甲醇-水精餾塔化工原理課程設(shè)計(jì)

1、-作者xxxx-日期xxxx甲醇-水精餾塔化工原理課程設(shè)計(jì)【精品文檔】南京工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 常壓甲醇水篩板精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 陳獻(xiàn)富 班級(jí)、學(xué)號(hào) 化工070313 指導(dǎo)教師姓名 劉曉勤、王曉東 課程設(shè)計(jì)時(shí)間2010年6月14日-2010年6月25日 課程設(shè)計(jì)成績百分制權(quán)重設(shè)計(jì)說明書、計(jì)算書及設(shè)計(jì)圖紙質(zhì)量，70%獨(dú)立工作能力、綜合能力、設(shè)計(jì)過程表現(xiàn)、設(shè)計(jì)答辯及回答問題情況，30%設(shè)計(jì)最終成績（五級(jí)分制） 指導(dǎo)教師簽字 化學(xué)化工學(xué)院課程名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目 常壓甲醇水篩板精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 周佳佳 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級(jí)學(xué)號(hào) 1001090605 設(shè)計(jì)日期 20

2、10 年 6 月 14 日至 2009 年 6 月 25日設(shè)計(jì)條件及任務(wù)：設(shè)計(jì)體系：甲醇水體系設(shè)計(jì)條件：進(jìn)料量：F= 200 kmol/h進(jìn)料濃度：ZF= （摩爾量分?jǐn)?shù)）進(jìn)料狀態(tài)：q= 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t12；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱，采用3kgf/cm2(表壓)水蒸汽全塔效率：ET = 52%分離要求：XD（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；XW（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11.精餾簡介12.塔設(shè)備簡介13.體系介紹14.設(shè)計(jì)要求1第一節(jié) 概述1精餾操求作對(duì)塔設(shè)備

3、的要求1板式塔類型1篩板塔1浮閥塔1泡罩塔1設(shè)計(jì)單元操作方案簡介1精餾塔的設(shè)計(jì)簡介11.4.1 篩板塔設(shè)計(jì)須知11.4.2 篩板塔的設(shè)計(jì)程序1第二節(jié) 設(shè)計(jì)方案的初步確定1操作條件的確定1操作壓力1進(jìn)料狀態(tài)1加熱方式1冷卻劑與出口溫度1回流比1熱能的利用1確定設(shè)計(jì)方案的原則1操作流程簡圖1第三節(jié) 板式精餾塔的工藝參數(shù)計(jì)算13.1 物料衡算與操作線方程13.2 理論塔板數(shù)的計(jì)算與實(shí)際板數(shù)的確定1理論板數(shù)的計(jì)算1實(shí)際板數(shù)的確定1操作壓強(qiáng)的計(jì)算1操作溫度的計(jì)算1塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計(jì)算1密度及流量1液相表面張力的確定：1液體平均粘度計(jì)算1第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算1塔的有效高度

4、和板間距的初選1塔有效高度14.2 塔徑1第五節(jié) 板式塔的結(jié)構(gòu)15.1 塔的總體結(jié)構(gòu)15.2 總塔高度1塔頂空間HD1塔底空間1整體塔高1人孔數(shù)15.3 塔板結(jié)構(gòu)1溢流裝置1弓形降液管寬度Wd和面積Af1降液管底隙高度1塔板布置及篩孔數(shù)目與排列15.4.篩板的力學(xué)檢驗(yàn)1塔板壓降1液面落差1液沫夾帶1漏液1液泛15.5.塔板負(fù)荷性能圖1漏液線1液沫夾帶線1液相負(fù)荷下限線1液相負(fù)荷上限線1液泛線1操作彈性1第六節(jié) 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總1第七節(jié) 精餾裝置的附屬設(shè)備17.1 管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型1塔頂冷凝器（列管式換熱器）1進(jìn)料預(yù)熱器17.2 再沸器17.3 管件1塔釜?dú)堃撼隽瞎?塔頂回流液管1塔釜再沸器

