和板間距的初選 . 144.1.1 塔有效高度 4.2 塔徑 14第五節(jié) 板式塔的結(jié)構(gòu) 16161616165.3.3 降液管底隙高度 h0 185.1 塔的總體結(jié)構(gòu) 165.2 總塔高度 165.2.

5、1 塔頂空間 HD. 5.2.2 塔底空間 . 5.2.3 整體塔高 . 5.2.4 人孔數(shù) . 5.3 塔板結(jié)構(gòu) 165.3.1 溢流裝置 . 16532弓形降液管寬度 W和面積A 171819202021215.5. 塔板負(fù)荷性能圖 .5.5.1 漏液線 5.5.2 液沫夾帶線 5.5.3 液相負(fù)荷下限線5.5.4 液相負(fù)荷上限線5.5.5 液泛線 2121222323235.5.6 操作彈性 24第六節(jié) 設(shè)計結(jié)果匯總 26第七節(jié) 精餾裝置的附屬設(shè)備 287.1 管殼式換熱器的設(shè)計與選型 287.1.1 塔頂冷凝器（列管式換熱器） 7.1.2 進(jìn)料預(yù)熱器 7.2 再沸器 327.3 管件

6、3328317.3.1 塔釜殘液出料管 7.3.2 塔頂回流液管 7.3.4 塔釜再沸器蒸汽進(jìn)口管 7.3.5 塔頂蒸汽進(jìn)冷凝器進(jìn)口管 333333345.3.4 塔板布置及篩孔數(shù)目與排列 5.4. 篩板的力學(xué)檢驗 195.4.1 塔板壓降 5.4.2 液面落差 5.4.3 液沫夾帶 5.4.4 漏液 5.4.5 液泛 7.4 冷凝水泵的選擇 . 347.5 除沫器 . 357.6 裙座 . 35附表 . 361、常壓下甲醇 - 水氣液平衡組成與溫度關(guān)系362、 理論塔板數(shù)計算（MATLAB序）： 363、 進(jìn)料、塔頂及塔釜溫度一組成的插值計算（MATLAB序） 374、 史密斯關(guān)聯(lián)圖 38參

7、考文獻(xiàn)及設(shè)計手冊 38設(shè)計感想 39緒論1. 精餾簡介蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是一種屬于傳質(zhì)分離的單元操作。廣泛應(yīng)用于 煉油、化工、輕工等領(lǐng)域。蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組 分在相同的壓力、溫度下，其揮發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。以本設(shè)計 所選取的甲醇-水體系為例，加熱甲醇（沸點 64.5 C）和水（沸點100.0 C）的混合物 時,由于甲醇的沸點較低（即揮發(fā)度較高） ,所以甲醇易從液相中汽化出來。若將汽化的 蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇組成高于原料的產(chǎn)品，依此進(jìn)行多次汽化及冷凝過程，即 可將甲醇和水分離。 經(jīng)過多次部分汽化部分冷凝， 最終在汽相中得到

8、較純的易揮發(fā)組分， 而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。在工業(yè)精餾設(shè)備中，使部分汽化的液相與部分冷凝的氣相直接接觸，以進(jìn)行氣液相 際傳質(zhì)，結(jié)果是氣相中的難揮發(fā)組分部分轉(zhuǎn)入液相， 液相中的易揮發(fā)組分部分轉(zhuǎn)入氣相， 也即同時實現(xiàn)了液相的部分汽化和氣相的部分冷凝。蒸餾按操作可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所 含組分?jǐn)?shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。 按操作壓力則可分為常壓蒸餾、 加壓蒸餾、 減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。工業(yè)中的蒸餾多為多組分 精餾，從石油 工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機(jī)合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生 產(chǎn)中精餾的

9、應(yīng)用更為廣泛。本設(shè)計著重討論常壓下甲醇- 水雙組分體系精餾。2. 塔設(shè)備簡介塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液 接觸件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量踏板，氣體 以鼓泡活噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)、熱傳遞，氣液相組成成階梯變化，屬逐級接觸 逆流操作過程。填料塔內(nèi)有定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而 上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)、熱傳遞，氣相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分 接觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求：（ 1）生產(chǎn)能力大；（ 2）傳質(zhì)、傳熱效率高；（ 3）氣 流的摩擦阻力??；（ 4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性

