化工原理课程设计甲醇和水的分离精馏塔的设计说明.docx
《化工原理课程设计甲醇和水的分离精馏塔的设计说明.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计甲醇和水的分离精馏塔的设计说明.docx（25页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
化工原理课程设计甲醇和水的分离精馏塔的设计说明
轻工业学院
——化工原理课程设计说明书
课题：
甲醇和水的分离
学院：
材料与化学工程学院
班级：
：
学号：
指导老师：
第一章流程确定和说明
1.1.加料方式
加料方式有两种：
高位槽加料和泵直接加料。
采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流速和流量，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速不太稳定，流速不太稳定，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。
本设计采用泵加料。
1.2.进料状况
实际生产中，进料状况一般有接近泡点的冷液进料和泡点进料。
对于冷夜进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。
此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提留段的塔径基本相等，无论是设计计算还是设计加工制造这样的精馏塔都比较容易，故在本设计中选用泡点进料。
1.3.塔型的选择
塔有浮阀塔和筛板塔。
浮阀塔生产能力大，操作弹性大，在较宽的气速围，板效率变化较小，其操作弹性围较筛板塔大。
由于气液接触状态良好，以及气体水平吹出，雾沫夹带量少，因此板效率高。
塔板结构简单，容易安装。
筛板塔生产能力大，塔板压降低。
本设计根据阀孔气速的值依据手册选择浮阀塔。
1.4.塔顶的冷凝方式
塔顶冷凝采用分凝器，以水为冷却介质进行冷凝。
1.5.回流方式
回流方式可分为重力回流和强制回流。
对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支承结构，其确定是回流冷凝器回流控制难。
如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不宜安装、检修和清理。
在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。
本次设计为大塔，故采用强制回流。
1.6.加热方式
加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔加热。
但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液由稀释作用，使理论塔板数增加。
间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。
本设计采用直接蒸汽加热。
第二章板式精馏塔的工艺计算
物系：
甲醇—水；D=600t/d；
要求：
质量分数：
2.1物料衡算
通过全塔物料衡算:
基础物性参数：
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率：
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔分率：
全塔总物料衡算
总物料：
易挥发组分：
2.2操作线方程
饱和液体进料q=1；q线斜率为∞
此时，在平衡线上并与精馏、提馏段操作线相交：
最小回流比
此时R=0.605*1.5=0.9075；
精馏段操作线
提馏段操作线过精馏段操作线与q线交点（0.667，0.8234）和（0.0056，0.0056）
则操作线方程为
2.3塔板数的确定及实际塔板数的求取
2.3.1理论板数的计算
由图解法求理论板层数，从图中可以读出
总理论板层数为
精馏段；提馏段；第5层为加料板。
2.3.2求塔的气液相负荷
2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算
温度组成（t-x-y）图
组份的液相粘度
T
60
70
80
90
100
甲醇
0.0109
0.0112
0.0115
0.0118
0.0122
水
0.4688
0.4061
0.3565
0.3165
0.2838
精馏段
提馏段
2.3.4实际板数
2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度
塔顶的操作压力：
每层操作压力
进料板的压力
塔底的压力
精馏段的平均压力
提馏段的平均压力
甲醇和水的安托因常数：
A
B
C
T/K
甲醇
塔顶
7.20587
1582.271
239.726
288-357
塔釜
7.313257
1669.678
250.3901
357-513
水
7.07406
1657.46
227.02
284-441
公式：
t—℃
由插法计算得
精馏段
塔顶压力
塔顶温度
（2）进料板
进料板压力
进料板温度
（3）提馏段
提馏段压力
提馏段温度
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
第三章精馏塔的工艺条件及物性参数的计算
3.1平均分子量的确定
精馏段的平均摩尔质量：
提馏段的平均摩尔质量：
3.2平均密度的确定
组份的液相密度
温度/℃
60
70
80
90
100
110
水
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
