年產8萬噸甲醇水常壓連續(xù)精餾浮閥塔的設計.doc

年產8萬噸甲醇水常壓連續(xù)精餾浮閥塔的設計目錄1 設計任務及操作條件.32 工藝流程及設計方案的確定.43 物性數據.54 精餾塔的物料衡算.55 精餾塔的能量衡算.76 塔板數的確定137 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算.178 精餾塔的塔體工藝尺寸的確定.219 塔板主要工藝尺寸的確定.22.10 塔板的流體力學驗算2711 塔板的負荷性能圖3212 精餾塔接管尺寸計算3313 精餾塔的設計總表3614 設計體會和收獲3815 重要符號說明4016 參考文獻4317 附圖441 設計任務及操作條件1.1設計題目在抗生素類藥物生產過程中，需要用甲醇溶媒洗滌晶體，洗滌過濾后產生廢甲醇溶媒,其組成為含甲醇46%、水54%（質量分數），另含有少量的藥物固體微粒。為使廢甲醇溶媒重復利用，擬建立一套板式精餾塔，以對廢甲醇溶媒進行精餾，得到含水量0.3%（質量分數）的甲醇溶媒。設計要求廢甲醇溶媒的處理量為 80000 噸/年，塔底廢水中甲醇含量0.5%（質量分數）。1.2設計任務及操作條件（1）原料液含甲醇46（質量分數，下同），其余為水；（2）餾出液含甲醇99.7，殘液含甲醇99.5；（3）泡點進料；（4）料液可視為理想溶液；（5）年產80000噸；（5）操作條件：常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；塔頂壓力 常壓；直接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2（絕壓）；冷卻水進口溫度300c，出口溫度450c；設備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5。1.3塔板類型因廢甲醇溶媒中含有少量的藥物固體微粒，選用浮閥塔板。1.4工作日每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行。1.5廠址廠址為長沙地區(qū)。2 工藝流程及設計方案的確定2.1工藝流程圖見附圖12.2 設計方案的確定本設計任務為甲醇的精餾。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷凝器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。3 需要用到的相圖數據：表1 甲醇水汽液相平衡摩爾分數溫度液相中甲醇的摩爾分數氣相中甲醇的摩爾分數溫度液相中甲醇的摩爾分數氣相中甲醇的摩爾分數1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.6654 精餾塔的物料衡算4.1 原料及塔頂、塔底產品的摩爾分率xf= =0.324xd= =0.995xw= =0.003 圖1 物料平衡圖4.2 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量mf=0.32432.04+(10.324)18.02=22.56 kmol/hmd=0.99532.04+(10.995)18.02=31.97 kmol/hmw=0.00332.04+(10.003)18.02=18.06 kmol/h 4.3 物料衡算日流量 f=492.52 kmol/h總物料衡算 f=d+w乙醇物料衡算 f0.324=0.995d+0.003w計算得： d=159.37kmol/h w=333.15 kmol/h 質量衡算 1111.11dw1111.110.460.997d0.005w解得： d509.63kg/h w601.48kg/h 表2 物料衡算表進出項目數量（kg/h）項目數量（kg/h）進料f合計1111.111111.11產品d塔底出量w合計509.63601.481111.115 熱量衡算5.1塔頂冷凝器的熱量衡算（1）熱量衡算式如圖所示，根據熱量衡算式，有： qvqwqlqd 圖2 塔頂能量平衡圖式中 qv塔頂蒸氣帶入系統的熱量； ql回流液帶出系統的熱量； qd餾出液帶出系統的熱量； qw冷凝水帶出系統的熱量。（2）各股物流的溫度與壓力由塔頂蒸氣組成 xd=0.995，通過氣液平衡數據表，經插值可知塔頂蒸氣溫度為64.6，改溫度也為回流液和餾出液的溫度。