設(shè)計(jì)16000噸甲醇-水連續(xù)填料蒸餾塔.doc

化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)題目：16000噸甲醇-水連續(xù)填料蒸餾塔 學(xué) 院： 專 業(yè)： 班 級(jí)： 學(xué) 號(hào)： 姓 名： 指導(dǎo)老師： 二零一四年五月 目錄 一、摘要及設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 2二、設(shè)計(jì)的方案介紹 . 4三、工藝流程圖及其簡(jiǎn)單說(shuō)明 . 5四、操作條件及精餾塔工藝計(jì)算 . 7五、精餾塔物料及相關(guān)物性的計(jì)算 . 15六、精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算 20七、附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算 . 24八、參考文獻(xiàn) . 279、 甲醇水精餾塔設(shè)計(jì)條件圖 21摘要甲醇最早由木材和木質(zhì)素干餾制的，故俗稱木醇，這是最簡(jiǎn)單的飽和脂肪組醇類的代表無(wú)色、透明、高度揮發(fā)、易燃液體。略有酒精氣味。分子式 c-h4-o。近年來(lái)，世界甲醇的生產(chǎn)能力發(fā)展速度較快。甲醇工業(yè)的迅速發(fā)展，是由于甲醇是多種有機(jī)產(chǎn)品的基本原料和重要的溶劑，廣泛用于有機(jī)合成、染料、醫(yī)藥、涂料和國(guó)防等工業(yè)。由甲醇轉(zhuǎn)化為汽油方法的研究成果，從而開(kāi)辟了由煤轉(zhuǎn)換為汽車燃料的途徑。近年來(lái)碳一化學(xué)工業(yè)的發(fā)展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇樹(shù)脂等產(chǎn)品，正在研究開(kāi)發(fā)和工業(yè)化中。甲醇化工已成為化學(xué)工業(yè)中一個(gè)重要的領(lǐng)域。目前，我國(guó)的甲醇市場(chǎng)隨著國(guó)際市場(chǎng)的原油價(jià)格在變化,總體的趨勢(shì)是走高。隨著原油價(jià)格的進(jìn)一步提升，作為有機(jī)化工基礎(chǔ)原料甲醇的價(jià)格還會(huì)穩(wěn)步提高。國(guó)內(nèi)又有一批甲醇項(xiàng)目在籌建。這樣，選擇最好的工藝?yán)O(shè)備，同時(shí)選用最合適的操作方法是至關(guān)重要的。本計(jì)為分離甲醇水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐，設(shè)計(jì)對(duì)其生產(chǎn)過(guò)程和主要設(shè)備進(jìn)行了物料衡算、塔設(shè)備計(jì)算、熱量衡算、換熱器設(shè)計(jì)等工藝計(jì)算。 關(guān)鍵字：精餾 泡點(diǎn)進(jìn)料 物料衡算一、設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)甲醇散堆填料精餾塔設(shè)計(jì)：1、處理量：16000 噸/年(年生產(chǎn)時(shí)間以7200小時(shí)計(jì)算)2、原料液狀態(tài)：常溫常壓3、進(jìn)料濃度： 41.3%(甲醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔頂出料濃度： 98.5%(甲醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔釜出料濃度： 0.05%(甲醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù))4、填料類型：dn25金屬環(huán)矩鞍散堆填料5、廠址位于南昌地區(qū)二、設(shè)計(jì)的方案介紹1、進(jìn)料的熱狀況精餾操作中的進(jìn)料方式一般有冷液加料、泡點(diǎn)進(jìn)料、汽液混合物進(jìn)料、飽和蒸汽進(jìn)料和過(guò)熱蒸汽加料五種。本設(shè)計(jì)采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料。這樣不僅對(duì)塔的操作穩(wěn)定較為方便，不受南昌季節(jié)溫度影響，而且基于恒摩爾流假設(shè)，精餾段與提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，因此塔徑基本相等，在制造上比較方便。2、精餾塔的操作壓力在精餾操作中，當(dāng)壓力增大，混合液的相對(duì)揮發(fā)度減小，將使汽相和液相的組成越來(lái)越接近，分離越來(lái)越難；而當(dāng)壓力減小，混合液的相對(duì)揮發(fā)度增大，值偏離1的程度越大，分離越容易。但是要保持精餾塔在低壓下操作，這對(duì)設(shè)備的要求相當(dāng)高，會(huì)使總的設(shè)備費(fèi)用大幅度增加。