10、強(qiáng)，操作彈性大；（ 5）結(jié)構(gòu)簡單，材料消耗 少；（ 6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，因此，設(shè)計者應(yīng)根據(jù)塔型特點、物 系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投資、操作與維修費用等技術(shù)經(jīng)濟(jì)評價以及設(shè) 計經(jīng)驗等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中， 氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。 塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和傳熱目 的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。3. 體系介紹本設(shè)計的體系為甲醇-水體系。101.325kPa下，甲醇水體系汽液平衡數(shù)據(jù)如下:溫度t(

11、C )液相組成x氣相組成y溫度t( C)液相組成x氣相組成y10000750.40.7960.020.1730.50.8940.040.2710.60.8910.060.3690.70.9890.080.4680.80.9880.10.4660.91840.150.56511820.20.66511780.30.7注：x、y分別為氣液兩相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)4. 設(shè)計要求設(shè)計條件：體系：甲醇-水體系已知：進(jìn)料量F=200 kmol/h進(jìn)料濃度Zf= 0.35 （摩爾分?jǐn)?shù)）進(jìn)料狀態(tài)：q= 1.08操作條件：塔頂壓強(qiáng)為4 kPa（表壓），單板壓降不大于0.7kPa。塔頂冷凝水采用深井水，溫度t = 1

12、2C；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱全塔效率Et = 52%分離要求：Xd= 0.995 （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）;Xw= 0.002 （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）;R/Rmin =1.6 。第一節(jié) 概述1.1 精餾操求作對塔設(shè)備的要求工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求：（ 1）生產(chǎn)能力大；（ 2）傳質(zhì)、傳熱效率高；（ 3） 氣流的摩擦阻力??；（ 4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（ 5）結(jié)構(gòu)簡單，材料消 耗少；（ 6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。1.2 板式塔類型塔設(shè)備大致可以分為兩類，一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩 板、舌形、S形、多降液管塔板等；另一類是無降液管塔板，如傳流式篩板

13、（柵板）、穿 流式波紋板等。工業(yè)上應(yīng)用較多的是有降液管的浮閥、篩板和泡罩塔板等。1.2.1 篩板塔篩板塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)持點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分 為小孔徑篩板（孔徑為38mm和大孔徑篩板（孔徑為10 25mm兩類。工業(yè)應(yīng)用小以小 孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合 （如分離粘度大、易結(jié)焦的物系 ）。篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大； 氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產(chǎn)能力大于 10.5%，板效率提高產(chǎn)量 15%左右；而壓降可降低 30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，塔板 的造價可減少 40%左右

14、；安裝容易，也便于清理檢修。但其缺點是篩孔易堵塞，不宜處 理易結(jié)焦、粘度大的物料。值得說明的是，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使得操 作彈性減小，傳質(zhì)效率下降。然而近年來，由于設(shè)計和控制水平的不斷提高，可使篩板 的操作非常精確，彌補(bǔ)了上述不足，故應(yīng)用日趨廣泛。綜合考慮利弊，對于甲醇 - 水體系，本設(shè)計選用篩板塔。1.2.2 浮閥塔浮閥廣泛應(yīng)用于精餾、吸收和解析等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮 動懂得浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥 可以根據(jù)氣流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大， 操作彈性大，分離效率高

15、，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單。1.2.3 泡罩塔泡罩塔是最早使用的板式塔，其主要構(gòu)件是泡罩、升氣管及降液管。泡罩的種類很多，國內(nèi)用較多的是圓形泡罩泡罩的主要優(yōu)點是操作彈性較大， 液氣比范圍大，適用于多種介質(zhì)， 操作穩(wěn)定可靠； 但其結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、安裝維修不方便，氣相壓降較大?，F(xiàn)雖已為新型塔板取代，但 鑒于其某些優(yōu)點，仍有使用。1.3 設(shè)計單元操作方案簡介蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生 產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點， 工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。 間歇蒸餾具有操作靈活、 適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點，但適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。故分離苯 - 甲苯 混合物體

