甲醇水溶液连续精馏塔设计Word下载.docx
《甲醇水溶液连续精馏塔设计Word下载.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《甲醇水溶液连续精馏塔设计Word下载.docx（26页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
9设计结果评价
1０、绘制精馏塔装配图
11、编制设计说明书
四、设计所需技术参数
物性数据:
热容、粘度、密度、表面张力与饱与蒸气压等。
五、设计说明书内容与装订顺序
1封面
２任务书
３《课程设计》综合成绩评定表
4中英文摘要。
5目录及页码
6说明书正文
7参考文献ﻫ8附录
9附精馏塔装配图及流程图
六、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）
1设计动员,下达设计任务书 ２015、１2、7
2搜集资料,阅读教材,拟订设计进度 2015、12、7—１2、8
３设计计算（包括电算） ２01５、12、9—１2、13
4绘图 ﻩ20１5、１2、14—1２、16
5 整理设计资料，撰写设计说明书ﻩﻩﻩ ２01５、12、17—12、18
6设计小结及答辩 ﻩﻩﻩ 2015、12、19
指导教师（签名）:
2015年12月７日
学科部（教研室）主任（签名）：
2015年 １2月 7日
说明:
1.学生进行课程设计前,指导教师应事先填好此任务书,并正式打印、签名,经学科部（教研室）主任审核签字后,正式发给学生。
设计装订时应将此任务书订在设计说明书首页。
2．如果设计技术参数量大,可在任务书后另设附表列出。
3、 所有签名均要求手签,以示负责。
ﻬ化工与制药学院
《课程设计》综合成绩评定表
学生姓名
学生班级
设计题目
指导教师评语
指导教师签字:
年 月 日
答辩记录
答辩组成员签字:
记录人:
年 月日
成绩综合评定栏
设计情况
答辩情况
项 目
权重
分值
项 目
1、计算与绘图能力
35
1、回答问题能力
2０
２、综合运用专业知识能力
10
２、表述能力（逻辑性、条理性）
１0
3、运用计算机能力与外语能力
１０
4、查阅资料、运用工具书得能力
５
5、独立完成设计能力
5
６、书写情况（文字能力、整洁度）
综合成绩
指导教师签名:
学科部主任签名:
年 月 日 年 月
摘要
本设计任务为分离甲醇－水混合物。
对于二元混合物得分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用冷夜进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
关键词：
甲醇-水,精馏塔，预热器,全凝器,塔釜
Aｂstｒact
Thｉs desiｇntaskｆｏrｔhesｅparａtｉｏnｏfmｅthanｏｌ/ｗatｅｒ mｉｘturｅ、 For the separａｔionofbinａryｍｉxtｕｒｅ，continuｏus ｄｉstｉllatｉonprocesｓshouｌdbe adｏpted、 Uｓed intheｄesｉgｎ ofcolｄｎightfeed,rawmａterialliｑuidthroｕghprｅｈeatｅrhｅatｕｎtilafｔerｔｈebuｂｂleｐointinto ｔｈe cｏlumn、Towｅrｒisｉnｇ ｓtｅam ｃondeｎsｅｒｃｏolinｇusｅdtocｏｎｄｅnsateｕnderthebubbｌepｏint paｒｔanｄreturnｔo ｔhｅtower,the cｏoler afｔerthe restofｔhepｒoduｃtssｅnttｏtｈestorａgetaｎk、 Towerkettle by indiｒｅｃtsｔｅamheａtｉng,bｏｔｔomprodｕｃｔs sｅｎｔtoａsｔoragｅtankafter coolinｇ、
Ｋeyworｄｓ:
mｅｔhａｎoｌ watｅr, disｔｉlｌaｔiｏnｃolumn, preheater， thewhole coｎdenseｒ,toweｒｋettle、
1.概述……………………………………………………、、1
2.工艺设计………………………………………………、、2
3.主要设备设计…………………………………………、、6
4.辅助设备得计算与选型………………………………、、8
5.流体力学校核…………………………………………1７
6.塔板负荷性能图………………………………………20
7.设计结果汇总…………………………………………、２8
8.设计评述………………………………………………、29
9.参考文献………………………………………………、3０
1概述
设计方案得确定塔设备就是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用得气液传质设备。
根据塔内气液接触部件得结构型式,可分为板式塔与填料塔。
