甲醇-水精餾塔化工原理課程設計.doc

常壓甲醇水篩板精餾塔設計南京工業(yè)大學化工原理課程設計設計題目 常壓甲醇水篩板精餾塔設計 學生姓名 陳獻富 班級、學號 化工070313 指導教師姓名 劉曉勤、王曉東 課程設計時間2010年6月14日-2010年6月25日 課程設計成績百分制權重設計說明書、計算書及設計圖紙質量，70%獨立工作能力、綜合能力、設計過程表現(xiàn)、設計答辯及回答問題情況，30%設計最終成績（五級分制） 指導教師簽字 化學化工學院課程名稱 化工原理課程設計 設計題目 常壓甲醇水篩板精餾塔設計 學生姓名 周佳佳 專業(yè) 化學工程與工藝 班級學號 1001090605 設計日期 2010 年 6 月 14 日至 2009 年 6 月 25日設計條件及任務：設計體系：甲醇水體系設計條件：進料量：F= 200 kmol/h進料濃度：ZF= 0.35 （摩爾量分數）進料狀態(tài)：q= 1.08 操作條件：塔頂壓強為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= 0.995（質量分數）；XW= 0.002（質量分數）；回流比：R/Rmin =1.6 指導教師 劉曉勤、王曉東 2010年6月11日 目錄緒論11.精餾簡介12.塔設備簡介13.體系介紹14.設計要求1第一節(jié) 概述11.1精餾操求作對塔設備的要求11.2板式塔類型11.2.1篩板塔11.2.2浮閥塔11.2.3泡罩塔11.3設計單元操作方案簡介11.4精餾塔的設計簡介11.4.1 篩板塔設計須知11.4.2 篩板塔的設計程序1第二節(jié) 設計方案的初步確定12.1操作條件的確定12.1.1操作壓力12.1.2進料狀態(tài)12.1.3加熱方式12.1.4冷卻劑與出口溫度12.1.5回流比12.1.6熱能的利用12.2確定設計方案的原則12.3操作流程簡圖1第三節(jié) 板式精餾塔的工藝參數計算13.1 物料衡算與操作線方程13.2 理論塔板數的計算與實際板數的確定13.2.1理論板數的計算13.2.1實際板數的確定13.3操作壓強的計算13.4操作溫度的計算13.5塔內物料平均分子量、張力、流量及密度的計算13.5.1密度及流量13.5.2液相表面張力的確定：13.5.3液體平均粘度計算1第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設計計算14.1塔的有效高度和板間距的初選14.1.1塔有效高度14.2 塔徑1第五節(jié) 板式塔的結構15.1 塔的總體結構15.2 總塔高度15.2.1塔頂空間HD15.2.2塔底空間15.2.3整體塔高15.2.4人孔數15.3 塔板結構15.3.1溢流裝置15.3.2弓形降液管寬度Wd和面積Af15.3.3降液管底隙高度15.3.4塔板布置及篩孔數目與排列15.4.篩板的力學檢驗15.4.1塔板壓降15.4.2液面落差15.4.3液沫夾帶15.4.4漏液15.4.5液泛15.5.塔板負荷性能圖15.5.1漏液線15.5.2液沫夾帶線15.5.3液相負荷下限線15.5.4液相負荷上限線15.5.5液泛線15.5.6操作彈性1第六節(jié) 設計結果匯總1第七節(jié) 精餾裝置的附屬設備17.1 管殼式換熱器的設計與選型17.1.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）17.1.2進料預熱器17.2 再沸器17.3 管件17.3.1塔釜殘液出料管17.3.2塔頂回流液管17.3.4塔釜再沸器蒸汽進口管17.3.5塔頂蒸汽進冷凝器進口管17.3.6塔頂冷凝水管17.4冷凝水泵的選擇17.5除沫器17.6裙座1附表11、常壓下甲醇-水氣液平衡組成與溫度關系12、理論塔板數計算（MATLAB程序）：13、進料、塔頂及塔釜溫度組成的插值計算（MATLAB程序）14、史密斯關聯(lián)圖1參考文獻及設計手冊1設計感想1感謝140緒論1.精餾簡介蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是一種屬于傳質分離的單元操作。廣泛應用于煉油、化工、輕工等領域。蒸餾的理論依據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（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。以本設計所選取的甲醇-水體系為例，加熱甲醇（沸點64.5）和水（沸點100.0）的混合物時,由于甲醇的沸點較低（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品，依此進行多次汽化及冷凝過程，即可將甲醇和水分離。經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)精餾設備中，使部分汽化的液相與部分冷凝的氣相直接接觸，以進行氣液相際傳質，結果是氣相中的難揮發(fā)組分部分轉入液相，液相中的易揮發(fā)組分部分轉入氣相，也即同時實現(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。按原料中所含組分數目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。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，基本有機合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產中精餾的應用更為廣泛。