16、系應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。蒸餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離的， 熱量自塔釜輸 入，由冷凝器和冷卻劑中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器 - 全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便準(zhǔn)確控制回流比。本設(shè)計中 采用全凝器。1.4 精餾塔的設(shè)計簡介1.4.1 篩板塔設(shè)計須知（1）篩板塔設(shè)計是在有關(guān)工藝計算已完成的基礎(chǔ)上進(jìn)行的。對于氣、液恒摩爾流 的塔段，只需任選其中一塊塔板進(jìn)行設(shè)計，并可將該設(shè)計結(jié)果用于此塔段中。例如，全 塔最上面一段塔段，通常選上面第一塊塔板進(jìn)行設(shè)計；全塔最下面一段塔段，通常選最 下面一塊塔板進(jìn)行設(shè)計。這樣計算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)

17、。（2）若不同塔段的塔板結(jié)構(gòu)差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔段塔板的 篩孔數(shù)、空心距與篩孔直徑之比 t/d 0 可能有差異。對篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進(jìn) 塔壁處液體“短路”，可在近塔壁處設(shè)置擋板。只有當(dāng)不同塔段的塔徑相差較大時才考 慮采用不同塔徑，即異徑塔。1.4.2 篩板塔的設(shè)計程序 確定設(shè)計方案； 平衡級計算和理論塔板的確定； 塔板的選擇； 實際板數(shù)的確定； 塔體流體力學(xué)計算； 管路及附屬設(shè)備的計算與選型； 撰寫設(shè)計說明書和繪圖。第二節(jié) 設(shè)計方案的初步確定2.1 操作條件的確定2.1.1 操作壓力塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題， 而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。 根據(jù)所處理

18、的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來綜合考慮，一般有下 列原則： 壓力增加可提高塔的處理能力， 但會增加塔身的壁厚， 導(dǎo)致設(shè)備費用增加； 壓力 增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費用或設(shè)備費用增加。 因此如果在常壓下操作時， 塔頂蒸汽可以用普通冷卻水進(jìn)行冷卻， 一般不采用加壓操作。 操作壓力大于 1.6MPa 才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸汽時，應(yīng)對低壓、冷凍劑冷卻和高 壓、冷卻水冷卻的方案進(jìn)行比較后，確定適宜的操作方式。 考慮利用較高溫度的蒸汽冷凝熱， 或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝， 且壓力 提高后不致引起操作上的其他問題和設(shè)備費用的增加，可以使用加壓操作。

19、 真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費用， 而且由于真空下氣體體積增 大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費用增加。綜合考慮以上因素本設(shè)計采用常壓精餾。2.1.2 進(jìn)料狀態(tài)泡點進(jìn)料時，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進(jìn)料時進(jìn)料溫度不受季 節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進(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)計要求， 選擇泡點進(jìn)料， q= 1。2.1.3 加熱方式精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱 量供應(yīng)；由

20、于甲醇 - 水體系中，甲醇是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，水為重組分由塔 底排出。所以本設(shè)計應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2 （溫度130C）間接水蒸汽加熱。2.1.4 冷卻劑與出口溫度本設(shè)計中采用的冷卻劑為深井水，深井水水溫較江河水水溫穩(wěn)定（如：南京地區(qū)深 井水水溫常年維持在12C）,易于操作條件的控制。冷卻水出口溫度過高，則冷卻效果不佳；反之，如果溫度過低，冷卻水用量較大， 增加了成本。綜合考慮這兩方面因素，本設(shè)計的冷卻水出口溫度選為：30C回流比選擇回流比主要從經(jīng)濟(jì)觀點出發(fā)，力求設(shè)備費用和操作費用最低。實際操作的R必須大于Rnin，但并無上限限制。選定操作 R時應(yīng)考慮，隨R選值的