在實(shí)際設(shè)計(jì)中，要充分考慮這兩個(gè)方面的影響，我們一般采用的是常壓精餾。如果在常壓下無(wú)法完成操作，可以在一定條件下進(jìn)行小幅度的減壓或者增壓來(lái)改變混合液的相對(duì)揮發(fā)度，實(shí)現(xiàn)精餾分離。對(duì)于甲醇水二元混合物系統(tǒng)在常壓的情況下，相對(duì)揮發(fā)度的差異很大，容易分離。因此在考慮多方面因素之后，本設(shè)計(jì)采用的常壓精餾，即塔頂?shù)牟僮鲏毫刂圃?01.325kpa下。由于本設(shè)計(jì)精餾塔不是很高，故可近似忽略每層塔板的壓降。在實(shí)際計(jì)算當(dāng)中，將全塔近似看做是在恒壓下操作。3、精餾塔加熱與冷卻介質(zhì)的確定 在實(shí)際加熱中，由于飽和水蒸氣冷凝的時(shí)候傳熱的膜系數(shù)很高，可以通過(guò)改變蒸汽壓力準(zhǔn)確控制加熱溫度。水蒸氣容易獲取，環(huán)保清潔不產(chǎn)生環(huán)境污染，并且不容易使管道腐蝕，成本降低。因此，本設(shè)計(jì)是以133.3 總壓是300 kpa的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。 冷卻介質(zhì)一般有水和空氣。在選擇冷卻介質(zhì)的過(guò)程中，要因地制宜充分考慮。南昌市地處亞熱帶，夏天室外平均氣溫28。因此，計(jì)算選用28 的冷卻水，選擇升溫10，即冷卻水的出口溫度為38。4、回流比的確定塔頂回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)態(tài)操作的必要條件之一，并且回流比是影響精餾分離設(shè)備投資費(fèi)用和操作費(fèi)用的重要因素，也影響混合液的分離效果。適宜的回流比是操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用之和為最低時(shí)候的回流比。通常適宜回流比的數(shù)值范圍為：根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，考慮操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用兩方面因素，因此選用。 5、填料的選擇填料是填料塔的核心構(gòu)件，它提供了氣液兩相相接觸傳質(zhì)與傳熱的表面，與塔內(nèi)件一起決定了填料塔的性質(zhì)。填料按裝填方式可分為散裝填料和規(guī)整填料。本設(shè)計(jì)選用散裝填料散裝金屬環(huán)矩鞍填料。環(huán)矩鞍填料將環(huán)形填料和鞍形填料兩者的優(yōu)點(diǎn)集于一體，其綜合性能優(yōu)于鮑爾環(huán)和階梯環(huán)，又由于本設(shè)計(jì)的物系為甲醇水不易腐蝕，故選用金屬環(huán)矩鞍填料dn=25mm。三、工藝流程圖及其簡(jiǎn)單說(shuō)明1、工藝流程圖(附圖一)2、工藝流程簡(jiǎn)介來(lái)自貯槽的原料液經(jīng)高壓泵進(jìn)入預(yù)熱器預(yù)熱到一定溫度之后進(jìn)入精餾塔，塔頂冷凝器將上升蒸汽冷凝成液體，其中一部分作為塔頂產(chǎn)品取出，另一部分重新引回塔頂作為回流液。最終塔頂出來(lái)的甲醇產(chǎn)品再經(jīng)過(guò)一個(gè)冷卻器冷卻后進(jìn)入甲醇貯槽。塔釜設(shè)有再沸器。加熱的液體產(chǎn)生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同樣在每層塔板上進(jìn)行汽液兩相的熱質(zhì)交換。塔釜的另一部分釜液經(jīng)冷卻器后排入下水道。加熱蒸汽分為兩路，分別進(jìn)入預(yù)熱器和再沸器作為加熱介質(zhì)。降溫后的液體水或者是部分水蒸汽隨管道排進(jìn)下水道。同樣，冷卻水分為三路，分別進(jìn)入冷凝器、甲醇產(chǎn)品的冷卻器和塔釜的冷卻器，充分換熱均勻之后，全部排入下水道。在流程設(shè)計(jì)上，釜出液為100左右的高溫水，熱值高，將其送回?zé)崴h(huán)管路用于高爐產(chǎn)蒸汽，具有節(jié)能的特點(diǎn)。塔頂采用分段冷凝泡點(diǎn)回流，也是出于節(jié)能考慮。在流量控制上采用自動(dòng)控制，有利于節(jié)約勞動(dòng)力，并使過(guò)程控制精確，并可實(shí)現(xiàn)計(jì)算機(jī)控制，有利于連續(xù)生產(chǎn)。在檢修方面充分考慮到泵的日常維護(hù)，因此運(yùn)用雙泵設(shè)計(jì)便于實(shí)際生產(chǎn)中的不停車檢修。3、精餾塔塔頂?shù)睦淠绞剿斃淠捎萌?，用水冷凝。甲醇和水不反?yīng)，并且也容易被水冷凝，塔頂出來(lái)的汽相溫度不高，故本設(shè)計(jì)選用全凝器。 4、塔頂?shù)幕亓鞣绞?對(duì)于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安裝在比精餾塔略高的地方，液體依靠自身的重力回流。但是必須保證冷凝器內(nèi)有一定持液量，或加入液封裝置防止塔頂汽相逃逸至冷凝器內(nèi)。