甲醇-水篩板精餾分離

.①由y=與甲醇—水在不同溫度下的汽—液平衡組成表3-2甲醇-水的氣液平衡組成溫度液相氣相α溫度液相氣相α92.90.05310.28347.0581.60.20830.62736.490.30.07670.40018.0380.20.23190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33330.69184.4983.20.16740.55866.2976.20.35130.73475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.30.59370.81833.0866.90.87410.91941.64700.68490.84922.59==4.83得到相平衡方程y=因為泡點進(jìn)料,所以q=1且q點過相平衡線則=0.645==0.94取操作回流比精餾塔的氣液相負(fù)荷操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程逐板計算法求理論板數(shù)因為塔頂為全凝器通過相平衡方程求再通過精餾段操作線方程,如此反復(fù)得=0.99947=0.9749=0.9818=0.9179=0.9446=0.7793=0.8541=0.5482=0.7032=0.3291=0.5603=0.2087<0.273當(dāng)<后,改用相平衡方程與提餾段操作方程計算.如此反復(fù)得=0.3995=0.1211=0.2308=0.0585=0.1101=0.025=0.0455=0.1474=0.02578=5.45×10-3=7.88×10-3=1.64×10-3<0.002818可得到進(jìn)料板位置總理論板數(shù)<包括再沸器>實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)：提餾段實際板層數(shù)：〔不包括再沸器〕3.3精餾塔工藝條件與有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算操作壓力計算塔頂操作壓力每層塔板壓力降P=0.7KPa進(jìn)料板壓力塔底壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力操作溫度計算〔內(nèi)插法得〕根據(jù)甲醇-水的氣-液平衡組成表,再通過內(nèi)插法得：塔頂溫度進(jìn)料板溫度塔釜溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由通過相平衡方程求得進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算通過逐板計算得進(jìn)料板,再通過相平衡方程得塔釜平均摩爾質(zhì)量的計算由查平衡曲線得精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量平均密度計算.1氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算即精餾段提餾段.2液相平均密度計算液相平均密度按下式計算即表3-3甲醇和水的相關(guān)物性參數(shù)5060708090100760751743734725716988.1983.2977.8971.8965.3958.40.3500.3620.2770.2510.2250.4790.4140.3620.3210.28818.7617.8216.9115.8214.8966.264.362.660.758.8塔頂液相平均密度的計算由查手冊得甲=747.168Kg/m水=980.613Kg/m進(jìn)料板液相平均密度計算由tF=78.3℃查手冊得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率提餾段液相平均密度計算由查手冊得精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度液體平均表面X力的計算液相平均表面X力依下式計算即塔頂液相平均表面X力的計算由查手冊得進(jìn)料板液相平均表面X力的計算由查手冊得塔釜液相平均表面X力的計算由查手冊得精餾段液相平均表面X力為提餾段液相平均表面X力為液體平均粘度計算液相平均粘度以下式計算,即塔頂液相平均粘度計算由查手冊得進(jìn)料板液相平均粘度計算由查手冊得s由查手冊得精餾段液相平均黏度為:提餾段液相平均黏度為:3.4精餾塔的塔體工藝尺寸的計算塔徑的計算精餾段的氣液相體積流率為提餾段的氣液相體積流率為精餾段式中C由求取,可通過查圖〔化工原理下冊P129頁〕篩板塔的泛點關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo),功能參數(shù)取板間距HT=0.35m查篩板塔的的泛點關(guān)聯(lián)圖圖3.1篩板塔的泛點關(guān)聯(lián)圖得到