本設計著重討論常壓下甲醇-水雙組分體系精餾。2.塔設備簡介塔設備是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的氣液傳質設備。根據塔內氣液接觸件的結構型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內設置一定數量踏板，氣體以鼓泡活噴射形式穿過板上液層進行質、熱傳遞，氣液相組成成階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內有定高度的填料層，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）與液相接觸進行質、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)上對塔設備的主要要求：（1）生產能力大；（2）傳質、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，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。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，因此，設計者應根據塔型特點、物系性質、生產工藝條件、操作方式、設備投資、操作與維修費用等技術經濟評價以及設計經驗等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。在化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質設備必不可少。塔設備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達到相際傳質和傳熱目的的氣液傳質設備之一。3.體系介紹本設計的體系為甲醇-水體系。101.325kPa下，甲醇水體系汽液平衡數據如下：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y10000750.40.7960.020.1730.50.8940.040.2710.60.8910.060.3690.70.9890.080.4680.80.9880.10.4660.91840.150.56511820.20.66511780.30.7注：x、y分別為氣液兩相中甲醇的摩爾分數4.設計要求設計條件：體系：甲醇-水體系 已知：進料量F=200 kmol/h進料濃度ZF= 0.35（摩爾分數）進料狀態(tài)：q 1.08 操作條件：塔頂壓強為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 = 52%分離要求： XD= 0.995（質量分數）；XW= 0.002（質量分數）； R/Rmin =1.6 。第一節(jié) 概述1.1精餾操求作對塔設備的要求工業(yè)上對塔設備的主要要求：（1）生產能力大；（2）傳質、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力?。唬?）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，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。1.2板式塔類型塔設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)上應用較多的是有降液管的浮閥、篩板和泡罩塔板等。1.2.1篩板塔篩板塔板簡稱篩板，結構持點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據孔徑的大小，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、易結焦的物系)。篩板的優(yōu)點是結構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產能力較大；氣體分散均勻，傳質效率較高。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產能力大于10.5%，板效率提高產量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結構簡單，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。但其缺點是篩孔易堵塞，不宜處理易結焦、粘度大的物料。值得說明的是，盡管篩板傳質效率高，但若設計和操作不當，易產生漏液，使得操作彈性減小，傳質效率下降。然而近年來，由于設計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應用日趨廣泛。綜合考慮利弊，對于甲醇-水體系，本設計選用篩板塔。1.2.2浮閥塔浮閥廣泛應用于精餾、吸收和解析等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動懂得浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮閥可以根據氣流量的大小而上下浮動，自行調節(jié)。浮閥的主要優(yōu)點是生產能力大，操作彈性大，分離效率高，塔板結構較泡罩塔簡單。1.2.3泡罩塔泡罩塔是最早使用的板式塔，其主要構件是泡罩、升氣管及降液管。