5、蒸汽進(jìn)口管1塔頂蒸汽進(jìn)冷凝器進(jìn)口管1塔頂冷凝水管1冷凝水泵的選擇1除沫器1裙座1附表11、常壓下甲醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系12、理論塔板數(shù)計(jì)算（MATLAB程序）：13、進(jìn)料、塔頂及塔釜溫度組成的插值計(jì)算（MATLAB程序）14、史密斯關(guān)聯(lián)圖1參考文獻(xiàn)及設(shè)計(jì)手冊(cè)1設(shè)計(jì)感想1感謝1【精品文檔】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(diǎn)不同）來實(shí)現(xiàn)分離目的。以本設(shè)計(jì)所選取的甲醇-水體系為例，加熱甲醇（沸點(diǎn)64.5）和水（沸點(diǎn)10

6、0.0）的混合物時(shí),由于甲醇的沸點(diǎn)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(shí)實(shí)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。

7、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)中精餾的應(yīng)用更為廣泛。本設(shè)計(jì)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(jí)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）

8、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(duì)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。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，因此，設(shè)計(jì)者應(yīng)根據(jù)塔型特點(diǎn)、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(fèi)用等技術(shù)經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)以及設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)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

9、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(jì)的體系為甲醇-水體系。下，甲醇水體系汽液平衡數(shù)據(jù)如下：溫度t()液相組成x氣相組成y溫度t()液相組成x氣相組成y100007596739471916989688866184651182651178注：x、y分別為氣液兩相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)4.設(shè)計(jì)要求設(shè)計(jì)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t12；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱全塔效率ET

10、= 52%分離要求： XD（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；XW（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）； R/Rmin =1.6 。第一節(jié) 概述精餾操求作對(duì)塔設(shè)備的要求工業(yè)上對(duì)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）氣流的摩擦阻力小；（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。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（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。篩板塔篩板塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)持

11、點(diǎn)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1025mm)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(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)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(diǎn)：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(jià)可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。但其缺點(diǎn)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(jì)和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生

12、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(jì)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(duì)于甲醇-水體系，本設(shè)計(jì)選用篩板塔。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(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動(dòng)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(dòng)，自行調(diào)節(jié)。浮閥的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性大，分離效率高，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單。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(diǎn)是操作彈性較大，液氣比范

13、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(jià)高、安裝維修不方便，氣相壓降較大。現(xiàn)雖已為新型塔板取代，但鑒于其某些優(yōu)點(diǎn)，仍有使用。設(shè)計(jì)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(diǎn)，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(diǎn)，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(shí)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

14、全凝器為主，以便準(zhǔn)確控制回流比。本設(shè)計(jì)中采用全凝器。1.4精餾塔的設(shè)計(jì)簡介 篩板塔設(shè)計(jì)須知（1）篩板塔設(shè)計(jì)是在有關(guān)工藝計(jì)算已完成的基礎(chǔ)上進(jìn)行的。對(duì)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(jì)，并可將該設(shè)計(jì)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(jì)；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(jì)。這樣計(jì)算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)。 （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/d0可能有差異。對(duì)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(shí)才考慮

15、采用不同塔徑，即異徑塔。 篩板塔的設(shè)計(jì)程序 確定設(shè)計(jì)方案； 平衡級(jí)計(jì)算和理論塔板的確定； 塔板的選擇； 實(shí)際板數(shù)的確定； 塔體流體力學(xué)計(jì)算； 管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型； 撰寫設(shè)計(jì)說明書和繪圖。第二節(jié) 設(shè)計(jì)方案的初步確定操作條件的確定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(huì)增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費(fèi)用增加；壓力增加，組分間的相對(duì)揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費(fèi)用或設(shè)備費(fèi)用增加。因此如果在常壓下操作時(shí)，塔頂蒸汽蒸汽時(shí)，應(yīng)對(duì)低

16、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(fèi)用的增加，可以使用加壓操作。 真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)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(fèi)用增加。綜合考慮以上因素本設(shè)計(jì)采用常壓精餾。2.1.2進(jìn)料狀態(tài)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

17、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，選擇泡點(diǎn)進(jìn)料，q1。2.1.3加熱方式精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)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(jì)應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度130）間接水蒸汽加熱。2.1.4冷卻劑與出口溫度本設(shè)計(jì)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12），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(jì)的冷卻