由給定條件知：塔頂的操作壓強為 p101.3kpa（3）基準態(tài)的選擇以101.3kpa、64.6的液態(tài)甲醇和水為熱量衡算的基準態(tài)，則： qlqd0（4）各股物流熱量的計算查的甲醇與水在正常沸點下的汽化焓分別為：vhm甲醇（tb）=39.234kj/mol vhm水（tb）=40.66kj/mol正常沸點分別為： tb甲醇337.65k tb水373.15k使用watson公式計算甲醇和水在64.6的汽化焓： 式中 對比溫度； tc臨界溫度。查的甲醇和水的臨界溫度分別為：tc甲醇513.15k tc水647.30k對于甲醇： 對于水： 由此可計算進入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為：代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為：qwkj/h（5）冷卻水的用量設冷卻水的流量為qm，則：qwqmcp(t2t1)已知：t130 t245以進出口水溫的平均值為定性溫度：查得水在37.5時的比熱容為： cpm4.175kj/(kg.) 5.2 全塔的熱量衡算如圖3所示，對精餾塔進行全塔的熱量衡算。qfqwqdqlqwqv圖3 全塔能量平衡圖（1）熱量衡算式根據熱量衡算式，可得：由設計條件知： ql5%qv0.05qv qf0.95qvqdqwqw式中 qf進料帶入系統的熱量； qv加熱蒸汽帶入系統的熱量； qd餾出液帶出系統的熱量； qw釜殘液帶出系統的熱量； qw冷卻水帶出系統的熱量； ql熱損失。（2）各股物流的溫度由各股物流的組成，根據氣液平衡數據表，可得各股物流的溫度分別為：tf79.8 td64.6 tw99.5（3）基準態(tài)的選擇以101.3kpa、64.6的液態(tài)甲醇和水為熱量衡算的基準態(tài)，且忽略壓力的影響，則：qd=0（4）各股物流熱量的計算由于溫度變化不大，采用平均溫度：的比熱容計算各股物流的熱量。據： cpmabtct2dt3查得：（甲醇） a=20.4 b=103.7103 c=24.64106 （水） a=30.0 b=10.7103 c=33000故甲醇的比熱容為：水的比熱容為：由此可求得進料與釜殘液的熱量分別為： 將以上結果代入到熱量衡算式中：291045.940.95qv0396736.47+17386070解得： qvkj/h熱損失為： ql0.05qv920618.9753（kj/h）（5）加熱蒸汽的用量設加熱蒸汽的用量為qm，則： qvqm.r已知蒸氣的壓力為5kgf/cm2（絕壓），查得該壓力下蒸汽的汽化熱為 r2113kj/kg由此可求得加熱蒸汽用量為：（6）熱量衡算表 表3 熱量衡算表 基準：1h輸 入輸 出項目kj項目kj進料291045.94餾出液0加熱蒸汽18410726.87釜殘液396736.47冷卻水17394000熱損失921036.3437總計18711772.8118711772.816 塔板數的確定6.1 理論塔板數nt的求取對于甲醇水溶液的物系，可釆用圖解法求理論塔板數。由手冊查得甲醇水溶液汽液相平衡數據，繪出x-y圖，見圖4。圖4 甲醇水汽液相平衡圖求最小回流比和操作回流比。釆用作圖法求最小回流比rmin。在圖2中，以x=0.324作垂線，與平衡線交于點 f(0.324,0.680)，因此最小回流比為rmin=0.89取操作回流比為r2rmin20.891.78求精餾塔的氣、液相負荷lrd1.78159.37283.68 kmol/hv(r1)d(1.781)159.37443.05 kmol/hl=l+f=283.68+492.52=776.2 kmol/hv=v=443.05 kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為=提餾段操作線方程為 圖解法求理論塔板數釆用作圖法求理論塔板數，如圖5所示。總理論塔板數nt12進料板位置nf106.2 實際板層數的求取塔釜組成=0.003，溫度為372.65k塔頂組成=0.995，溫度為337.75k平均溫度為（372.65+337.75）/2=355.10k當溫度為355.10k時，查手冊，得：相對揮發(fā)度的求取：甲醇的正常沸點為338.3k，水的正常沸點為373.15k又知，對于醇類：代入數據，得：取板效率為0.50，實際板np=12/0.50=24塊精餾段np=9/0.50=18塊 提餾段np=3/0.50=6塊 圖5 理論塔板數的求取圖7 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算7.1操作壓力計算塔頂操作壓力： pd101.3kpa每層塔板壓降：pf0.7kpa進料板壓力： pf101.30.718=113.9kpa精餾段平均壓力： pm（101.3113.9）/2=107.6kpa7.2 