本設(shè)計(jì)采用重力回流，全凝器放置略高于塔頂?shù)奈恢?，并且設(shè)置流量計(jì)檢測(cè)和保證冷凝器內(nèi)的液面高度。5、精餾塔塔釜的加熱方式加熱方式分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。間接蒸汽加熱是通過(guò)再沸器使釜液部分汽化，維持原來(lái)的濃度，重新再進(jìn)入塔底。使上升蒸汽與回流下來(lái)的冷液再進(jìn)行熱質(zhì)交換。這樣減少了理論板數(shù)，從而降低了成本，但是也存在著增加加熱裝置的缺點(diǎn)。綜合考慮以上兩方面因素，本設(shè)計(jì)選用間接蒸汽加熱。四、操作條件及精餾塔工藝計(jì)算： 本設(shè)計(jì)任務(wù)是分離甲醇水的混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分冷卻后送至儲(chǔ)罐?；亓鞅仍O(shè)定為最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。(一)物料衡算1、原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲醇的摩爾質(zhì)量：ma32 kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量： mb18 kg/kmol xf41.3% ， xd98.5% ， xw0.05% (均為質(zhì)量比) xf (xf / ma ) / xf/ma (1xf)/ mb (41.3/ 32) / (41.3/ 32 58.7/ 18 ) 28.35% xd (xd / ma ) / xd /ma (1xd) / mb (98 .5/ 32) / ( 98.5 / 32 1.5 / 18 ) 97.36% xw (xw / ma ) / xw / ma (1xw) / mb (0.05 / 32) / ( 0.05 / 32 99.95 / 18 ) 0.028%2、原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 mf28.35% 32 71.65% 1821.969kg/kmol md97.36%322.64%1831.63 kg/kmol mw0.028%32 99.972%1818.891 kg/kmol3、物料衡算 原料處理量：f16000 t/y（16106 / 7200）/21.969101.15kmol/h 總物料衡算：101.15d w 甲醇物料衡算：101.1528.35% d97.36% w0.028% 得 d29.274kmol/h w71.903kmol/h相關(guān)數(shù)據(jù)如列表1所示：表1 塔頂、塔底、進(jìn)料液的物料數(shù)據(jù)塔頂xd98.5%xd97.36%mf21.969kg/kmolf101.15kmol/h進(jìn)料液xf41.3 %xf28.35% md31.63 kg/kmol/hd29.247kmol/h塔底xw0.05%xw0.028% mw18.891kg/kmolw=71.903kmol/h(二)理論塔板數(shù)的確定 甲醇水屬于理想物系，可采用以下方法求解理論塔板數(shù)：擬合相平衡曲線后逐板計(jì)算法. 在101.3kpa的總壓下，甲醇和水的混合物系的xy圖是建立在汽液平衡數(shù)據(jù)下，表示的是不同溫度下互成平衡的汽液兩相組成y與x的關(guān)系。對(duì)于理想物系，汽相組成y恒大于液相組成x，因此相平衡線位于yx對(duì)角線上方。平衡線偏離對(duì)角線越遠(yuǎn)，表示該溶液越容易分離。如果已知甲醇和水的混合物系的汽液平衡關(guān)系，即汽液平衡數(shù)據(jù)，則離開(kāi)理論板的互成平衡、溫度相等的汽液兩相組成yn與xn之間的關(guān)系就可以確定。若知道由該板下降的液體組成xn及由它的下一層塔板上升的汽相組成yn+1之間的關(guān)系，從而塔內(nèi)各板的汽液相組成可逐板予以確定，從而便可以求得在指定分離條件下的理論板層數(shù)。(1) 由手冊(cè)查出甲醇水汽液相平衡數(shù)據(jù)，如表2；擬合出相平衡方程及作出xy圖，如圖1.表2 甲醇水汽液相平衡數(shù)據(jù)1溫度t/c液相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)汽相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/c液相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)汽相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)1000078.140.29420.665899.410.00170.012576.520.35240.704499.250.00350.025075.340.40210.734197.800.01230.088974.220.45430.759597.350.01410.097573.210.50220.785396.920.01980.121471.