最大空塔氣速取安全系數(shù)為0.8,則空塔氣速按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后表3-4不同塔徑的板間距參考數(shù)據(jù)塔徑D/mm800~12001400~24002600~6600板間距/mm300、350、400、450、500400、450、550、600、650、700450、500、550、600、650、700、750、800塔截面積為實際空塔氣速<安全系數(shù)在允許X圍內(nèi),符合設(shè)計要求>提餾段同理查閱篩板塔泛點關(guān)聯(lián)圖取板間距查表得同上取安全系數(shù)0.8圓整取同上實際空塔氣速〔符合安全系數(shù)X圍,設(shè)計合理〕精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為3.5塔板主要工藝尺寸的計算.溢流裝置計算因塔徑,可選用單溢流弓形降液管,采用凹形受液盤⑴堰長?、埔缌餮吒叨扔蛇x用平直堰,堰上液層高度圖3.2液體收縮系數(shù)計算圖取E=1.03查圖得計算得取板上清液高度為⑶弓形降液管寬度和截面積由查圖〔弓形降液管的寬度與面積圖〕圖3.3弓形降液管的寬度與面積圖得所以所以依式計算液體在降液管中的停留時間精餾段：〔故設(shè)計合理〕提餾段：<故設(shè)計合理>⑷降液管底隙高度精餾：提餾：故降液管設(shè)計合理,選用凹形受液盤2、塔板布置⑴塔板的分塊因,故塔板采用分塊式表3-5塔板分塊數(shù)塔徑/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分塊數(shù)3456塔板查表可知分為3塊⑵邊緣區(qū)寬度確定?、情_孔區(qū)面積計算〔故⑷篩孔計算與其排列選用碳鋼板,取篩孔直徑篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為篩孔數(shù)目n為開孔率氣體通過閥孔的氣速精餾段提餾段第四章塔板的流體力學(xué)的驗算4.1塔板壓降⑴干板阻力計算：〔由查干篩孔的流量系數(shù)圖有〕圖4.1干篩孔的流量系數(shù)①②⑵氣體通過液層的阻力與①查資料附表圖3-15充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖,由圖4.2充氣系數(shù)。與Fa的關(guān)聯(lián)圖得=0.59②查資料附表圖4-2充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖,由得⑶液體表面X力的阻力與計算氣體通過每層塔板的液柱高度與計算氣體通過每層塔板的壓降與計算〔設(shè)計允許值〕〔設(shè)計允許值〕4.2液面落差對于篩板塔,液面落差很小,且本方案的塔徑和液流量均不大,故可忽略頁面落差影響。4.3液沫夾帶液沫夾帶量與計算按經(jīng)驗,一般故在本設(shè)計中液沫夾帶量與在允許X圍內(nèi)4.4漏液對篩板塔,漏液氣速〔〕由下式計算①實際孔速穩(wěn)定系數(shù)②實際孔速穩(wěn)定系數(shù)4.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高與應(yīng)服從下式而板上不設(shè)進(jìn)口堰故在本設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象4.6塔板負(fù)荷性能圖漏液線由得同理可得在操作X圍內(nèi),任取幾個值,依上式計算出值,計算結(jié)果列于下表表4-1〔〕,0.00050.00100.00150.0020,0.3400.3490.3570.364,0.3340.3360.3380.340由上表數(shù)字即可作出漏液線①液沫夾帶線以=0.1㎏液/㎏氣為限,求Vs-Ls關(guān)系如下由整理得同理可計算出整理得在操作X圍內(nèi),任取幾個值,依上式計算出值,計算結(jié)果列于下表表4-2Ls〔Ls′〕,0.00050.00100.00150.0020Vs,0.8620.8250.7930.766Vs′,0.8640.8220.7860.754由上表得出液沫夾帶線②液相負(fù)荷下限線對于平直堰,取液上液層高度,作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn),由下式得取E=1,則同理,據(jù)此作出氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限圖③液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下線,由下式得故據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限圖④液泛線令由式中,故在操作X圍內(nèi),任取幾個值,依上式計算出值,計算結(jié)果列于下表4-3〔〕,0.00050.00100.00150.0020,0.8620.8250.7930.766,0.8640.8220.7860.754由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線⑤塔板負(fù)荷性能圖由所算數(shù)據(jù)作出塔板負(fù)荷性能圖如下：圖4.3塔的負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上可以看出,該篩板的操作上線為液泛控制,下限為液相負(fù)荷下限控制。