板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多,根据塔板上气－液接触元件得不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔与浮动喷射塔等多种。
其内部设置一定数目得塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递,气液相组成呈阶梯变化。
填料塔内装有一定高度得填料层,液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化,属微分接触操作过程。
工业上对塔设备得主要要求就是:
（1）生产能力大,不致发生大量得雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作得现象;
（２）传热、传质效率高;
（3）气流得摩擦阻力小,将大大节省动力消耗,从而降低操作费用；
（4）操作稳定,适应性强,操作弹性大;
（5）结构简单,材料耗用量少;
（6）制造安装容易,操作维修方便。
（７）还要求耐腐蚀、不易堵塞等。
板式塔大致可分为两类:
（１）有降液管得塔板,如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；
（2）无降液管得塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。
工业应用较多得就是有降液管得塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
本次设计主要就是浮阀板式塔得设计。
2、工艺计算
2、1精馏塔物料衡算
原料液及塔顶、塔底产品得摩尔分率
甲醇得摩尔质量MＡ=３２、0４ kｇ/ｋｍol
水得摩尔质量 MB=18、02kg/kmｏｌ
ＸF==0、256
XＤ==0、836
MF=0、３８×
32＋（1-0、38）×
18=2３、３２
Ｆ==119、１16
总物料衡算 F=D+W
甲醇得物料衡算FxF=DxD+Wｘw
联立求解D=32、８28kｍoｌ/h
W=8６、２8８kmｏl/h
Xw＝0、03５3
２、2相对挥发度得计算：
表1甲醇-水ｘ－ｙ表
温度/℃
x
y
x
y
100
０、00
７1、3
０、594
0、8１8
92、9
0、0５3
0、2８3
７0、６
0、685
０、84９
90、３
0、０７6
0、40０
６8、0
0、856
0、89６
88、9
0、0９３
0、435
6６、9
0、874
０、919
85、０
0、131
0、5４５
64、7
１、００
１、00
８1、6
0、２0８
0、62７
78、0
0、282
０、6７1
73、8
０、４6２
０、776
7２、7
0、52９
０、79１
所以
用内插法求得
２、３泡点温度得计算:
表2甲醇水溶液得沸点
浓度（％）
60
７0
80
９0
１0０
沸点（℃）
９1、８
86、3
8２、2
79、0
76、4
74、2
72、0
69、7
67、２
6４、7
℃
塔顶温度:
得℃
塔底温度：
得℃
℃
表3
比热（68、6℃）ＫJ／（kg℃）
汽化热（82、2℃）ＫＪ/ｋｇ
水
4、18６4
22９9、２
甲醇
1、48
1054、30
则 KJ/（kg℃）
KJ/（kg℃）
２、４最小回流比得计算：
采用图解法求最小回流比。
在图中对角线上e（０、１942,0、194２）作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线得交点坐标为
==
故取操作回流比R=２ =2、１9
２、5求精馏塔得气液相负荷：
精馏段气液负荷
V=（R+1）D=（2、19+１）２1、87=６9、77
==m
L＝RD＝２、19２1、87=47、9０
=m
提馏段气液负荷计算
＝ m
2、６操作线方程:
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
3.主要设备设计
３、１采用逐板法求理论塔板数
由得
第一块板时
以下为提馏段
理论上达到设计要求
因此，精馏塔理论塔板数 （包括再沸器）
进料板位置
３、２实际塔板层数得求取:
在时查得,
则
全塔效率 EＴ=0、４９（μLа）-0、245×
1０0%=45、23%
实际板层数:
精馏段实际板层数
提馏段实际板层数
4.辅助设备得计算与选型
4、１初选塔板间距
板间距HT得选定很重要。
选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔得安装检修等因素。
对完成一定生产任务,若采用较大得板间距，能允许较高得空塔气速,对塔板效率、操作弹性及安装检修有利;
但板间距增大后，会增加塔身总高度,金属消耗量,塔基、支座等得负荷,从而导致全塔造价增加。
反之,采用较小得板间距,只能允许较小得空塔气速,塔径就要增大，但塔高可降低;
但就是板间距过小,容易产生液泛现象,降低板效率所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。