操作溫度計算塔頂溫度： 從平衡數據可查得xd0.995時，td=64.6進料板溫度： 從平衡數據可查得xf0.24時，tf=79.8精餾段平均溫度：tm=（64.679.8）/2=72.27.3 平均摩爾質量計算7.3.1 塔頂 xd=y1=0.995,查平衡曲線得到： x1=0.988氣相 mvdm=0.99532.04+(1-0.995)18.02=31.97/kmol液相 mldm=0.98832.04+0.01218.02=31.87/kmol7.3.2 進料板由氣液平衡相圖可知:yf=0.620時，xf=0.240 故：氣相 mvfm=0.62032.04+(1-0.620)18.02=26.71/kmol液相 mlfm=0.24032.04+(1-0.240)18.02=21.38/kmol7.3.3精餾段平均摩爾質量氣相 mvm= (31.97+26.71)/2=29.34/kmol液相 mlm= (31.87+21.38)/2=26.63/kmol7.4 平均密度的計算塔頂操作壓力： pd101.3kpa每層塔板壓降：pf0.7kpa進料板壓力： pf101.30.718=113.9kpa精餾段平均壓力： pm（101.325113.9）/2=107.6 kpa7.4.1 氣相平均密度v=1.10kg/m37.4.2 液相平均密度/lm=塔頂:因為 t塔頂=.，查表甲醇=60/m3， 水=980.7/m3代入上式ldm=760.5/m3進料板: 因為x進料板 =0.240，由手冊查得：t進料板=79.8所以:進料板甲醇=732/m3，水=974.89/m3 進料板的質量分率=0.360lfm=870.9/m3精餾段液相平均密度：l= (ldm+lfm)/2= (760.5+870.9)/2=815.7/m37.5 表面張力由公式m=分別進行計算7.5.1 塔頂由td=64.6查手冊得：甲醇 =18.6mnm-1 水=65.2 mnm-1 m頂=0.99518.6+0.00565.2=18.74mn/m7.5.2 進料板由tf=79.8 ，查手冊得：甲醇 =17.3 mnm-1 水=62.69 mnm-1m進=0.2417.3+0.7662.69=51.80 mn/m7.5.3 精餾段液相平均表面張力為：m精=35.27mn/m7.6 液體平均粘度的計算液體平均粘度的計算公式lglm=7.6.1 塔頂由tp=64.6,查手冊得甲醇=0.332mpas； 水=0.4355mpaslgldm=0.995lg(0.332)+(10.995)lg(0.4355)得 ldm=0.332 mpas7.6.2 進料板t進料板=79.8,查手冊得甲醇=0.253mpas； 水=0.3610mpas得 lfm=0.331 mpas7.6.3 精餾段液體平均粘度0.5(0.3320.331)0.332 mpas8 精餾塔的塔體工藝尺寸計算vs=3.283m3/sls=0.0026 m3/s8.1塔徑的計算()1/2= ()1/2=0.0216取ht=0.45m,取板上清液hl=0.08m,則ht-hl=0.37m查史密斯關聯圖c20=0.075c=c20()0.2=0.075()0.2=0.084umax=c=0.084=2.29m/s取安全系數為0.65u=0.65umax=1.49m/sd=1.675m取d=1.8mat=d2=2.545m2實際空塔氣速u=m/s8.2 精餾塔有效高度的計算精餾段的有效高度為m提餾段的有效高度為在進料板上開4個人孔，每個的高度為0.8m故精餾塔的有效高度為m9 塔板的主要工藝尺寸計算9.1溢流裝置的計算因塔徑d1.8m,可選用單溢流弓形降液管，釆用凹形受液盤。各項計算如下：9.1.1 堰長lw取lw0.647dlw0.647d0.6471.81.165m9.1.2 溢流堰高度hw由hwhl-how選用平直堰，堰上液層高度how由式計算，即how=e()2/3取e=1how=()2/3=0.011m取板上清液高度hl=0.08mhw=hl-how=0.08-0.011=0.0690m9.1.3 弓形降液管寬度wd與降液管面積af由lw/d=0.647,查弓形降液管的寬度與面積圖得：wd/d=0.0674 af/at=0.1285wd=0.1285d=0.12851.8=0.214maf=0.0674d2=0.0674at=0.1719.1.4 液體在降液管中的停留時間t=29.60s5s經檢驗，降液管設計符合要求。