由圖5-1查得故操作彈性為篩板塔工藝計算結(jié)果匯總表5-4篩板塔工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表項目符號單位數(shù)值/形式精餾段提鎦段平均溫度℃71.5488.95平均壓強kPa108.45115.10平均流量氣相平均流量m3/s0.66570.6586液相平均流量m3/s0.0005310.001029平均摩爾質(zhì)量液相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol26.3219.50氣相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol28.9222.04平均密度氣相平均密度kg/m31.0940.8427液相平均密度kg/m3814.8919.48液體平均表面X力mN/m35.9456.05液體平均粘度mPa.s0.33970.3194實際塔板數(shù)N塊910板間距m0.35含有人孔板的板間距m0.7項目符號單位數(shù)值/形式精餾段提鎦段人孔直徑m0.45塔有效高度m7.35塔徑m0.8塔頂高度m1.2進(jìn)料板高度m0.7塔底空間高度m0.88空塔氣速um/s1.3251.313塔板液流形式單流型溢流裝置溢流管形式單溢流降液管形式弓形受液盤形式平行溢流堰形式平直進(jìn)口堰形式不設(shè)堰長m0.48堰高m0.052650.04869溢流堰寬度m0.08管底與受液盤距離m0.013830.02679板上清液層高度m0.06安定區(qū)寬度m0.04項目符號單位數(shù)值/形式精餾段提鎦段邊緣區(qū)寬度m0.03篩板開孔區(qū)面積m20.3703篩孔直徑mm4.5篩孔數(shù)目n個2189孔中心距tmm13.95開孔率%9.44篩孔氣速m/s19.0418.84每層板上開孔面積m20.3703干板阻力m0.03690.0242氣體穿過板上液層的阻力m0.03540.0372克服表面X力的阻力m0.003990.00551總塔板壓強kPa0.076290.0669單板壓強Pa609603.44霧沫夾帶線kg液/kg氣0.079860.0489漏液速度m/s9.43510.55篩板穩(wěn)定系數(shù)2.021.8液體在降液管停留時間s17.2178.884穩(wěn)定系數(shù)2.021.8降液管內(nèi)清液層高度m0.137290.1279項目符號單位數(shù)值/形式精餾段提餾段液相負(fù)荷上限m3/s0.00228550.0022855液相負(fù)荷下限m3/s0.00040940.0004094操作彈性2.143塔板分塊形式3塊冷凝器熱負(fù)荷kJ/s895.35再沸器熱負(fù)荷kJ/s1329.8進(jìn)料管管徑mm24回流管管徑mm65塔底出料口管徑mm29塔頂蒸汽出料管管徑mm206塔釜進(jìn)氣管mm191第五章塔附件的設(shè)計5.1換熱器設(shè)計冷凝器的選擇有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般X圍為500~1500kcal/<㎡.h.℃>本設(shè)計取。出料液溫度：64.6℃〔飽和氣〕→〔飽和液〕64.6℃冷卻水溫度：30℃→40℃逆流操作：傳熱面積：在此溫度下,查化工原理<第三版>附錄得,表5-1冷凝器選擇的相關(guān)參數(shù)設(shè)備型號公稱直徑公稱壓力管程數(shù)管子根數(shù)中心排管數(shù)管程流通面積換熱管長度計算換熱面積25×2.5600mm1.6MPa2232160.0364㎡3000mm52.8㎡再沸器的選擇選用120℃飽和水蒸氣加熱,傳熱系數(shù)取料液溫度：99.6℃→100℃熱流體溫度：120℃→120℃逆流操作：tm′===同上查表知此溫度下表5-2再沸器選擇的相關(guān)參數(shù)設(shè)備型號公稱直徑公稱壓力管程數(shù)管子數(shù)中心排管數(shù)管程流通面積換熱管長度計算換熱面積25×2.5700mm4.00MPa4322210.0253㎡4500mm111.2㎡5.2餾塔接管尺寸的計算接管〔1〕進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多,有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計采用直管進(jìn)料管,管徑計算如下：取表5-3不同溫度下甲醇和水的密度791785998.2995.725℃此溫度下〔〕由<<化工原理設(shè)計手冊>>查表取32×3〔2〕回流管采用直管回流管取同理,查上表取89×4〔3〕塔釜出料管取查上表取38×3〔4〕塔頂蒸氣出料筒直管出氣,取出口氣速查上表取273×8〔5〕塔釜進(jìn)氣管采用直管取氣速查上表取273×8〔6〕法蘭本設(shè)計常壓操作,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)的法蘭。