18、水出口溫度選為：302.1.5回流比選擇回流比主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用最低。實(shí)際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時(shí)應(yīng)考慮，隨R選值的增大，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(fèi)用增大。若R值過大，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(fèi)用與回流比之間的關(guān)系如右圖所示。總費(fèi)用最低點(diǎn)對(duì)應(yīng)的R值稱為最佳回流比。設(shè)計(jì)時(shí)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）Rmin。本設(shè)計(jì)綜合min。2.1.6熱能的利用精餾過程的熱效率很低

19、，進(jìn)入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。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(shí)，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(shí)，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(jì)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?dú)堃簻囟容^高，可用于進(jìn)料的預(yù)熱。確定設(shè)計(jì)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

20、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，具體考慮以下幾點(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(jì)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(fèi)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?；亓鞅葘?duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有很大的影響，

21、因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用有影響，減少冷卻水用量，操作費(fèi)用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)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。操作流程簡圖第三節(jié) 板式精餾塔的工藝參數(shù)計(jì)算3.1 物料衡算與操作線方程物料衡算已知進(jìn)料量F200kmol/h，進(jìn)料組成XF0.35（摩爾分率），進(jìn)料q1.08設(shè)計(jì)要求：XD（質(zhì)量分率）（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

22、摩爾分率XDXw衡算方程 ： 3.1.2 q線方程因?yàn)閄F0.35 q1q線方程為：x0.35讀圖可知平衡線和q線交點(diǎn)為:xe325，ye=0.699Rmin和R的確定min×=1.3393精餾段操作線方程精餾段操作線方程： 精餾段和提餾段氣液流量Dkmol/h R1.3393精餾段：LRDkmol/h V（R1）D1kmol/h提餾段：LLqF+200=294.39kmol/h VV（1q）FV1kmol/h提餾段操作線方程提餾段操作線方程：3.2 理論塔板數(shù)的計(jì)算與實(shí)際板數(shù)的確定理論板數(shù)的計(jì)算由于塔釜?dú)堃旱臐舛容^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(jì)采用逐

23、板計(jì)算的方法求解。（1）精餾段理論板數(shù)由上而下逐板計(jì)算，自x0i首次越過xf=0.2325時(shí)為止。x0=0.9911,y1x1=,y1x1=,y2=x2=,y2=x2=,y3=x3=,y3=x3=,y4=x4=,y4=x4=,y5=精餾段操作線方程平衡關(guān)系x5=,y5=x5=,y6=x6=,y6=x6=,y7=x7=,y7=x7=,y8=x8=,y8=x8=,y9=x9=,y9=x9=,y10=x10=,y10=x10=,y11=x11=,y11=因x11<xf,故第11塊為加料板，精餾段共有10塊理論版。（1）提餾段理論板數(shù)由上而下逐板計(jì)算，自x11i首次越過xw=0.0011時(shí)為止。

24、x11=,y12=x12=,y12=x12=,y13=提餾段操作線方程平衡關(guān)系x13=,y13=x13=,y14=x14=,y14=x14=,y15=x15=,y15=x15=,y16=x16=,y16=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）/(x15-x16)-1=3.68 塊（不含塔釜）總理論板數(shù)=1=14.68 塊（不含塔釜）（理論板數(shù)計(jì)算由MATLAB完成，詳細(xì)程序見附表）實(shí)際板數(shù)的確定平均相對(duì)揮發(fā)度=5.5 平均黏度為L=0.33mPa·s由奧肯奈爾（Oconnell）關(guān)聯(lián)圖的ETN精=11/0.4

25、9=23塊N提=3.68=8塊NPN精+N提23+8=31塊實(shí)際塔板數(shù)為31塊操作壓強(qiáng)的計(jì)算本設(shè)計(jì)采用常壓精餾根據(jù)設(shè)計(jì)要求，相關(guān)計(jì)算如下：塔頂壓力P頂=101.3+4=105.3kPa 單板壓降P=進(jìn)料板壓力pF×塔底壓力pw×31=127.0kPa精餾段平均壓力pmkPa提餾段平均壓力pm' =(120.7+127.0)/2=123.9kPa操作溫度的計(jì)算通過“t-x-y”數(shù)據(jù)進(jìn)行插值計(jì)算得：泡點(diǎn)進(jìn)料：xF0.35 進(jìn)料板溫度tF=76.58塔頂溫度：tD1塔底溫度：tW=99.78精餾段平均溫度tm=(1)/2=70.55提餾段平均溫度tm'=(99.7