泡罩的種類很多，國內用較多的是圓形泡罩。泡罩的主要優(yōu)點是操作彈性較大，液氣比范圍大，適用于多種介質，操作穩(wěn)定可靠；但其結構復雜、造價高、安裝維修不方便，氣相壓降較大?，F(xiàn)雖已為新型塔板取代，但鑒于其某些優(yōu)點，仍有使用。1.3設計單元操作方案簡介 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)蒸餾具有生產能力大，產品質量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應性強等優(yōu)點，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-甲苯混合物體系應采用連續(xù)精餾過程。蒸餾是通過物料在塔內的多次部分氣化與多次部分冷凝實現(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置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便準確控制回流比。本設計中采用全凝器。1.4精餾塔的設計簡介1.4.1 篩板塔設計須知（1）篩板塔設計是在有關工藝計算已完成的基礎上進行的。對于氣、液恒摩爾流的塔段，只需任選其中一塊塔板進行設計，并可將該設計結果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常選上面第一塊塔板進行設計；全塔最下面一段塔段，通常選最下面一塊塔板進行設計。這樣計算便于查取氣液相物性數據。 （2）若不同塔段的塔板結構差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔段塔板的篩孔數、空心距與篩孔直徑之比t/d0可能有差異。對篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進塔壁處液體“短路”，可在近塔壁處設置擋板。只有當不同塔段的塔徑相差較大時才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。1.4.2 篩板塔的設計程序 確定設計方案； 平衡級計算和理論塔板的確定； 塔板的選擇； 實際板數的確定； 塔體流體力學計算； 管路及附屬設備的計算與選型； 撰寫設計說明書和繪圖。第二節(jié) 設計方案的初步確定2.1操作條件的確定2.1.1操作壓力塔內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。根據所處理的物料性質，兼顧技術上的可行性和經濟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，但會增加塔身的壁厚，導致設備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導致操作費用或設備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸汽可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸汽時，應對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，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備費用的增加，可以使用加壓操作。 真空操作不僅需要增加真空設備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設備費用增加。綜合考慮以上因素本設計采用常壓精餾。2.1.2進料狀態(tài)泡點進料時，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設備制造上比較方便。冷液進塔雖可減少理論板數，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑增大，有不利之處。所以根據設計要求，選擇泡點進料，q1。2.1.3加熱方式精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內有足夠的熱量供應；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。所以本設計應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計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，本設計的冷卻水出口溫度選為：302.1.5回流比選擇回流比主要從經濟觀點出發(fā)，力求設備費用和操作費用最低。實際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時應考慮，隨R選值的增大，塔板數減少，設備投資減少，但因塔內氣、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，既操作費用增大。若R值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設備投資也隨之有所增大。其設備投資操作費用與回流比之間的關系如右圖所示?？傎M用最低點對應的R值稱為最佳回流比。設計時應根據技術經濟核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R（1.22）Rmin。