21、增大，塔板數(shù)減少， 設(shè)備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量 L，V，L'，V增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝 器冷卻量增大，耗能增大，既操作費用增大。若R值TH過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設(shè)備投資 也隨之有所增大。其設(shè)備投資操作費用與回流比之間 的關(guān)系如右圖所示?？傎M用最低點對應(yīng)的R值稱為最F：.1L "佳回流比。設(shè)計時應(yīng)根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟(jì)核算確定最佳 R值， 常用的適宜R值范圍為：R=（ 1.22） Rmn。本設(shè)計綜 合考慮以上原則，選用：R= 1.6Rmin。熱能的利用精餾過程的熱效率很低，進(jìn)入再沸器的能量的 95%上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶 走，僅約5%勺能量被有效地利用。

22、采用熱泵技術(shù)可使塔頂蒸汽溫度提高， 提高了溫度的 蒸汽再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸汽冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加 熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當(dāng)然，塔頂蒸汽可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通 入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應(yīng)考慮到所需 增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。本設(shè)計中的熱能利用主要有兩方面：一、塔頂冷卻水的熱量，通過水介質(zhì)導(dǎo)出，可 用周邊生活區(qū)的供暖；二、塔釜殘液溫度較高，可用于進(jìn)料的預(yù)熱。2.2確定設(shè)計方案的原則總的原則是盡可能多地采用先進(jìn)的技術(shù)，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理的要求， 符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考

23、慮以下幾點。滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計的流程與設(shè)備需要一定的操作 彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能 通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。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)備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；?流比對操作費用和設(shè)備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié) 省也對操作費用和設(shè)備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設(shè)備 面積增加，設(shè)備費用增加。因此，設(shè)計時

24、應(yīng)全面考慮，力求總費用盡可能低一些。 保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應(yīng)為防爆產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和 強(qiáng)度。2.3操作流程簡圖3.1.2 q線方程因為 Xf= 0.35 q = 1q線方程為：x= 0.35讀圖可知平衡線和q線交點為:Xe=0.2325, ye=0.6993.1.3R min和R的確定甲幅水體嚴(yán)氣液平術(shù)圖-9 r <* 0$-/ / -0 鼻 920)9* 0* 4001第三節(jié)板式精餾塔的工藝參數(shù)計算3.1物料衡算與操作線方程物料衡算已知進(jìn)料量F= 200kmol/h，進(jìn)料組成Xf= 0.3

25、5 （摩爾分率），進(jìn)料q= 1.08 設(shè)計要求：Xd= 0.995 （質(zhì)量分率）,Xw=0.002 （質(zhì)量分率）將物料的質(zhì)量分率轉(zhuǎn)化為摩爾分率：質(zhì)量分率摩爾分率Xd0.9950.9911Xw0.0020.0011衡算方程：200 D WD 70.48kmol / hFXf DX d WXw200 0.350.9911D0.0011W W 129.52kmol /hRmin仏丄 O'9911 0.699 0.8371Ye Xe0.699 0.2325R=1.6FU=1.6 X 0.8371=1.3393 精餾段操作線方程精餾段操作線方程：RXD1.6410.9911Yn 1Xn DXn0

26、.5725Xn 0.4237R 1R 12.6412.641精餾段和提餾段氣液流量D= 70.48kmol/hR = 1.3393精餾段：L= RD= 94.39kmol/hV=( R+ 1) D- 164.87kmol/h提餾段：L'= L+ qF= 94.39+200=294.39kmol/hV'= V-( 1 q) F-V- 164.87kmol/h提餾段操作線方程提餾段操作線方程：L'WXwYm 1Xm W 1.7856Xm 0.000885V'V'1.0D”日0.60.70.6A 05040.20 10.0甲醇-水體系操作線0.00.1020.