26、8+76.58)/2=88.18（以上溫度的插值計(jì)算由MATLAB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()液相組成x氣相組成y溫度t()液相組成x氣相組成y100007596739471916989688866184651182651178塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計(jì)算.1密度及流量設(shè)甲醇為a，水為b甲醇分子量為：kg/kmol 水的分子量為：18.01 kg/kmol （1）精餾段精餾段平均溫度70.55由t-x-y數(shù)據(jù)插值計(jì)算得：xa0.6348，ya0.8407查表得：kg/m3，kg/m3液相平均分子量：Ml=xaMa+(1-xa) Mb=26

27、.92 kg/kmol氣相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb=29.81kg/kmol液相密度： （液相視為正規(guī)溶液）氣相密度：（氣相視為理想氣體）液相流量：氣相流量：（2）提餾段提餾段平均溫度：88.18由t-x-y數(shù)據(jù)插值計(jì)算得：xa，ya查表得：=727.01，=96液相平均分子量：Ml=xaMa+(1-xa) Mb=19.32kg/kmol氣相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb= 23.65kg/kmol液相密度： （液相視為正規(guī)溶液）氣相密度：（氣相視為理想氣體）液相流量： 氣相流量： （以上溫度的插值計(jì)算由MATLAB完成，詳細(xì)程序見附表。）.2液相表面

28、張力的確定：塔頂液相表面張力1,查得：=1, =17.25 進(jìn)料板液相表面張力tF=, =15.43, =64.42=塔底液相表面張力tw=99.78，=12.82，=60.04=精餾段平均液相表面張力提餾段平均液相表面張力.3液體平均粘度計(jì)算塔頂液體粘度:1,289,97同理,進(jìn)料板液體450塔底液體=0.2886精餾段平均液相粘度(+74提餾段平均液相粘度(+168第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算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 提餾段有效高度從塔頂開始每隔7塊板開一個(gè)人孔，其直徑為,開人孔的兩塊板間距取所以應(yīng)多加高(0.7-0.45)×31/7=1mZ=Z精+

29、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 u安全系數(shù)×umax 功能參數(shù)：取塔板間距=，板上液層高度h1，那么分離空間：-h169m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于m/s×36取 D=1.2m塔截面積：實(shí)際空塔氣速：提餾段功能參數(shù)：取塔板間距=，板上液層高度h1，那么分離空間：m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于u×3.19=3圓整?。?D' < D所以其D'm塔截面積：空塔氣速：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）、基座、除沫器等附屬裝置。

30、5.2 總塔高度塔頂空間HD取HD=加一人孔,共為塔底空間塔底儲(chǔ)液高度依停留5min而定m取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開一個(gè)直徑為的人孔1+0.456=1.456m整體塔高人孔數(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(jì)6個(gè)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(jì)中的塔徑為m，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。堰長lw取堰長lw0.66D=0.792m.2出口堰高h(yuǎn)whwhLhow 其中 近似取E1，得how721m ，how12m hw5m hw'取實(shí)際弓形降液管寬度Wd和面積Af 查圖知:Af/AT7

31、2 Wd3 精餾段： 驗(yàn)算液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間停留時(shí)間>5s 故降液管尺寸可用。提餾段：停留時(shí)間>5s 故降液管尺寸可用。降液管底隙高度h0=hw-0.006=0.05-0.006=0.044m > 0.025m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度取塔板布置及篩孔數(shù)目與排列.1塔板的分塊D800mm，故塔板采用分塊，查表塔板分為3塊。.2邊緣區(qū)寬度確定取m.3開孔區(qū)面積計(jì)算Aa=2xr2-x2+180r2sin-1xr r=D/2-Wc x=D/2-Wd-Ws精餾段：x=0.6-(56)=0.374m，r=0.6-0.05=0.55m，=0.754提餾段：x=0.