本設計綜合考慮以上原則，選用：R1.6Rmin。2.1.6熱能的利用精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術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，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。當然，塔頂蒸汽可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。本設計中的熱能利用主要有兩方面：一、塔頂冷卻水的熱量，通過水介質導出，可用周邊生活區(qū)的供暖；二、塔釜殘液溫度較高，可用于進料的預熱。2.2確定設計方案的原則總的原則是盡可能多地采用先進的技術，使生產達到技術先進、經濟合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。 滿足工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩(wěn)定的產品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調節(jié)。設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過程。 滿足經濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘Σ僮髻M用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。 保證生產安全 生產中應防止物料的泄露，生產和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。2.3操作流程簡圖第三節(jié) 板式精餾塔的工藝參數計算3.1 物料衡算與操作線方程3.1.1物料衡算已知進料量F200kmol/h，進料組成XF0.35（摩爾分率），進料q1.08設計要求：XD0.995（質量分率），Xw=0.002（質量分率）將物料的質量分率轉化為摩爾分率：質量分率摩爾分率XD0.9950.9911Xw0.0020.0011衡算方程 ： 3.1.2 q線方程因為XF0.35 q1q線方程為：x0.35讀圖可知平衡線和q線交點為:xe=0.2325，ye=0.6993.1.3Rmin和R的確定R=1.6Rmin=1.60.8371=1.33933.1.4精餾段操作線方程精餾段操作線方程： 3.1.5精餾段和提餾段氣液流量D70.48kmol/h R1.3393精餾段：LRD94.39kmol/h V（R1）D164.87kmol/h提餾段：LLqF94.39+200=294.39kmol/h VV（1q）FV164.87kmol/h3.1.6提餾段操作線方程提餾段操作線方程：3.2 理論塔板數的計算與實際板數的確定3.2.1理論板數的計算由于塔釜殘液的濃度較低，而塔頂產品的濃度較高，故不適宜用作圖法求解理論板數。本設計采用逐板計算的方法求解。（1）精餾段理論板數由上而下逐板計算，自x0=0.9911開始到xi首次越過xf=0.2325時為止。x0=0.9911,y1=0.9911x1=0.9788,y1=0.9911x1=0.9788,y2=0.9841x2=0.9621,y2=0.9841x2=0.9621,y3=0.9745x3=0.9393,y3=0.9745x3=0.9393,y4=0.9615x4=0.9082,y4=0.9615x4=0.9082,y5=0.9437精餾段操作線方程平衡關系x5=0.8662,y5=0.9437x5=0.8662,y6=0.9196x6=0.8104,y6=0.9196x6=0.8104,y7=0.8877x7=0.7390,y7=0.8877x7=0.7390,y8=0.8468x8=0.6484,y8=0.8468x8=0.6484,y9=0.7949x9=0.5341,y9=0.7949x9=0.5341,y10=0.7295x10=0.4009,y10=0.7295x10=0.4009,y11=0.6532x11=0.2842,y11=0.6532因x11xf,故第11塊為加料板，精餾段共有10塊理論版。（1）提餾段理論板數由上而下逐板計算，自x11=0.2842開始到xi首次越過xw=0.0011時為止。x11=0.2842,y12=0.5067x12=0.1434,y12=0.5067x12=0.1434,y13=0.2551提餾段操作線方程平衡關系x13=0.0463,y13=0.2551x13=0.0463,y14=0.0818x14=0.0113,y14=0.0818x14=0.0113,y15=0.0194x15=0.0025,y15=0.0194x15=0.0025,y16=0.0036x16=0.0004,y16=0.0036因x16xw ，所以理論板數不足16塊。塔釜相當于一塊理論板。