27、30.40.50.6070.80.91.03.2理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定理論板數(shù)的計算由于塔釜殘液的濃度較低，而塔頂產(chǎn)品的濃度較高，故不適宜用作圖法求解理論板 數(shù)。本設(shè)計采用逐板計算的方法求解。（1）精餾段理論板數(shù)由上而下逐板計算，自x°=0.9911開始到Xi首次越過Xf=0.2325時為止xo=O.9911,y 1=0.9911Xi=0.9788,y 2=0.9841X2=0.9621,y 3=0.9745X3=0.9393,y 4=0.9615X4=0.9082,y 5=0.9437X5=0.8662,y 6=0.9196Xe=0.8104,y 7=0.8877X7=0

28、.7390,y 8=0.8468X8=0.6484,y 9=0.7949X9=0.5341,y 10=0.7295X10=0.4009,y 11=0.6532因Xn<Xf,故第11塊為加料板, （1）提餾段理論板數(shù)由上而下逐板計算，自Xn=0.2842,y 12=0.5067X12=0.1434,y 13=0.2551X13=0.0463,y 14=0.0818X14=0.0113,y 15=0.0194平衡關(guān)系精餾段操作線方程精餾段共有10塊理論版。X1=0.9788,y 1=0.9911X2=0.9621,y 2=0.9841Xa=0.9393,y 3=0.9745X4=0.9082

29、,y 4=0.9615X5=0.8662,y 5=0.9437X6=0.8104,y 6=0.9196X?=0.7390,y 7=0.8877Xs=0.6484,y 8=0.8468X9=0.5341,y 9=0.7949X10=0.4009,y 10=0.7295Xn=0.2842,y 11=0.6532Xn=0.2842開始到Xi首次越過Xw=0.0011時為止平衡關(guān)系提餾段操作線方程X12=0.1434,y 12=0.5067X13=0.0463,y 13=0.2551X14=0.0113,y 14=0.0818X15=0.0025,y 15=0.0194X15=0.0025,y 16=

30、0.0036X16=0.0004,y 16=0.0036因X16<Xw，所以理論板數(shù)不足16塊。塔釜相當(dāng)于一塊理論板。提餾段理論板數(shù)=15-11+（X15-Xw）/（x 15-x 16）-1=3.68 塊（不含塔釜）總理論板數(shù)=11+3.68=14.68塊（不含塔釜）（理論板數(shù)計算由MATLA完成，詳細(xì)程序見附表）實際板數(shù)的確定平均相對揮發(fā)度a =5.5平均黏度為卩L=0.33mPas020.4 O O S 1.02* ft B 10由奧肯奈爾(O'connell )關(guān)聯(lián)圖的日=0.49N精=11/0.49=23 塊N提=3.68/0.49=8 塊2= N 精+N 提=23+8=

31、31 塊實際塔板數(shù)為31塊3.3操作壓強(qiáng)的計算本設(shè)計采用常壓精餾根據(jù)設(shè)計要求，相關(guān)計算如下:塔頂壓力 P 頂=101.3+4=105.3kPa單板壓降厶P=0.7kPa進(jìn)料板壓力 Pf=105.3+0.7 X 22=120.7kPa塔底壓力 pw=105.3+0.7 X 31=127.0kPa精餾段平均壓力 pm=(105.3+120.7)/2=113.0kPa提餾段平均壓力 pm' =(120.7+127.0)/2=123.9kPa3.4操作溫度的計算通過“ t-x-y ”數(shù)據(jù)進(jìn)行插值計算得：泡點進(jìn)料：xf= 0.35進(jìn)料板溫度t f=76.58 C塔頂溫度：tD=64.51 C塔底

32、溫度：tW=99.78 C精餾段平均溫度 tm=(76.58+64.51)/2=70.55 C提餾段平均溫度 tm'=(99.78+76.58)/2=88.18C(以上溫度的插值計算由MATLA完成，詳細(xì)程序見附表。)常壓下甲醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系溫度t( C )液相組成x氣相組成y溫度t( C)液相組成x氣相組成y10000750.40.7960.020.1730.50.8940.040.2710.60.8910.060.3690.70.9890.080.4680.80.9880.10.4660.91840.150.56511820.20.665113.5塔內(nèi)物料平均分子量、張

33、力、流量及密度的計算密度及流量設(shè)甲醇為a,水為b甲醇分子量為：32.04kg/kmol水的分子量為：18.01 kg/kmol（1）精餾段精餾段平均溫度70.55 C由t-x-y 數(shù)據(jù)插值計算得：Xa= 0.6348 ,屮=0.8407液相平均分子量: 氣相平均分子量:查表得：Pa = 748.60 kg/m3, pb 978.13kg/m3M=XaM+(1-x a) M b=26.92 kg/kmolMV= y aM+(1-y a) M b=29.81kg/kmol液相密度:PlMlM a X a M b Xb3794.14kg/m（液相視為正規(guī)溶液）PaP b氣相密度：PvPmMvRT1.