9.1.5 降液管底隙高度h0取降液管底的流速為 =0.08m/s,根據h0=ls/(lw)計算得：h0=0.028mhw-h0=0.069-0.028=0.0410.006m故降液管底隙高度設計合理，符合要求。9.2 塔板布置9.2.1 塔板的分塊因為d1800mm，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為5塊。9.2.2 邊緣區(qū)寬度確定取ws=0.09m,wc=0.08m9.2.3 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算，即aa=2(x+sin-1)其中 x=d/2-（wd+ws）=1.8/2-(0.214+0.09)=0.596mr=d/2-wc=1.8/2-0.08=0.82m故 aa=2(x+sin-1)=2(0.596+0.563+0.547 )=1.765m2 9.2.4塔板布置及浮閥數目與排列取閥孔動能因子f0=10，閥孔直徑d0=0.039m 用下式求孔速u0,即m/s依式求每層塔板上的浮閥數，即：251個浮閥排列方式釆用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=0.1m=100mm，則由下式估算孔心距t，即t0.07m故取 t0.06m按t=0.1m ,t0.06m以等腰三角形叉排方式作圖，見圖6，排得閥孔數為244個。按n244重新核算孔速及閥孔動能因數：m/s又由可得f011.81閥孔動能因數變化不大，仍在912范圍內。塔板開孔率u/u0 =1.49/11.26100%=13.23%u0c，故按下式計算hchc=*5.340.0465m10.1.2 板上充氣液層的阻力hl 本設備分離甲醇水混合物系，即液相為水，可取充氣系數e00.5，依式計算：hle0hl0.50.080.04m10.1.3 液體表面張力所形成的阻力液體表面張力所產生的阻力h由下式計算,即hp=hc+hl =0.046500.040.0865m單板壓降pp=0.0865815.79.81=692.17pa0.7kpa,故滿足要求。10.2 淹塔為了防止淹塔現象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度hd(ht+hw)，hd可由下式計算，即：hdhphl+hd 10.2.1 氣體通過塔板的壓強降所相當的液注高度hp前已算出: hp0.0865m10.2.2 液體通過降液管的壓頭損失因不設進口堰，故可由下式計算：0.00097 m10.2.3 板上液層高度前已選定板上液層高度為hl0.08m則hd0.0865+0.00097+0.08=0.16747 m取=0.5,又已選定ht0.45m，hw0.068 m則（ht+hw）0.5（0.450.069）0.2595m可見： hd（ht+hw），符合防止淹塔的要求。10.3 液沫夾帶10.4液沫夾帶線 按泛點率80%計算，將各已知數整理得 =4.106 （1）10.5 漏液線對于f1型重閥，依計算f0u0=5,則：u0=5/又知則得式中d0、n、均為已知值，故可由此求出氣相負荷的下限值，據此作出與液體流量無關的水平漏液線。以f05作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則：=1.39m3/s （2）10.6液相負荷上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s。依式知：液體在降液管中停留時間 =3-5s求出上限液體值（常數），在圖上，液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，則：（）max =0.01539 m3/s (3)10.7 液相負荷下限線取堰上液層高度 how=e()2/3=0.006m作為最小液體負荷標準。計算出的下限值，依此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。0.006=e()2/3所以 ls,min=0.00099m3/s (4)10.8 液泛線聯立以下三式：hp=hc+hl+hhd=hp+hl+hdhd（ht+hw)得（ht+hw)hp+hl+hdhc+hl+h+hl+hd由上式確定液泛線。