可参照下表所示经验关系选取。
表4 塔板间距与塔径得关系
塔径/D,m
0、3~0、５
0、5～0、8
０、８～1、6
1、6～2、4
2、4～4、0
板间距／ＨT，mm
２００～300
2５0~350
30０～４5０
３50～６00
４00~600
板间距需要初步选定，就是因为计算空塔速度已估算塔径时,必须先选定板间距。
板间距得尺寸在最后还需进行流体力学验算,如不满足流体力学得要求,则可适当地调整板间距或塔径。
在决定板间距时还应考虑安装、检修得需要。
例如在塔体人孔处，应留有足够得工作空间，其值不应小于６０0mm。
现初选板间距。
4、2物性数据计算
４、2、1操作压力计算
塔顶操作压力 ＰD=１0１、３kPa
每层塔板压降 △P＝0、７kPａ
进料板压力 PF=1０１、3+０、7×
9=１０7、6ｋＰa
精馏段平均压力 Pm＝（１01、３+107、６）/２＝１04、45kPa
塔釜板压力 Ｐｗ=1０1、3＋14×
０、７=111、1kPa
提馏段平均压力 kPａ
4、2、２操作温度计算
塔顶温度 tD=66、５5℃
进料板温度 tF＝82、2℃
塔底温度 tW=９９、65℃
所以,精馏段平均温度 tｍ=（６6、5５+82、２）/2=74、3８℃
提馏段平均温度 ｔ’m=（82、2+99、65）=90、93℃
４、2、３平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
气相MVDm=０、71×
3２、０４+（1-0、7１）×
18、02＝２7、94kｇ/kmol
液相ＭLVm=０、874×
32、04+（1-0、８74）×
18、02＝30、２７kg／ｋmol
进料板平均摩尔质量计算
气相MVFm=0、５０3×
32、0４+（1-0、503）×
18、02＝２5、０７kg／kmoｌ
液相MＬFm=0、１942×
32、04+（1-0、194２）×
1８、０2＝20、７4kg/ｋmoｌ
塔底平均摩尔质量计算
气相MＶＷm=0、01０2７×
32、0４＋（1-0、0１０27）×
１8、02=18、１６ｋg/kｍｏl
液相MLWm=0、00246４×
32、04＋（1-０、00２464）×
１8、0２=18、05ｋg/kmol
精馏段平均摩尔质量
气相ＭVm=（27、94+25、07）/2=2６、50 kg/ｋmol
液相MLm=（３0、27+２0、７4）/2＝2５、5０kｇ／kｍｏｌ
提馏段平均摩尔质量
气相MＶm＝（2５、０７+18、16 ）/２=2１、6２ ｋg／kmｏl
液相ＭLm＝（20、7４+18、05）/２=19、40kg/ｋmｏl
4、２、4平均密度
4、2、4、1气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,即
a、精馏段
=
b、提馏段
=
4、2、4、2液相密度
表5
温度/
塔顶
66、５5
0、92５
0、075
７53、3
981、5
进料板
0、30
0、7０
734、６
970、4
塔底
99、65
0、０043
0、9957
712、4
９58、6
=
进料板:
= 塔顶：
= =７69、２
=885、0
塔釜:
= =9８4、3
故精馏段平均液相密度 =
提馏段平均液相密度=
4、2、5液体表面张力
＝
由tD=６6、5５℃查化工原理上册附表十九得
64、9５ 16、5８
塔顶液体平均表面张力=0、8７４1６、58+（1-0、874）64、9５＝2２、67
由tＦ＝82、2℃查化工原理上册附表十九得
62、２7 14、７9
加料板液体平均表面张力＝0、194214、７9+（1-0、19４2）62、27=53、05
由tW=99、65℃查化工原理上册附表十九得
5８、97 １2、84
精馏段平均表面张力=
提馏段平均表面张力
４、2、６液体粘度（）
=
tD＝6６、55℃，查化工原理上册
1１、14 ０、42６2
＝0、87４１１、1４+（１-0、874）0、4２62＝9、79
tＦ=８2、2℃,查化工原理上册
11、6８ 0、3483
=0、１9４211、68＋（1-0、1９42）0、３483=2、５5
tW＝９9、65℃,查化工原理上册
１2、２8 0、28９4
精馏段液体平均粘度 =
提馏段液体平均粘度
4、３塔径
参考有关资料,初选板间距=０、４0m,取板上液层高度=0、06m
故 -=０、4０－0、06=0、３4m
精馏段:
查史密斯关联图
可得=0、053
校核至物系表面张力为３7、83mN/ｍ时得C,即
Ｃ＝=0、０53
=Ｃ=0、1m/s
可取安全系数0、70,则
u=０、7０=０、7０2、9０6=２、03ｍ／s
故 D=＝０、5０ｍ
提馏段：
查图可得 =０、０40
校核至物系表面张力为5７、6mN/m时得C,即
C==０、0４０
=C=０、0４9m/s
可取安全系数0、7０，则
u＝0、7０=0、701、70=１、１９m/s
故Ｄ’==0、657m
按标准,塔径圆整为0、7ｍ,则