提餾段理論板數=15-11+（x15-xw）/(x15-x16)-1=3.68 塊（不含塔釜）總理論板數=11+3.68=14.68 塊（不含塔釜）（理論板數計算由MATLAB完成，詳細程序見附表）3.2.1實際板數的確定平均相對揮發(fā)度=5.5 平均黏度為L=0.33mPas由奧肯奈爾（Oconnell）關聯(lián)圖的ET=0.49N精=11/0.49=23塊N提=3.68/0.49=8塊NPN精+N提23+8=31塊實際塔板數為31塊3.3操作壓強的計算本設計采用常壓精餾根據設計要求，相關計算如下：塔頂壓力P頂=101.3+4=105.3kPa 單板壓降P=0.7kPa進料板壓力pF=105.3+0.722=120.7kPa塔底壓力pw=105.3+0.731=127.0kPa精餾段平均壓力pm=(105.3+120.7)/2=113.0kPa提餾段平均壓力pm =(120.7+127.0)/2=123.9kPa3.4操作溫度的計算通過“t-x-y”數據進行插值計算得：泡點進料：xF0.35 進料板溫度tF=76.58塔頂溫度：tD=64.51塔底溫度：tW=99.78精餾段平均溫度tm=(76.58+64.51)/2=70.55提餾段平均溫度tm=(99.78+76.58)/2=88.18（以上溫度的插值計算由MATLAB完成，詳細程序見附表。）常壓下甲醇-水氣液平衡組成與溫度關系溫度t()液相組成x氣相組成y溫度t()液相組成x氣相組成y10000750.40.7960.020.1730.50.8940.040.2710.60.8910.060.3690.70.9890.080.4680.80.9880.10.4660.91840.150.56511820.20.66511780.30.73.5塔內物料平均分子量、張力、流量及密度的計算3.5.1密度及流量設甲醇為a，水為b甲醇分子量為：32.04kg/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數據插值計算得：xa0.6348，ya0.8407查表得：kg/m3，kg/m3液相平均分子量：Ml=xaMa+(1-xa) Mb=26.92 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數據插值計算得：xa0.0937，ya0.4021查表得：=727.01，=966.48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： （以上溫度的插值計算由MATLAB完成，詳細程序見附表。）3.5.2液相表面張力的確定：塔頂液相表面張力=64.51,查得：=16.81, =66.60=17.25 進料板液相表面張力tF=76.58, =15.43, =64.42=47.27塔底液相表面張力tw=99.78，=12.82，=60.04=59.99精餾段平均液相表面張力提餾段平均液相表面張力3.5.3液體平均粘度計算塔頂液體粘度:=64.51,=0.3289,=0.4497同理,進料板液體=0.3450塔底液體=0.2886精餾段平均液相粘度(+)/2=0.3374提餾段平均液相粘度(+)/2=0.3168第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設計計算4.1塔的有效高度和板間距的初選4.1.1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塊板開一個人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米所以應多加高(0.7-0.45)31/7=1mZ=Z精+Z提+1.0=9.9+3.15+1.0=14.06m4.2 塔徑4.2.1精餾段欲求塔徑應先求出空塔氣速 u安全系數umax 功能參數：取塔板間距=0.45m，板上液層高度h1=0.06m，那么分離空間：-h1=0.45-0.06=0.39m從史密斯關聯(lián)圖查得：，由于m/su=0.7=0.72.23=1.56取 D=1.2m塔截面積：實際空塔氣速：4.2.2提餾段功能參數：取塔板間距=0.45m，板上液層高度h1=0.06m，那么分離空間：-h1=0.45-0.06=0.39m從史密斯關聯(lián)圖查得：，由于u=0.7=0.73.19=2.23圓整取： D=0.8m 5s 故降液管尺寸可用。提餾段：停留時間5s 故降液管尺寸可用。5.3.3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計合理選用凹形受液盤，深度取0.06m5.3.4塔板布置及篩孔數目與排列5.3.4.1塔板的分塊D800mm，故塔板采用分塊，查表塔板分為3塊。5.3.4.2邊緣區(qū)寬度確定取m5.3.4.3開孔區(qū)面積計算Aa=2xr2-x2+180r2sin-1xr r=D/2-Wc x=D/2-Wd-Ws精餾段：x=0.6-(0.156+0.07)=0.374m，r=0.6-0.05=0.55m，=0.754提餾段：x=0.6-(0.156+0.07)=0.374m, r=0.6-0.05=0.55m ，=0.7545.3.4.4篩孔計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=0.907精餾段：篩孔數目：個氣體通過閥孔的氣速:提餾段 篩孔數目n為個5.4.