①進(jìn)料管接管法蘭：PN0.2DN25②回流管接管法蘭：PN0.2DN65③塔釜出料管法蘭：PN0.2DN32④塔頂蒸汽管法蘭：PN0.2DN250⑤塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭：PN0.2DN2005.2.2筒體與封頭〔1〕筒體壁厚選6mm,所用材質(zhì)為A3〔2〕封頭封頭本設(shè)計采用橢圓形封頭,由公稱直徑DN=800mm,曲面高度200mm,直邊高度25mm,內(nèi)表面積0.757㎡,容積0.08m,選取風(fēng)同樣DN800×6?！策x自《常用化工單元設(shè)備設(shè)計》附表1〔A〕橢圓封頭尺寸與質(zhì)量〔/T4729-94〕〕除沫器當(dāng)空塔氣速較大帶液現(xiàn)象嚴(yán)重,以與工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下,設(shè)置除沫器,以減少液體夾帶損失,確保氣體純度,保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器,絲網(wǎng)除沫器以與程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器,其具有比面積大、質(zhì)量輕、空隙大與使用方便等優(yōu)點。設(shè)計氣速選?。?系數(shù)=0.107,除沫器直徑：吊柱塔徑D=800mm,可選用吊柱250Kg,S=600mm,L=3150mm,H=900mm,材料用A3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,所用它是塔設(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〔〕,此角螺栓直徑取M30人孔人孔是安裝和檢修人員進(jìn)出塔的惟一通道,人孔的位置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板,由于設(shè)置人孔處塔間距離大且人孔設(shè)備過少會使制造時塔體的彎曲度難于達(dá)到要求塔中共19塊板,設(shè)置4個人孔,第6塊和第7塊板之間設(shè)一塊,第12塊和第13塊板之間設(shè)一塊,每個孔直徑為450mm,人孔處的板間距取700mm,塔頂和塔釜各設(shè)一人孔,裙座上再開2個人孔,直徑為450mm,人孔伸入塔內(nèi)部與塔內(nèi)壁修平,其邊緣倒棱和磨圓,人孔法蘭的密封面與墊片用材與塔的接管法蘭相同。進(jìn)料段進(jìn)料板設(shè)置在第9塊板和第10塊板之間,高度為700mm5.3塔的總體高度設(shè)計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,塔頂部空間高度設(shè)1200mm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,釜液停留時間取5min塔體高度H—塔高,m；—沒人孔處的板間距,m；n—實際塔板數(shù)；—板間距,m；—裙座高度,m；—進(jìn)料板處板間距,m；—人孔數(shù)；—塔底空間高度,m；—塔頂空間高度?？偨Y(jié)本次化工原理課程設(shè)計歷時兩周,是學(xué)習(xí)化工原理以來第一次獨立的工業(yè)設(shè)計?；ぴ碚n程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié),通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則與方法；學(xué)會各種手冊的使用方法與物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核,能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性,還要考慮生產(chǎn)上的安全性和經(jīng)濟(jì)合理性。在短短的兩周里,從開始的一頭霧水,到小組討論,再進(jìn)行整個流程的計算,再到對工業(yè)材料上的選取論證和后期流程圖的繪制等過程的培養(yǎng),我真切感受到了理論與實踐相結(jié)合中的種種困難,也體會到了利用所學(xué)的有限的理論知識去解決實際中各種問題的不易。