950.56280.812395.820.02580.158970.900.62430.835095.060.03300.188269.150.71730.877394.130.03570.214568.070.78980.909892.240.05250.274667.570.82310.922590.000.07400.356067.170.84260.930088.570.08720.395066.900.85740.938586.930.10790.440066.890.87200.942285.370.12890.477665.980.91850.963883.380.16350.537065.730.92950.968281.950.19120.572465.710.93800.971280.250.23270.616264.680.98850.994779.060.26840.648364.651100.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.20.40.60.81xy圖1：甲醇-水汽液相平衡圖在對(duì)甲醇和水二元物系汽液平衡數(shù)據(jù)做擬合之后，可得出汽相組成y和液相組成x的函數(shù)關(guān)系式：y 0.001877.03393x 40.64685x2 157.6139x3 388035736x4 598.11499x5 554.46395x6 282.15362x760.45038x8 (2) 求最小回流比及操作回流比由于本設(shè)計(jì)采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料，q1， xqxf0.2835根據(jù)擬合得到的yx方程，可得到 yq0.658最小回流比 rmin(xdyq) / (yq xq) 可得到 rmin0.843 所以回流比 r2rmin20.8431.686 (3)求精餾塔的汽、液相負(fù)荷 lrd1.68629.24749.310kmol/h v(r1) d2.68629.24778.557kmol/h llf49.310101.15150.460kmol/h vv78.557kmol/h(4)精餾段和提餾段的操作線方程精餾段操作線方程為： y(r/ r+1)x xd/（r+1）(1.686/2.686)x 0.9736/2.686 0.628x 0.3395提餾段操作線方程為：y(l/v)x (w/ v)xw (150.460/78.557)x(71.903/78.557)0.000281.915x0.000256(5)逐板計(jì)算法求理論塔板數(shù)規(guī)定塔釜是第一層塔板，從下往上依次命名為第2、3n塊。一連續(xù)精餾塔，泡點(diǎn)進(jìn)料，塔釜間接蒸汽加熱。本設(shè)計(jì)從塔底液相組成開(kāi)始計(jì)算。根據(jù)理論板的概念，從塔釜下降的液相組成xw與y1應(yīng)互成平衡，就可以利用相平衡方程求出y1.從第二層塔板上升的蒸汽組成y1與x2符合提餾段操作關(guān)系，故可用提餾段操作線方程由y1求得x2。同理，x2與y2為平衡關(guān)系，可以用平衡方程由x2求得y2，再用提餾段操作線方程由y2求得x3。如此交替利用平衡方程及提餾段操作線方程進(jìn)行逐板計(jì)算，直到x7xf時(shí)，則第6塊板是加料板。由于對(duì)于間接蒸汽加熱，再沸器內(nèi)汽液兩相可視為平衡，因此再沸器相當(dāng)于一層塔板。因此提餾段所需的理論板層數(shù)是5。然后改用精餾段操作線方程由y6求得x7，再利用相平衡方程由x7求得y7。如此重復(fù)計(jì)算，直到計(jì)算到x13xd為止。因此，根據(jù)計(jì)算結(jié)果精餾段所需的理論板層數(shù)是6.5。在計(jì)算過(guò)程當(dāng)中，每使用一次平衡關(guān)系，便對(duì)應(yīng)一層理論板。逐板計(jì)算的結(jié)果是精餾塔理論塔數(shù)為11塊，提餾段5塊，精餾段6.5塊，進(jìn)料板是第5塊(不包括再沸器)。(三)熱量衡算1、求塔頂溫度td，塔釜溫度tw，進(jìn)料溫度tf(1)塔頂溫度td 由于確定了塔頂操作壓力和液相組成，可以采用試差法計(jì)算。先假設(shè)泡點(diǎn)，分別代入安托尼方程求算純組分的飽和蒸汽壓，再由泡點(diǎn)方程核算假設(shè)的泡點(diǎn)。確定液相溫度。汽相溫度與液相溫度相差不大，可近似看作相等。