忽略式中的h項，將以下五式代入上式，得到+因物系一定，塔板結構尺寸一定，則ht、hw、h、lw、v、l、e0及等均為定植，而u0與vs又有如下關系：式中閥孔數n與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化為與的如下關系式：a2 =b-c2 -d2/3即2=24.1-33284.722 154.382/3 (5)在操作范圍內任取若干個值，依式（2）計算出相應的值列于以下附表中。表4 液泛線數據表0.0010.0050.010.0154.754.333.692.6811 塔板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：（1）在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點(0.0026,3.283)（設計點），處在適宜的操作區(qū)內的適中位置。（2）塔板的氣相負荷上限由液沬夾帶線控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液氣比，由圖查出氣相負荷上限(vs)max=4.106m3/s ,氣相負荷下限vs=1.39m3/s，所以：操作彈性2.954圖7 塔板負荷性能圖12塔進出口管徑的選擇12.1 蒸汽管vs=，d為蒸汽管的直徑， u為氣體速度，高壓下u取為40m/sd=0.323m=323mm12.2 回流管通常，重力回流管內液流速度u取0.20.5m/s，強制回流（由泵輸送）u取1.52.5m/s。12.3 進料管f=492.52kmol/h 12.4 出料管管徑w=333.15kmol/h t=99.5kg/mol 12.5塔頂出氣管徑12.6冷卻水管徑管徑的選擇見下表：表5 塔進出口管徑列表蒸汽管回流管出料管管徑進料管塔頂出氣管徑冷卻水管徑0.323m0.0453m0.045m0.0297m0.467m0.199m13. 精餾塔的設計總表表6計算結果總表項 目計算數據精餾段提餾段各段平均壓強107.6略各段平均溫度tm，72.2平均流量氣相3.283液相0.0026實際塔板數n，塊24板間距0.45板的高度z，m13.1塔徑d，m1.8空塔流速u，m/s1.290塔板液流形式單流型溢流裝置溢流管形式弓形略堰長，m1.165堰高，m0.069溢流堰寬度，m0.214管底與受液盤距離，m降液管內清液層高度0.0280.00097板上清液高度，m0.08孔徑的d0，mm39 孔間距t，mm100孔數n，個244略篩孔氣速11.26塔板壓降0.684液體在降液管中的停留時間t，s29.6泛點率66.86%負荷上限液沫夾帶控制負荷上限漏液線控制略氣相最大負荷4.106氣相最小荷 1.390操作彈性2.95414 設計體會和收獲經過了一個月的辛苦奮斗，設計說明書終于快完稿了，我經歷了剛開始拿到題目的迷茫無措到現在的胸有成竹?？粗约旱脑O計成果，心里感到由衷的欣慰。從開始的計算到現在的基本完成，我們努力了一個月。在這一個月里我遇到了許多的困難，但也收獲了很多。 接到了設計題目后，我們馬上就開始了數據的計算，我一點都不敢掉以輕心，跟著書上的指導，一步一步的進行，可是誰知道，我馬上遇到了問題，在我們這個設計中，最前面就得把理論塔板數計算出來，而理論塔板數的計算需要經過畫圖才能得到。只得重新準備作圖工具，在坐標紙上一點點的描點畫圓滑的曲線，常常是畫出來覺得太丑就擦了重來，經常畫完一張圖抬頭眼前一片漆黑，不過成就感也油然而生。開始計算時，總發(fā)現缺少數據，無法進行下去，然后不得不跑來跑去，一會在圖書館的書架上尋找，一會又去老師那詢問?？墒?，那些書似乎更我過不去一樣，總是找不到要的那一本。有時甚至在前幾分鐘還看到，要的時候就是忘了是哪一本，又得從頭至尾地找一遍那一個架子上的書。也會有完全不知道怎樣找到相關資料的時候。例如我們在查找甲醇的表面張力時，發(fā)現幾本書上的數據都不同而且不精確，問了老師才知道應該用那本書，通過這次我學到搞設計要多么的講究精益求精，要真正仔細。但是，那些計算又非順利的。對那些范圍內的取值往往要三次以上才取到對的值，而且計算式特別長。這樣的計算過程重復性多，有時計算時間長了頭腦也開始不清醒，更容易出錯，更要重復計算。然而，計算結果出來后，又覺得一切很值。隨著設計的順利進行，使我的信心倍增，越來越喜歡這種清除障礙克服困難的感覺。當遇到疑問時，就找到幾個計算同一個題目的同學討論最好的計算方法，讓我們都能達到事半功倍的效果。大家在討論的過程中也能發(fā)現一些自己計算過程中的不足。作主體設備圖時，發(fā)現早把學的機械制圖忘得差不多，不知道哪些地方該用hb的筆畫，哪些地方該用2b的筆畫。好不容易畫了一張圖，發(fā)現連自己都不滿意，于是返工再返工，直到腰酸背痛，感覺完美為止。當老師說