951
纯组分在任何温度下的密度由下式：
甲醇：
式中：
t-温度，℃
精馏段
气相平均密度
液相平均密度：
液相密度
进料板：
进料板，由加料板液相组成
提馏段
气相平均密度
液相平均密度：
3.3.液体平均比表面积力的计算
组份的液相表面力
温度
60
70
80
90
100
110
甲醇
19
17.5
16.3
15.1
14.5
13.7
水
66.2
64.3
62.6
60.7
58.8
56.9
精馏段：
提馏段
第四章精馏塔的工艺尺寸计算
4.1气液相体积流率
4.1.1精馏段气液相体积流率：
初选
取安全系数为0.8（一般0.75~0.85）则空塔气速为
按标准塔径圆整后：
D=3.0m
塔的截面积
实际的空塔气速
4.1.2提馏段的气液相体积流率：
取安全系数为则空塔气速为
按标准塔径圆整后：
塔的截面积
实际的空塔气速
3.2精馏塔的有效高度：
精馏段的有效高度：
在进料板上方开一个孔高度为0.7m
提馏段的有效高度：
故精馏塔的有效高度为
第五章塔板主要工艺尺寸的计算
5.1溢流装置的计算
D=3m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘及平直形溢流堰，不设进口堰。
5.1.1堰长
取
5.1.2溢流堰高度：
出口堰高
选用平直堰，堰上液层高度
.02
取板上清液层高度
故
故
故
5.1.3弓形降液管宽度
由
m
液体在降液管中停留时间为：
故降液管设计合理
5.1.4降液管底隙高度
5.1.5塔板位置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因子
每层塔板上的浮阀数，
取边缘区宽度
计算塔板上
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排.取同一横排的孔心距
排间距为
考虑到塔采用分块式板塔，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用81.2mm,而应小于此值
故取
按以等腰三角形交叉排方式作图，排得阀数
按N=862重新核算孔速及阀孔动能因数：
阀孔动能因数变化不大，
塔板开孔率=
2.流体力学检验
气相通过浮阀塔板的压强降
干板阻力
板上充气液层阻力:
这里
液体表面力所造成的阻力：
与气体流经一层浮阀塔的压降所相当的液柱高度为
单板压降
淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中请液层高度，
与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度：
前已算出
液体通过降液管的压头损失：
因不设进口堰，
板上液层高度：
前已选定板上液层高度
取，又选定
雾沫夹带
板上液体流径长度
板上液流面积
甲醇和水为正常系统，取物性系数，查的泛点负荷系数,
由
得
由
计算出的泛点率都在以下，故可知雾沫夹带量能够满足。
3.塔板负荷性能图
整理的
可知雾沫夹带线为直线，则在操作围取两个值，得出相应的列于下表
0.02
0.004
0.07631
15.3989
15.2483
9.8
液泛线
由上式确定液泛线。
忽略式中的
因物系一定，塔板结构尺寸一定，则
即
式中阀孔数N与孔径亦为定值，因此可将上式简化成与的如下关系式：
在操作围取若干个值，依式算出相应的下表中
0.01
0.03
0.005
0.007
0.0075
25.43
25.02
24.60
24.15
24.02
液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于.
液体在降液管停留时间为
以作为液体在降液管中停留时间的下限，则
求出上限液体流量
竖直线
漏液线
对于F1型重阀，依。
又知以作为规定气体最小
负荷的标准，则
做出与液体流量无关的水平漏液线
.
液相负荷下限线
取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依的计算式计算出的下限值，依此做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线
取，则
1雾沫夹带线2液泛线3液相负荷上限线4漏液线
5液相负荷下限线
由塔板的负荷性能图可以看出：
任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区的适中位置。
塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
按照固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限
气相负荷下限，
项目
数值及说明
备注
塔径
3
板间距
0.6
塔板形式
单溢流弓形降液管
分块式塔板
空塔气速
1.582
堰长
2.1
堰高
0.04151
板上液层高度
0.06
降液管底隙高度
0.01434
浮阀数
862
等腰三角形叉排
阀孔气速
10.867
阀孔动能因数
11.6637
临界阀孔气速
9.72
孔心距
0.
排间距
0.08
横排的孔心距
单板压降△P/Pa
622.9488
液体在降液管停留时间
50.68
降液管清液层高
0.1208
泛点率
60.46
气相负荷上限
14.765
雾沫夹带控制
气相负荷下限
4.797
漏液控制
操作弹性
3.08
第六章板式塔得结构与附属设备
6.1附件的计算
6.1.1接管
进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料、弯管进料、T形进料。
本设计采用弯管进料。
，
则体积流量
取管流速
则管径
取进料管规格则管
升级会员 