假設(shè)泡點(diǎn)t65.19，則純組分的飽和蒸汽壓為：對(duì)甲醇 p*a104.07 kpa對(duì)水 p*b25.23 kpa將以上數(shù)據(jù)代入泡點(diǎn)方程： x=(101.325-25.23)/(104.07-25.23)= 0.965 = xd可得：td 65.19(2)塔釜溫度tw(內(nèi)插法)數(shù)據(jù)如表所示：溫度t/c液相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)汽相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)10000twxw 0.000225/99.410.00170.0125 （來(lái)源自表2） 可得： (00.0017) / (00.000225) (10099.41) / (100tw) tw99.93c(3)塔進(jìn)料溫度tf數(shù)據(jù)如表所示：溫度t/c液相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)汽相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)86.930.10790.4400tfxf 0.111/85.370.12890.4776 （來(lái)源自表2）可得： (0.12890.1079) / (0.1110.1079) (85.3786.93) / ( tf86.93) tf86.7c2、熱量衡算(1)冷凝器的熱負(fù)荷冷凝器的熱負(fù)荷 qc(r1) d (ivdild) 其中 ivd 塔頂上升的蒸汽的焓 ild 塔頂餾出液的焓 ivdildxd hv甲(1xd) hv水其中 hv甲 甲醇的蒸發(fā)潛熱 hv水 水的蒸發(fā)潛熱蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系：h v2 hv1 (1tr2) / (1tr1) 0.38 表3 沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表3組分沸點(diǎn)t /c蒸發(fā)潛熱 hr / (kj/ kmol)tc / k甲醇 64.735286.731512.6水10040724.152647.3 塔頂溫度下的潛熱計(jì)算：td65.19c時(shí)對(duì)甲醇，tr1t1/ tc(273.1565.19) / 512.60.66tr2t2 / tc(273.1564.7) / 512.60.659蒸發(fā)潛熱hv甲35286.731(10.66) / (10.659) 0.3835247.37 kj/ kmol 對(duì)水，同理可得，tr2t2 / tc0.523 tr1t1 / tc0.576蒸發(fā)潛熱hv水40724.152(10.523)/(10.576)0.3842581.49 kj/kmol 對(duì)全凝器做熱量衡算(忽略熱量損失) qc(r1) d (ivdild) 泡點(diǎn)回流，塔頂含甲醇量高，與露點(diǎn)接近，可得 ivdildxd h甲(1xd)h水ivdild0.96535247.37(10.965) 42581.4935504.07 kj/kmolqc(r1)d(ivdild)4.0313.04735504.071866926.135kj/h(2)冷卻介質(zhì)消耗量常溫下t35c 時(shí)，cpc1 kcal (kgc)1 且1 kcal/kmol4.1868 kj/kmol可得 wc qc/ cpc(t2t1)(1866926.135/4.1868) / 1(4535)44590.76 kg/h(3)加熱器的熱負(fù)荷及全塔熱量衡算表4 甲醇，水不同溫度下的比熱容單位：kcal/(kgc) 組分td 65.19 ctf 86.7 c平均值tw 99.93 ctf 86.7 c平均值甲醇0.7250.780.7530.840.780.81水0.9991.0031.0011.0081.0031.006可得 ：甲醇 cp1ave(td tf)0.753(65.1986.7)16.20 cp1ave (tw tf)0.81(99.9386.7)10.716 水 cp2ave(td tf)1.001(65.1986.7)21.53cp2ave (tw tf)1.006(99.9386.7)13.31 cp(df) dt cp1avexdcp2ave(1xd) (65.1986.7)0.7530.981.0010.02(21.51)16.32 cp(wf) dt cp1avexwcp2ave(1xw)(99.9386.7)0.820.00041.0060.999613.2313.31 且已知 d13.047kmol/h w100.596kmol/h d411.2 kg/h w1811.1 kg/h qddcp(df)dt 411.2(16.32)6709.91kcal/h1602.64kj/h qww cp(wf)dt1811.113.30824102.12kcal/h5756.59kj/h對(duì)全塔進(jìn)行熱量衡算 qfqsqdqwqc 以進(jìn)料溫度所對(duì)應(yīng)的焓值為基準(zhǔn)做熱量衡算： qsqdqwqcqf 1602.645756.59186692680kj/h 195106 kj/h塔釜熱損失為10，qs qs / 0.9 = 2.17106 kj/h其中 qs 加熱器理想熱負(fù)荷 qs 加熱器實(shí)際熱負(fù)荷 qd 塔頂餾出液帶出熱量 qw 塔底帶出熱量(5)加熱蒸汽消耗量當(dāng)t406.45k ，p=300kpa ，hr水蒸氣 2168.1 kj/kg wh qs/ hr水蒸氣 =2.17106 / 2168.1 =1000.87 kg/h表5 熱量衡算數(shù)據(jù)結(jié)果列表符號(hào)qcwc qf qd