34、179kg/m3 （氣相視為理想氣體）氣相流量：V Mv 164.87 29.8158m3/s3600 pv 3600 1.179液相流量LsL M l3600 p L94.39 26.923600 794.148.89 10 4m3/s（2）提餾段提餾段平均溫度：88.18 C由 t-x-y 數(shù)據(jù)插值計算得：Xa= 0.0937 , ya= 0.4021查表得：Pa =727.01 kg/m3, pb=966.48 kg/m3液相平均分子量：m' =XaM+(1-x a) M b=19.32kg/kmol氣相平均分子量：M' = y aM+(1-y a) M b= 23.65

35、kg/kmol液相密度：p ' Ml'91943kg/m3 (液相視為正規(guī)溶液)L MaXa MbXbp ap b氣相密度：pv' Pm'Mv 0.975kg/m3 (氣相視為理想氣體)RT液相流量Ls'L' Ml'3600 pl'294.39 19.323600 919.431.72 10 3m3/s氣相流量:Vs'V' Mv'3600 Pv164.8723.653600 0.97531.1109m /s（以上溫度的插值計算由MATLA完成，詳細(xì)程序見附表。）液相表面張力的確定:塔頂液相表面張力tD=64

36、.5C,查得:cra =16.81 mN / m , cb =66.60 mN/mD xaba (1 xa)b =17.25 mN / m進(jìn)料板液相表面張力t f=76.58 C , cra =15.43 mN /m , crb =64.42 mN / m(tf xaba (1 xa)b =47.27 mN / m塔底液相表面張力tw=99.78 C, cra=12.82 mN /m , crb =60.04 mN / m(Tw Xa6 (1 Xa)b =59.99 mN/m精餾段平均液相表面張力T精32.26 mN/m2提餾段平均液相表面張力T提°WTf253.63 mN / m液

37、體平均粘度計算lg Umxilg 山塔頂液體粘度：tD =64.51 C , ua =0.3289 mPa s, ub =0.4497 mPa slg Um1Xilg UiU m10.3298 mPa s同理,進(jìn)料板液體um2 =0.3450 mPa s塔底液體 um3 =0.2886 mPa s精餾段平均液相粘度精（忤2 +忤1”2=0.3374 mPa s第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設(shè)計計算4.1塔的有效高度和板間距的初選塔有效高度精餾段有效高度Z精(Npi 1) Ht(23 1) 0.45 9.9m提餾段有效高度Z提(Np21) Ht(8 1) 0.45 3.15m從塔頂開始每隔7塊板開一個

38、人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米所以應(yīng)多加高(0.7-0.45) X 31/7=1mZ=Z 精+Z 提+1.0=9.9+3.15+1.0=14.06m4.2塔徑精餾段欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速口=安全系數(shù)X Umax功能參數(shù)：(竺)pZ °.°°°889 卩94.14 0 01992VSpV 1.158 . 1.179取塔板間距HT=0.45m,板上液層高度h1=0.06m,那么分離空間：HT-h1=0.45-0.06=0.39m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20 0.078，由于C C2o（ 精）0.2 0.08620Umax C2.23m/

39、SY pvu=0.7 umax=0.7 X 2.23=1.56 m/s4Vs 4 1.158D .0.97m n uV3.14 1.56取 D=1.2m塔截面積：At實際空塔氣速:2 2 2D21.21.131m244Vs 1.158uAt1.1311.024 m/s422提餾段功能參數(shù):取塔板間距 那么分離空間:（±）pS'O.O。172 ,919.430.0475VS' pv'1.1109 : 0.975HT=0.45m,板上液層高度h1=0.06m,HT-h 仁0.45-0.06=0.39m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C201 0.085，由于C' C2