32、656+0.07)=0.374m, r=0.6-0.05=0.55m ，=0.754篩孔計(jì)算及其排列物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑 。篩孔按正三角形排列(如右圖所示)，取孔中心距t為開孔率為精餾段：篩孔數(shù)目：個(gè)氣體通過閥孔的氣速:提餾段 篩孔數(shù)目n為個(gè).篩板的力學(xué)檢驗(yàn).1塔板壓降5.4.干板阻力計(jì)算由/=1.67查圖得72因?yàn)殚_孔率<15%，所以：精餾段（v/l）×（uo/co）2×(79/)×(172)294m液柱提餾段（v/l）×（uo/co）2=0.051×(/)×(72)=0.0193m液柱.2氣體通過液層

33、的阻力hl計(jì)算精餾段:ua=Vs/(AT-2Af)=/(8143)=1.218m/s =ua=1.32查表得=0.61hl=(hw+how)=0.617249m（液柱）提餾段ua=Vs/(AT-2Af)=/(-2×8143)=1.147m/s =ua=1.13 查表得=0.64hl='(h+h')=0.6411392m（液柱）液體表面張力的阻力計(jì)算精餾段=液柱提餾段=液柱氣體通過每層塔板的壓降P=gh 精餾段29434931676m液柱P精=精ghp××677=527Pa提餾段P提=提ghp××634=571Pa全塔平均每塊塔板

34、上的壓降：P=（22×P精+9×P提）/31=540Pa=0.54所以單板壓降符合要求。5.液面落差對(duì)于D的篩板，液面落差可以忽略不計(jì)。.3液沫夾帶(kg液/kg氣)精餾段: 提餾段:, 本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內(nèi),符合要求. .4漏液篩板塔,漏液點(diǎn)氣速=帶入數(shù)據(jù)得：精餾段m/s穩(wěn)定系數(shù)K=u0/uo,min=1/8.7=1.75提餾段m/s穩(wěn)定系數(shù)K=u0/u0,min=1穩(wěn)定系數(shù)均在1.52之間，符合要求，無明顯液漏。.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd()對(duì)于設(shè)計(jì)中的甲醇-水體系=0.5, Hd=由于板上不設(shè)進(jìn)口堰精餾段m液柱提餾段所

35、以不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象.塔板負(fù)荷性能圖.1漏液線由= 得：精餾段：=得=提餾段：得=.2液沫夾帶線以kg液/kg氣為限求-關(guān)系：由精餾段：， 整理得提餾段：， 整理得.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平流堰，取堰上液層高度how=作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式計(jì)算:精餾段 提餾段 液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留的下限，得：精餾段： 提餾段：.5液泛線Hd=()由，得其中帶入數(shù)據(jù)精餾段 提餾段所以精餾段提餾段.6操作彈性由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。精餾段：根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線圖中（1）線為漏液線，（2）線為霧沫夾帶線，（3）線為液相下

36、限線，（4）線為液相上限線，（5）為液泛線，A點(diǎn)為操作點(diǎn)，所在線為操作線由圖，故精餾段操作彈性為/=提餾段：根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線圖中（1）線為漏液線，（2）線為霧沫夾帶線，（3）線為液相下限線，（4）線為液相上限線，（5）為液泛線，A點(diǎn)為操作點(diǎn)，所在線為操作線由圖，故提餾段操作彈性為/=4精餾段提餾段操作彈性均大于3小于5,符合要求。第六節(jié) 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果及符號(hào)匯總表參數(shù)符號(hào)參數(shù)名稱精餾段提餾段T m ()平均溫度P m (kpa)平均壓力M Lm(kg/kmol)液相平均摩爾質(zhì)M Vm(g/kmol)氣相平均摩爾質(zhì)量lm (kg

37、/m3)液相平均密度vm (kg/ m3)氣相平均密度m (mN/m)液體平均表面張力m (mPa·s)液體平均粘度74168Vs(m3/s)氣相流量Ls (m3/s)液相流量889172N實(shí)際塔板數(shù)229Z( m)有效段高度D(m)塔徑1.2H T(m)板間距 (m)板厚溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l(wèi) W (m)堰長0.7920.792h W (m)堰高h(yuǎn)l (m)板上液層高度20572h OW (m)堰上液層高度72072h O (m)降液管底隙高度4444W d (m)降液管寬度5656W s (m)安定區(qū)寬度W c (m)邊緣區(qū)高度Aa (m2)有效傳