qwqswh數(shù)值1866926.1kg/h44590.76kg/h01602.64kj/h5756.58kj/h1.95106kj/h1000.87kg/h五、精餾塔工藝條件及有關(guān)物性的計(jì)算1、塔頂條件下的流量及物性參數(shù) xd98% ， xd0.965 ， mldmvd31.51 kg/kmol ，d13.047kmol/h ， d411.15 kg/h，td65.19c (1)汽相密度：vd(mvd/22.4)(to/t)(p/po)(31.51/22.4)273.15/(273.1565.655)1.134 kg/m3(2) 液相密度：td65.19c ， 查常用溶劑相對(duì)密度表可得：甲醇 735 kg/m3 表6 不同溫度下水的密度溫度t/c密度/ (kg/m3)60983.2td65.19c水70977.78內(nèi)插法求解 (977.78983.2) / (977.78水)(7060) / (7065.19) 可得水980.135 kg/m31/ld xd/甲醇 (1 xd)/ 水 ， ld 740.74 kg/m3(3)液相粘度：td65.19c ，查有機(jī)化合物液體粘度表可得，甲醇0.33 mpas 表7 不同溫度下水的粘度溫度t/c粘度/(mpas)600.47td65.19c水700.414內(nèi)插法求解 (0.4140.47)/(0.414水)(7060)/(7065.19) 可得水0.43 mpas ， ld0.334 mpas(4)液體表面張力：td65.19c ，查醇類水溶液表面張力圖可得，甲醇26.5mn/m表8 不同溫度下水的表面張力溫度/c表面張力/(mn/m)6067.5td65.19水7065.6內(nèi)插法求解 (65.667.5)/(水67.5)(7060)/(65.1960) 可得水65.14 mn/mld甲醇 xd水(1 xd)26.50.96565.140.03527.853 mn/m 表9 精餾塔頂部數(shù)據(jù)結(jié)果列表符號(hào)mldmvdvdldldld數(shù)值31.51 kg/kmol31.51 kg/kmol1.134 kg/m3746.27 kg/m30.334 mpas27.853mn/m2、塔底條件下的流量及物性參數(shù)：xw 0.04% ，xw 0.0225% ，mvw mlw18.00315 kg/kmol ， w1811.07 kg/h ，tw99.93c(1)汽相密度：vw(mvw/22.4)(to/t)(p/po)(18.00/22.4)273.15/(273.1599.93)0.588 kg/m3(2)液相密度：tw99.93c ，近似可以看成是100cld 958.4 kg/m3(3)液相粘度：tw99.93c ，查飽和水的物性參數(shù)表可得，水0.288 mpas lw 水0.288 mpas(4)液體表面張力：tlw99.93c ，查飽和水的物性參數(shù)表可得，水60.0mn/mld甲醇 xd 水(1 xd) 水60.0mn/m表10 精餾塔底部數(shù)據(jù)結(jié)果列表符號(hào)mlwmvwvwlwlwlw數(shù)值18.00 kg/kmol18.00 kg/kmol0.588 kg/m3958.4 kg/m30.288mpas60.0 mn/m3 、進(jìn)料條件下的流量及物性參數(shù)： xf 18.2% ，xf 11.1% ，mlf 19.554 kg/kmol ， f113.65kmol/h ， f2222.23 kj/h ， tf86.7c(1)汽相平均相對(duì)分子量：根據(jù)甲醇水汽液相平衡方程，xf 11.1%，可得yf 0.4502mvf 0.4502 320.5498 18 24.303 kg/kmol(2)汽相密度：vf(mvf/22.4)(to/t)(p/po)(24.303/22.4)273.15/(273.1586.7)0.824 kg/m3(3)液相密度：tf86.7c， 查常用溶劑相對(duì)密度表可得：甲醇 715.64 kg/m3同以上塔頂溫度下水的密度求解，利用內(nèi)插法可得：水967.45 kg/m3 1/lfxf/甲醇(1 xf)/ 水 ，可得 lf 909.1 kg/m3(4)液相粘度：tf86.7c ，查有機(jī)化合物液體粘度表可得，甲醇0.27 mpas 同理用內(nèi)插法可得：水0.329 mpas ，lf0.322 mpas(5)液體表面張力：tf86.7c ，查醇類水溶液表面張力圖可得，甲醇24.5 mn/m同理用內(nèi)插法可得：水61.32 mn/mlf甲醇xf 水(1xf)24.50.11161.320.88957.233 mn/m表11 精餾塔進(jìn)料數(shù)據(jù)結(jié)果列表符號(hào)mlfmvfvflflflf數(shù)值19.554 kg/kmol24.303 kg/kmol0.824 kg/m3909.1 kg/m30.322 mpas57.233 mn/m4、精餾段的流量及物性參數(shù)：(1) 汽相平均相對(duì)分子質(zhì)量 mv1(mvdmvf) /2 (31.51 24.303)/2 27.91 kg/kmol(2) 液相平均相對(duì)分子質(zhì)量 ml1(mldmlf) /2 (31.51 19.554)/2 25.53 kg/kmol(3) 汽相密度 v1(vdvf) /2 (1.134 0.824)/20.979 kg/m3(4) 液相密度 l1(ldlf) /2 (746.27909.1)/2836.68 kg/m3(5) 液相粘度 l1(ldlf) /2 (0.3340.322)/20.328 mpas(6) 汽相流量 v1(r1)d4.0313.04752.58kmol/h v152.5927.911467.79 kg/h (7) 液相流量 l1rd3.0313.04739.53kmol/h l139.5325.531009.2kg/h 5.