我們從中也明白了學(xué)無止境的道理,在我們所查找到的很多參考書中,很多的知識是我們從來沒有接觸到的,我們對事物的了解還僅限于皮毛,所學(xué)的知識結(jié)構(gòu)還很不完善,我們對設(shè)計對象的理解還僅限于書本上,對實際當(dāng)中事物的方方面面包括經(jīng)濟(jì)成本方面上考慮的還很不夠。在實際計算過程中,我還發(fā)現(xiàn)由于沒有與時將所得結(jié)果總結(jié),以致在后面的計算中不停地來回翻查數(shù)據(jù),這會浪費了大量時間。由此,我在第五章后與時地列出數(shù)據(jù)表,方便自己計算也方便讀者查找。在一些應(yīng)用問題上,我直接套用了書上的公式或過程,并沒有徹底了解各個公式的出處與用途,對于一些工業(yè)數(shù)據(jù)的選取,也只是根據(jù)X圍自己選擇的,并不一定符合現(xiàn)實應(yīng)用。因此,一些計算數(shù)據(jù)有時并不是十分準(zhǔn)確的,只是擁有一個正確的X圍與趨勢,而并沒有更細(xì)地追究下去,因而可能存在一定的誤差,影響后面具體設(shè)備的選型。如果有更充分的時間,我想可以進(jìn)一步再完善一下的。通過課程設(shè)計,還使我們樹立正確的設(shè)計思想,培養(yǎng)實事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng),加強工程設(shè)計能力的訓(xùn)練和培養(yǎng)嚴(yán)謹(jǐn)XX的科學(xué)作風(fēng)更尤為重要。我還要感謝我的指導(dǎo)老師陶老師對我們的教導(dǎo)與幫助,感謝余露、X姣和李娜的幫助。在整個設(shè)計過程中每個人都盡心盡力的做好,遇到困難時就互相幫助,把一個一個的問題都解決掉。限于我們的水平,設(shè)計中難免有不足和謬誤之處,懇請老師批評指正。致謝本課題在選題與進(jìn)行過程中得到陶老師的悉心指導(dǎo)。論文行文過程中,陶老師多次幫助我分析思路,開拓視角,在我遇到困難想放棄的時候給予我最大的支持和鼓勵。陶老師嚴(yán)謹(jǐn)XX的治學(xué)態(tài)度,踏實堅韌的工作精神,將使我終生受益。再多華麗的言語也顯蒼白。在此,謹(jǐn)向陶老師致以誠摯的謝意和崇高的敬意。感謝這兩周以來,化工與材料學(xué)部教研室所有老師對我們這個小組學(xué)習(xí)上的幫助和生活上的關(guān)懷,正是您們的辛勤工作,才使我得以順利地完成本次課程設(shè)計。感謝余露、X姣和李娜同學(xué),是你們的陪伴讓我度過了最難過的時光；是你們教會了我如何簡單地快樂,是你們讓我懂得溫暖。參考文獻(xiàn)[1]陳敏恒等.化工原理.第二版.化學(xué)工業(yè).1999[2]譚天恩,麥本熙,丁惠華.化工原理<上、下冊>.第二版.：化學(xué)工業(yè)出版社,1998[3]姚玉英.化工原理例題與習(xí)題.第三版.：化學(xué)工業(yè),1998[4]賈紹義,柴誠敬主編.化工原理課程設(shè)計.XX:XX大學(xué),2002[5]李功樣,陳蘭英,X英德主編.常用化工單元設(shè)備設(shè)計.XX:華南理工大學(xué)出版社,2003[6]涂偉萍,陳佩珍,程達(dá)芬主編.化工工程與設(shè)備設(shè)計.:化學(xué)工業(yè)出版社,2000[7]錢頌文主編.換熱器設(shè)計手冊.:化學(xué)工業(yè),2002[8]《化工過程與設(shè)備設(shè)計》.XX：華南工學(xué)院,1986[9]《化工設(shè)計手冊》編輯委員會.化學(xué)工程手冊,第1篇化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)；第8篇傳熱設(shè)備與工業(yè)生產(chǎn).：化學(xué)工業(yè),1986[10]阮奇,葉長,黃詩煌.化工原理優(yōu)化設(shè)計與解題指南.：化學(xué)工業(yè)出版社,2001附錄附錄1符號說明：英文字母Aa塔板的開孔區(qū)面積,m2Af降液管的截面積,m2Ao篩孔區(qū)面積,m2AT塔的截面積m2 △PP氣體通過每層篩板的壓降C負(fù)荷因子,無因次t篩孔的中心距C20表面X力為20mN/m的負(fù)荷因子do篩孔直徑 u′o液體通過降液管底隙的速度D塔徑m Wc邊緣無效區(qū)寬度液沫夾帶量kg液/kg氣 Wd弓形降液管的寬度ET總板效率 Ws破沫區(qū)寬度R回流比Rmin最小回流比M平均摩爾質(zhì)量kg/kmoltm平均溫度℃g重力加速度9.81m/s2 Z板式塔的有效高度Fo篩孔氣相動能因子kg1/2/<s.m1/2>hl進(jìn)口堰與降液管間的水平距離mθ液體在降液管內(nèi)停留時間hc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴粘度hd與液體流過降液管的壓降相當(dāng)液注高度m ρ密度h