40、o'(0提 0.220） °.104Umax' C'也二 v. 3.19m/sPv4 1.1109u' =0.7 umax'=0.7 X 3.19=2.23 m/s0.797mD4Vs'X n u' V3.14 2.23圓整?。篋'=0.8m < D 所以其D'=D=1.2m塔截面積:A't空塔氣速：u'D4V'sA't221.21.131m4111090.982 m/s1.131第五節(jié)板式塔的結(jié)構(gòu)5.1塔的總體結(jié)構(gòu)板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔（手孔）、

41、基座、除沫器等 附屬裝置。5.2總塔高度塔頂空間HD取 HD=1.6 HT =0.72m 加一人孔 0.6 米,共為 1.32m塔底空間塔底儲液高度依停留5min而定LSAt0.00172 5 601.1310.456 m取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開一個直徑為0.6米的人孔Hw 整體塔高H Z Hw H D 14.061.4561.3216.836m人孔數(shù)塔頂和塔底各設(shè)1人孔，中間每7塊塔板設(shè)1人孔，總計6個人孔。5.3塔板結(jié)構(gòu)溢流裝置單溢流在塔徑小于2.2m的塔中廣泛使用，本設(shè)計中的塔徑為1.2m，所以選用單溢流弓形管降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。5.3.1.1 堰長

42、 l w取堰長 lw= 0.66D=0.792m531.2 出口堰高h(yuǎn)whw= hL h ow其中hlowLh 3600 0.0008892 Lh 3 匸33.2004 m /h ,2.84 E1000近似取E= 1Lh' 360030.001726.192m /h得 how=0.00721m , how = 0.0112m hw取 0.05m h w'取 0.05m 實際 hL hw how 0.050.00721hL' hw' howow0.050.01120.0612m0.0572 m弓形降液管寬度W和面積A屯0.66 查圖知：DA/At=0.072 W

43、d/D=0.13精餾段：2Af0.072 1.1310.08143 mWd 0.13 1.2 0.156m驗算液體在降液管內(nèi)停留時間Af Ht9LS停留時間提餾段：°.°8143 °4541.2s 5s0.000889>5s故降液管尺寸可用。20.072 1.1310.08143mAfWd'0.13 1.20.156mLS'0.001729Af Ht0.08143 0.45停留時間>5s故降液管尺寸可用21.3s 5s降液管底隙高度hoho=hw-0.006=0.05-0.006=0.044m > 0.025m故降液管底隙高度設(shè)計

44、合理選用凹形受液盤，深度取0.06m塔板布置及篩孔數(shù)目與排列 塔板的分塊D> 800mm故塔板采用分塊，查表塔板分為 3塊邊緣區(qū)寬度確定取Ws Ws' 0.07m, Wc 0.05 m 開孔區(qū)面積Aa計算冗 1 XAa = 2xvr2- x2 + 花02sin7r=D/2-Wcx=D/2-W d-WZ精餾段:2x=0.6-(0.156+0.07)=0.374m, r=0.6-0.05=0.55m , Aa =0.754 m提餾段：2 x=0.6-(0.156+0.07)=0.374m, r=0.6-0.05=0.55m, Aa' =0.754 m篩孔計算及其排列物系無腐蝕

45、性，選用S =3mn碳鋼板，取篩孔直徑 d0 5mm。3d。篩孔按正三角形排列（如右圖所示），取孔中心距t為t開孔率為 © =0.907（主）2 0.907（ 0.005）2 10.1%t0.015精餾段：篩孔數(shù)目：n 1.1525Aa1.155 02754 3870 個t0.015氣體通過閥孔的氣速：u0Vs1.1580.101 0.75415.21m/ s提餾段篩孔數(shù)目n為n1.155Aat21.155 0.75420.01523870個U0VsJ瓦1.11090.101 0.75414.58m/ s5.4.篩板的力學(xué)檢驗塔板壓降干板阻力九計算由 d。/ S =1.67 查圖得

46、C0 =0.772因為開孔率© <15%所以：精餾段 hc= 0.051 (p v/ p i)X( uo/c o) 2=0.051 X (1.179/794.14) X( 15.21/0.772)2=0.0294m 液柱提餾段 hc= 0.051 (p v' / p l ')X( uo' /Co) 2=0.051 X (0.975/919.43) x( 17.68/0.772)氣體通過液層的阻力hl計算2=0.0193m 液柱精餾段：Ua=VS/(AT-2Af)=1.179/(1.131-2x 0.08143)=1.218m/sF° =Ua .