塔截面积A==0、3８46５
精馏段空塔气速为u=１、３７m/s
提馏段空塔气速为ｕ=１、４7 m/ｓ
４、4精馏塔有效高度得计算
精馏段有效高度为
=（9－１）0、40=3、2m
提馏段有效高度为
=（14-1）0、40=５、2m
精馏塔得有效高度:
3、2+5、2＝8、4ｍ
4、５溢流装置得确定
采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰,不设进口堰。
⑴堰长
取堰长=０、66D
=0、６60、7=0、462m
⑵出口堰高
=
选用平直堰,堰上液层高度由下式计算
=
精馏段：
近似取E=1，则
取板上清液层高度=0、０6mﻩ
故
提馏段:
取板上清液层高度=0、06m
故
（3）弓形降液管得宽度与弓形降液管得面积
由查《化工设计手册》得
＝０、125, =0、072
故=0、1２5D＝0、０88m =0、０72=０、０277
依下式验算液体在降液管中停留时间，即
＞5s
>
5ｓ,故降液管设计合理
（4）降液管底隙高度
ﻩ
=－０、006=0、０5３8-0、００６=０、0478m
=-０、０0６＝０、04９9-0、006=0、０439m
降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0、0０６ｍm，以保证降液管底部得液封。
4、６塔板布置
溢流区：
降液管及受液盘所占得区域
破沫区:
鼓泡区与溢流区之间得区域,=０、07ｍ
无效边缘区:
靠近塔壁得部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板得边梁之用。
=0、06m
开孔区面积
R==0、７/2－０、06=0、29m
x==0、192ｍ
故 ＝=0、2０5m
4、7浮阀数目及排列
（1）浮阀得排列
采用F1型浮，由于塔径为0、７m,故塔板采用整块式。
浮阀排列方式采用正三角形叉排,孔心距t=７5mm=０、075m。
（2）阀数确定
气相体积流量VS＝0、５251已知,由于阀孔直径d０=0、０３9m,因而塔板上浮阀数目n就取决于阀孔得气速ｕ0。
浮阀在刚全开时操作,取阀孔动能因子 =10
孔速＝=10、１1ｍ/s
浮阀数N===43、5（个）
按等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个
孔速==１1、3２m/s
阀数N===４1、8（个）
按等边三角形叉排方式作图，排得阀数３８个
图4-1 塔板阀数图
按n=３8，重新核算孔速及阀孔动能因数
精馏段
仍在9~１2范围内。
提馏段；
仍在9~1２范围内。
（3）开孔率
开孔率在5%~15％范围内,故符合设计要求。
每层塔板上得开孔面积
5 流体力学校核
5、1气相通过浮塔板得压力降
由知
⑴干板阻力
气体通过浮阀塔板得干板阻力,在浮阀全部开启前后有着不同得规律。
对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc。
阀全开前
（1）
阀全开后
（2）
令=,得
因为,故
＝液柱
⑵液层阻力取充气系数数 =0、５,则
＝=0、50、0６＝0、03
⑶ 液体表面张力所造成阻力
据国内普查结果得知，常压与加压塔中每层浮阀塔板压降为２６0~530Ｐa,而通过每块减压塔塔板得压降约为20０Pa,很小,计算时可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板得压力降得液柱高度为:
＝0、036+0、03=0、066m
常板压降
=0、0668２7、１9、8１=5３5、5（＜0、7Ｋ,符合设计要求）。
５、2液泛得验算
为了防止液泛现象得发生，要求控制降液管中清液层高度符合
其中
由前计算知=0、06６m, 取=０、5,板间距今为０、40ｍ，=0、0538m,
故=０、5（０、40+0、０53８）=0、2２7m
又塔板上不设进口堰,则
=0、153=＝0、000053m
板上液层高度=0、06m，得:
＝0、066+0、06+0、０００053=０、126m
由此可见:
<
符合要求,在设计负荷下不会发生液泛现象。
5、3雾沫夹带得验算
=kg液／kg气
由上式可知 <
0、1kｇ液／kg气
浮阀塔也可以考虑泛点率,参考化学工程手册。
泛点率＝1００%
=D-2=０、7－２０、０８8＝0、524m
=-2=0、385－20、０２７7＝0、329６m
式中——板上液体流经长度,m;
——板上液流面积,；
——泛点负荷系数,取0、 102；
K——特性系数,取1、0。
泛点率=
泛点率<
80％，符合要求
５、4漏液验算
取Ｆ0=５作为控制漏液量得操作下限，由 可知,
ﻬ6塔板负荷性能图
６、1以精馏段为例
6、１、１液沫夹带线
以=０、1kg液/kg气为限，求关系如下
由
=0、05３８
整理得=
在操作范围内,任取几个值，依上式计算出值,计算结果见表
表6
Ｌs s
0、000３
０、０0１
0、002
0、0025
0、003
Vs
升级会员 