提餾段的流量及物性參數(shù)：(1) 汽相平均相對(duì)分子質(zhì)量 mv2(mvwmvf)/2 (18.00 24.303)/2 21.15 kg/kmol(2) 液相平均相對(duì)分子質(zhì)量 ml2(mlwmlf)/2 (18.00 19.554)/2 18.78 kg/kmol(3) 汽相密度 v2(vwvf) /2 (0.588 0.824)/20.706 kg/m3(4) 液相密度 l2(lwlf) /2 (958.4909.1)/2933.75 kg/m3(5) 液相粘度 l2(lwlf)/2 (0.2880.322)/20.305 mpas(6) 汽相流量 v2v152.59kmol/h v252.5921.151112.28kg/h (7) 液相流量 l 2l 1f39.53113.65153.18kmol/h l 2153.1818.782876.7kg/h表12 精餾段，提餾段數(shù)據(jù)結(jié)果表精餾段提餾段汽相平均相對(duì)分子質(zhì)量27.91 kg/kmol21.15 kg/kmol液相平均相對(duì)分子質(zhì)量25.53 kg/kmol18.78 kg/kmol汽相密度0.979 kg/m30.706 kg/m3液相密度836.68 kg/m3933.75 kg/m3液相粘度0.328 mpas0.305 mpas汽相摩爾流量39.44 kmol/h39.44 kmol/h汽相質(zhì)量流量1100.77 kg/h834.156 kg/h液相摩爾流量29.65 kmol/h114.89 kmol/h液相質(zhì)量流量756.96 kg/h2157.6 kg/h六、精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算1、塔徑的計(jì)算填料塔直徑依據(jù)流量公式計(jì)算，即式中的氣體體積流量vs由設(shè)計(jì)任務(wù)給定，因此主要是確定空塔氣速u。本設(shè)計(jì)采用的泛點(diǎn)氣速法確定。泛點(diǎn)氣速是填料塔操作氣速的上限，填料塔的操作空塔氣速與泛點(diǎn)氣速之間的關(guān)系：對(duì)于dn25金屬環(huán)矩鞍散裝填料：u / uf = 0.50.85泛點(diǎn)氣速采用貝恩霍根關(guān)聯(lián)式計(jì)算，即查得，dn25金屬環(huán)矩鞍散裝填料，m2/m3，(1)精餾段塔徑計(jì)算：將v0.979 kg/m3，l836.68 kg/m3，l0.328 mpasl1wl29.6525.53756.96 kg/h，v1wv39.4427.911100.77 kg/h代入上式可以求得: uf3.45 m/s空塔氣速： u0.75uf0.753.45=2.588 m/s t = (tf td)/2 = (86.765.19)/2 75.945 體積流量：vs=39.448.31(75.945273.15)/(36001000.979)=0.325 m3/s可得d = 4vs / (u) 1/2 = 40.325 / (3.142.588) 1/2 = 0.39 m圓整后，d=400 mm ， 對(duì)應(yīng)的空塔氣速u=1.725 m/s校核d / d= 400 / 25 = 16 8，符合條件。(2)提餾段塔徑計(jì)算將v0.706 kg/m3，l933.75 kg/m3，l0.305 mpasl1wl2157.6 kg/h，v1wv834.156 kg/h代入上式可以求得: uf3.4m/s空塔氣速： u0.75uf0.753.4=2.55 m/s t = (tftw)/ 2 = (86.799.93) / 2 93.315 體積流量：vs=39.448.31(93.315273.15) / (36001000.706)=0.473 m3/s d= 4vs/ (u) 1/2 = 40.473 / (3.142.355) 1/2 = 0.50m圓整后，d=500mm ，對(duì)應(yīng)的空塔氣速u=2.55m/s校核d / d = 500 / 25 = 20 8，符合條件。(3)全塔塔徑的確定精餾段塔徑圓整后，d=400mm，提餾段塔徑圓整后，d=500mm。因此，選用d=500mm為精餾塔的塔徑。(4)最小噴淋密度的校核填料塔中汽液兩相間的傳質(zhì)主要是在填料表面流動(dòng)的液膜上進(jìn)行的。要形成液膜，填料表面必須被液體充分潤(rùn)濕，而填料表面的潤(rùn)濕狀況取決于塔內(nèi)的液體噴淋密度及填料材質(zhì)的表面潤(rùn)濕性能。