38、質(zhì)面積0.7540.754A T (m2)塔橫截面積A f (m2)降液區(qū)面積81438143A O(m2)篩孔面積762762d O(m)篩孔直徑T(m)孔中心距N篩孔數(shù)目38703870(%)開孔率u(m/s)空塔氣速20.982安全系數(shù)u O(m/s)篩孔氣速K穩(wěn)定系數(shù)51.51H c(m液柱)干板阻力294193H l(m液柱)液體有效阻力Hl349392H(m液柱)液體表面張力阻力331476H p(m液柱)總阻力0.06760.0634P(Pa)每層塔板壓降527571 (s)停留時(shí)間ev (kg液/kg干氣)液沫夾帶量943液泛合格合格漏液合格合格E液流收縮系數(shù)C O孔流系數(shù)液層

39、充氣系數(shù)0.610.64相對(duì)泡沫密度第七節(jié) 精餾裝置的附屬設(shè)備7.1 管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型7.1.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式，換熱器水平放置。7估計(jì)換熱面積甲醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)tD=1冷凝蒸汽量：11,所以可以忽略水的冷凝熱,r=1100.92KJ/kg 冷凝水始溫為12，取冷凝器出口水溫為38，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如下（kg/m3）Cp(KJ/k.)Pa·s(w/(m.)水999×10-50.6078a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計(jì)表”取K=1000W/(m2.) 傳熱面積的估計(jì)值為：

40、15;=m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=/s采用四管程換熱器管數(shù)：個(gè)管長：取管心距殼體直徑取800mm折流板：采用弓形折流板取折流板間距B=200mm由上面計(jì)算數(shù)據(jù)，選型如下：公稱直徑D/mm800管子尺寸/mm25公稱壓力 PN/（MPa）管子長l/m3管程數(shù)Np4管數(shù)n/根188殼程數(shù)Ns1管心距t/mm管子排列正三角排列核算管程、殼程的流速及Re:（一）管程流通截面積：管內(nèi)水的流速（二）殼程流通截面積： 取=15殼內(nèi)流體流速 <15m/s流速符合要求。當(dāng)量直徑 7計(jì)算流體阻力管程流體阻力設(shè)管壁粗糙度為，則/d=0.005, 符合一般要求殼程流體阻力 Re=937>500

41、，故擋板數(shù) 塊 代入得 取污垢校正系數(shù)FP0=1934+5157*1.0*1=7091Pa<10kPa 符合一般要求。故管殼程壓力損失均符合要求7計(jì)算傳熱系數(shù)管程對(duì)流給熱系數(shù)Re>10000Pr=Cpc=4.19*103*90.27*10-50.5887=6.42 =0.023= W/(m2·)殼程對(duì)流有相變，給熱系數(shù)較大，在計(jì)算熱阻時(shí)，殼程對(duì)流熱阻可不計(jì)。計(jì)算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面積為基準(zhǔn) 則K=W/(m2.)計(jì)算傳熱面積 A=m2所選換熱器實(shí)際面積為A=n=m2裕度所選換熱器合適7進(jìn)料預(yù)熱器查表Cp甲醇=2.48 k

42、J/(kgK) Cp水=4.183 kJ/(kgK)摩爾分?jǐn)?shù) xF=0.35根據(jù)上式可知：Cpc=2.48×0.35+4.138×0.65=3.56kJ/(kgK)設(shè)加熱原料溫度由20到 考慮到5%的熱損失后在熱量利用中，本設(shè)計(jì)方案提出用塔釜?dú)堃侯A(yù)熱進(jìn)料。xw=0.0011,tw=99.78近似為純水來計(jì)算：Gw=W×設(shè)溫度由99.78降到80：因而，盡依靠塔釜?dú)堃翰蛔阋蕴峁┻M(jìn)料預(yù)熱所需的熱量。設(shè)使用塔釜?dú)堃合葘⑦M(jìn)料y由20預(yù)熱至t1t1<Qw/(GCpc×3.56)+20=考慮到熱損失，故可利用塔釜?dú)堃簩⑦M(jìn)料由20先預(yù)熱至30，然后采用壓強(qiáng)為Pa