47、 p v =1.32 查表得 B =0. 61mhl=B (h w+how)=0.61 x 0.0572=0.0349m (液柱)提餾段Ua' =V /(At' -2Af' )=1.1109/(1.131-2x 0.08143)=1.147m/sFo ' =* pv' =1.13 查表得 B' =0.64hl' =B '(h W' +hOW')=0.64 x0.0611=0.0392m (液柱)541.3液體表面張力的阻力h。計算精餾段hff =4c精p l gd o4 32.26 10794.14 9.81 0.

48、0050.00331m 液柱提餾段h4 53.63 10(TpLgd。919.43 9.81 0.0050.00476m 液柱氣體通過每層塔板的壓降 P=p ghhp hc hi hff精餾段hp =0.0294+0.0349+0.00331=0.0676m 液柱 P 精=p?精 ghp=794.14 X 9.81 X 0.0677=527Pa提餾段h p' =0.0193+0.0392+0.00476=0.0634m 液柱 P 提=p?提 ghp=919.43 X 9.81 X 0.0634=571Pa全塔平均每塊塔板上的壓降： P= (22XAP 精+9XAP 提)/3仁540Pa

49、=0.54kPa<0.7kPa所以單板壓降符合要求。液面落差對于D 1.6m的篩板，液面落差可以忽略不計。液沫夾帶5.7 10 6Ua(Ht hf)3.2 (kg 液/kg 氣)0.01450.00943精餾段:hf2.5hL 2.5 0.0572 0.1435.7 10 61.21832ev3()32.26 10 3 0.45 0.143 提餾段：hf' 2.5hL' 2.5 0.06120.153,5.7 10 6 (1.147)3.253.63 10 3 (0.45 0.153)本設(shè)計液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內(nèi),符合要求.544漏液篩板塔,漏液點氣

50、速Uo,min = 44CO(O.。0560.13hL ha)p L / pV帶入數(shù)據(jù)得：精餾段8.7 m/suo,min4.4 0.772j(0.0056 0.13 0.0572 0.00331) 794.14/1.179穩(wěn)定系數(shù) K=i0/u°,min=15.2/8.7=1.75提餾段9.7 m/su'0,min4.4 0.772(0.0056 0.13 0.0612 0.00476) 919.43/0.975穩(wěn)定系數(shù) K=u)' /u 0,min' =14.6/9.7=1.51穩(wěn)定系數(shù)均在1.52之間，符合要求，無明顯液漏。液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管

51、內(nèi)液層咼Hdw©( Ht hw)對于設(shè)計中的甲醇-水體系 由于板上不設(shè)進(jìn)口堰 精餾段LShd 0.153( S-)20.153lwh0H dhphLhd0.072提餾段LShd' 0.153( S1-)20.153lwh0Hd' hp' hL' hd 0.072所以不會發(fā)生液泛現(xiàn)象© =0.5, H d < 0.5(0.000889)2(0.7920.044)0.0352 0.00010.001722( )20.792 0.0440.0402 0.00037(0.45 0.05) =0.25m0.0001 m 液柱0.107m0.25m

52、0.000370.113m0.25m5.5.塔板負(fù)荷性能圖漏液線由 U0,min = 4.4C0 (O.。0560. 13h l ha)p L / pVVS,minu0,min-AhLhwhowhow22.84Lh ?E 1000lw得:精餾段：Vs,minp/CoAo (0.00560.13 h竺E 土w11000 lwh Jp L / P V4.4 0.772O.。762。.。056 go.。5 13600LS0.7922/3)0.00331794.14/1.179Io/o得 Vs, min = s5.9207提餾段：V's, min4.4C0A0' (0.00560.13 hw'2/32.84 Lh' E h1000lwha ')p l' /p