液體噴淋密度是單位塔截面積上，單位時(shí)間內(nèi)噴淋的液體體積量，u表示。精餾段：u4l / (d2l)4765.318 / (836.680.15213.14)7.57 m3/ (m2h) 提餾段：u4l / (d2l)42157.6 / (933.750.253.14)11.78 m3/ (m2h)為保證填料層的充分潤(rùn)濕，必須保證液體噴淋密度大于某一極限值，該極限值稱為最小噴淋密度，以u(píng)min表示。最小噴淋密度是以下式計(jì)算：取m3/ (mh)，a=185 m2/m3可得 m3/ (m2h)從計(jì)算上看精餾段與提餾段的噴淋密度都小于計(jì)算出的最小噴淋密度。在吸收操作中，最小噴淋密度可能會(huì)達(dá)到計(jì)算得出的這個(gè)值，但是在精餾過(guò)程中，最小噴淋密度可能只有所計(jì)算得的1/3，甚至更小。故符合條件。2、塔高的計(jì)算對(duì)于dn25金屬環(huán)矩鞍填料，一般取的hetp =355485mm。本設(shè)計(jì)選用hetp = 450mm。(1) 精餾段的填料層高度在精餾段，空塔氣速u2.588 m/s，精餾塔的塔板數(shù)是6.5。z=hetpnt = 0.456.5=2.925 m采用上述方法計(jì)算出填料層高度后，留出一定的安全系數(shù)，取0.1 z= 1.1z= 1.12.925=3.2175 m (2) 提餾段的填料層高度在提餾段，空塔氣速u2.55 m/s，精餾塔的塔板數(shù)是5。z=hetpnt = 0.455=2.25 m采用上述方法計(jì)算出填料層高度后，留出一定的安全系數(shù)，取0.1z=1.1z=1.12.25=2.475 m (3) 精餾塔的填料層高度 z=3.222.475=5.695 m3、填料層壓力降的計(jì)算本設(shè)計(jì)中，散裝填料的壓降值由?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖來(lái)計(jì)算。計(jì)算時(shí)，先根據(jù)有關(guān)物性數(shù)據(jù)求出橫坐標(biāo)值，再根據(jù)操作空塔氣速、壓降填料因子以及有關(guān)的物性數(shù)據(jù)，求出縱坐標(biāo)值。通過(guò)作圖得出交點(diǎn)，讀出過(guò)交點(diǎn)的等壓線值，得出每米填料層壓降值。查得，dn25金屬環(huán)矩鞍散堆填料的壓降填料因子m1。(1) 精餾段的壓降經(jīng)計(jì)算得：橫坐標(biāo)： 0.0235縱坐標(biāo)： 0.0449查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖，可得 p/z=309.81=294.3 pa/m因此，精餾段的壓降 p1=294.33.22=947.65 pa(2) 提餾段的壓降橫坐標(biāo)： 0.0711縱坐標(biāo)： 0.0249查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖，可得 p/z=1009.81=981 pa/m因此，提餾段的壓降 p2=9812.475= 2427.98 pa(3) 精餾塔的壓降 p=947.652427.98 = 3375.63 pa 表13 精餾塔各部分工藝尺寸及相關(guān)物性參數(shù)精餾段提餾段全塔空塔氣速(m/s)2.5882.355塔徑(m)0.390.50.5每米填料層壓降(pa/m)294.3981總壓降(pa)947.652427.983375.63填料層高度(m)3.222.4755.695七、附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算1、 冷凝器的選用取全凝器的傳熱系數(shù)k=2400kj /(m2h)，選擇逆流操作。冷卻水進(jìn)口溫度是35，出口溫度是45。原料液是泡點(diǎn)回流，進(jìn)出口溫度基本相等。逆流： t 65.19 65.19 t 35 45t2 = 65.1945=20.19 t1= 65.193530.19tm=(t2t1) / in(t2 / t1) = 24.88a=qc / (ktm ) = 1400194.48 / (240024.88)23.2 m2本設(shè)計(jì)選用的列管換熱器是g40021622。2、加熱器的選用由于本設(shè)計(jì)選擇的是133.3 總壓是300 kpa的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)，取傳熱系數(shù)k=4186.8 kj/m2*h*。 t = 133.310033.3 a= qs / (kt ) = 1.622106 / (4186.833.3)11.63 m2 本設(shè)計(jì)選用的列管換熱器是g27312516。3、塔內(nèi)管徑的計(jì)算及選擇 本設(shè)計(jì)選用的是熱軋無(wú)縫鋼管。(1) 進(jìn)料管：選用wf=0.6m/s df = 4f/ (3600wflf) 1/2 = 41666.7 / (36003.140.6909.1) 1/2 = 0.033 m 圓整后，選用的是 = 38mm 。(2) 回流管：選用wr=