43、的飽和水蒸汽加熱，溫度為，冷凝溫度至1，采用逆流加熱。查得:1時(shí)，飽和水蒸氣h=2737.6kJ/kg, v=0.4622m3/kg；飽和水h=kJ/kg蒸汽用量為：Gv=Q'hv-hl=2112737.6-604.7=0.099kg/s=356.1kg/h vv=Gvv=0.099*0.4622=0.0458m3/s=164m3/h選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(m2K)計(jì)算傳熱面積：取安全系數(shù)為0.8 A實(shí)際=3.0/0.8=m2 7.2 再沸器計(jì)算熱負(fù)荷：考慮到5%的熱損失后 選用0.4MPa飽和水蒸氣加熱，蒸汽用量為：Gv=Q'hv-hl=35332737.6-604.7

44、=1.656kg/s=5963.1kg/h vv=Gvv=1.656*0.4622=0.765m3/s=2755.45m3/h 因兩側(cè)均為恒溫相變 取傳熱系數(shù)K=1000W/（m2.K）估算傳熱面積取安全系數(shù)0.8，實(shí)際傳熱面積A=/0.8=m27.3 管件7塔釜?dú)堃撼隽瞎芩獨(dú)堃旱捏w積流量：Vsw=WMww=129.52*18958=2.43m3h=6.76*10-4m3/s 取適宜的輸送速度uw=/s則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：38mm實(shí)際管內(nèi)流速：7塔頂回流液管回流液體積流量利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：60mm3.0mm實(shí)際管內(nèi)流速：7

45、.3.4塔釜再沸器蒸汽進(jìn)口管vv=0.765m3/s 設(shè)蒸汽流速為10m/s,經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：377mm15mm實(shí)際管內(nèi)流速：7.3.5塔頂蒸汽進(jìn)冷凝器進(jìn)口管V=1.24設(shè)蒸汽流速為10m/s,經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：450mm15mm實(shí)際管內(nèi)流速：7.3.6塔頂冷凝水管深井水溫度為12，水的物性數(shù)據(jù)：=/m33×10-3Pa·s, Cp=4.129kJ/(kg·K) 深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s管徑選取 108×4mm熱軋無縫鋼管實(shí)際流速為7.4冷凝水泵的選擇雷諾數(shù)取=0.01，,查圖摩擦系數(shù)175各管件及閥門阻力系數(shù)如下:名

46、稱水管入口進(jìn)口閥900彎頭×4半開型球閥60.75×4設(shè)管長為50米,hf=ld+u22=0.0175×500.1+0.5+6+0.75×4+9.51.8722=48.52m2/s2揚(yáng)程 取20m 流量選擇IS100-80-160型離心泵,參數(shù)為流量V=100,揚(yáng)程,H=32m轉(zhuǎn)速泵效率,=78%軸功率Na=kW7.5除沫器當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及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)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表

47、面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。7.6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?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：Dbi=(1200+2××103=832mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：Dbo=(1200+2×16)+×103=1632mm圓整：Dbi=1000mm, Dbo=1800mm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。附表1、常壓下甲醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系溫度t()液相組成x氣相組成y

48、溫度t()液相組成x氣相組成y1000075967394719169896888661846511826511782、理論塔板數(shù)計(jì)算（MATLAB程序）：function DistStagesCalclear allclcglobal sp xd xw;xi=0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.1 0.15 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 0.95 1;yi=0 0.134 0.23 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.87 0.915 0.958 0.979 1;sp=sp

49、line(yi,xi);xf=0.35;xd=0.9911;xw=0.0011;n=1;b(n)=xd;a(n)=fnval(sp,b(n);while a(n)>xf b(n+1)=func1(a(n); a(n+1)=fnval(sp,b(n+1); n=n+1;endm(1)=(a(n-1)-xf)/(a(n-1)-a(n);N(1)=n-1+m(1);while a(n)>xw b(n+1)=func2(a(n); a(n+1)=fnval(sp,b(n+1); n=n+1;endm(2)=(a(n-1)-xw)/(a(n-1)-a(n);N(3)=n-1+m(2);N(2

50、)=N(3)-N(1);disp('計(jì)算結(jié)果')disp(sprintf('n精餾段理論塔板數(shù)為：%d%sn',N(1),'(塊)')disp(sprintf('n提餾段理論塔板數(shù)為：%d%sn',N(2),'(塊)')disp(sprintf('n共需理論塔板數(shù)為：%d%sn',N(3),'(塊)')disp('由上往下，各塔板上的液相組成：')adisp('由上往下，各塔板上的氣相組成：')b%=function f=func1(x)*x+0.4237;function f=func2(x)*x-0.0