篩板的力學檢驗5.4.1塔板壓降5.4.1.1干板阻力計算由/=1.67查圖得=0.772因為開孔率15%，所以：精餾段= 0.051（v/l）（uo/co）2=0.051(1.179/794.14)(15.21/0.772)=0.0294m液柱提餾段= 0.051（v/l）（uo/co）2=0.051(0.975/919.43)(17.68/0.772)=0.0193m液柱5.4.1.2氣體通過液層的阻力hl計算精餾段:ua=Vs/(AT-2Af)=1.179/(1.131-20.08143)=1.218m/s =ua=1.32查表得=0.61hl=(hw+how)=0.610.0572=0.0349m（液柱）提餾段ua=Vs/(AT-2Af)=1.1109/(1.131-20.08143)=1.147m/s =ua=1.13 查表得=0.64hl=(h+h)=0.640.0611=0.0392m（液柱）5.4.1.3液體表面張力的阻力計算精餾段=液柱提餾段=液柱5.4.1.4氣體通過每層塔板的壓降P=gh 精餾段=0.0294+0.0349+0.00331=0.0676m液柱P精=精ghp=794.149.810.0677=527Pa提餾段=0.0193+0.0392+0.00476=0.0634m液柱P提=提ghp=919.439.810.0634=571Pa全塔平均每塊塔板上的壓降：P=（22P精+9P提）/31=540Pa=0.54kPa0.7kPa所以單板壓降符合要求。5.4.2液面落差對于D1.6m的篩板，液面落差可以忽略不計。5.4.3液沫夾帶(kg液/kg氣)精餾段: 提餾段:, 本設計液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內,符合要求. 5.4.4漏液篩板塔,漏液點氣速=帶入數據得：精餾段m/s穩(wěn)定系數K=u0/uo,min=15.2/8.7=1.75提餾段m/s穩(wěn)定系數K=u0/u0,min=14.6/9.7=1.51穩(wěn)定系數均在1.52之間，符合要求，無明顯液漏。5.4.5液泛為防止塔內發(fā)生液泛,降液管內液層高Hd()對于設計中的甲醇-水體系=0.5, Hd0.5=0.25m由于板上不設進口堰精餾段m液柱提餾段所以不會發(fā)生液泛現(xiàn)象5.5.塔板負荷性能圖5.5.1漏液線由= 得：精餾段：=得=提餾段：得=5.5.2液沫夾帶線以kg液/kg氣為限求-關系：由精餾段：， 整理得提餾段：， 整理得5.5.3液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度how=0.005m作為最小液體負荷標準，由式計算:精餾段 提餾段 5.5.4液相負荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留的下限，得：精餾段： 提餾段：5.5.5液泛線Hd=()由，得其中帶入數據精餾段 提餾段所以精餾段提餾段5.5.6操作彈性由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。精餾段：根據生產任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點在正常的操作范圍內，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點為操作點，所在線為操作線由圖，故精餾段操作彈性為/=3.36提餾段：根據生產任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點在正常的操作范圍內，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點為操作點，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) 設計結果匯總篩板塔設計計算結果及符號匯總表參數符號參數名稱精餾段提餾段T m ()平均溫度70.5588.18P m (kpa)平均壓力113.0123.9M Lm(kg/kmol)液相平均摩爾質29.8119.32M Vm(g/kmol)氣相平均摩爾質量23.6523.65lm (kg/m3)液相平均密度794.14919.43vm (kg/ m3)氣相平均密度1.1790.975m (mN/m)液體平均表面張力32.2653.63m (mPas)液體平均粘度0.33740.3168Vs(m3/s)氣相流量1.1581.1109Ls (m3/s)液相流量0.0008890.00172N實際塔板數229Z( m)有效段高度9.453.6D(m)塔徑1.21.2H T(m)板間距0.450.45 (m)板厚0.0030.003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0.050.05hl (m)板上液層高度0.05720.00572h OW (m)堰上液層高度0.00720.0072h O (m)降液管底隙高度0.0440.044W d (m)降液管寬度0.1560.156W s (m)安定區(qū)寬度0.070.07W c (m)邊緣區(qū)高度0.050.05Aa (m2)有效傳質面積0.7540.754A T (m2)塔橫截面積1.1311.131A f (m2)降液區(qū)面積0.081430.08143A O(m2)篩孔面積0.07620.0762d O(m)篩孔直徑0.0050.005T(m)孔中心距0.0150.015N篩孔數目38703870(%)開孔率10.110.1u(m/s)空塔氣速1.020.982安全系數0.70.7u O(m/s)篩孔氣速15.2114.58K穩(wěn)定系數1.751.51H c(m液柱)干板阻力0.02940.0193H l(m液柱)液體有效阻力Hl0.03490.0392H(m液柱)液體表面張力阻力0.003310.00476H p(m液柱)總阻力0.06760.0634P(Pa)每層塔板壓降527571 (s)停留時間41.221.3ev (kg液/kg干氣)液沫夾帶量0.01450.00943液泛合格合格漏液合格合格E液流收縮系數1.041.05C O孔流系數0.7720.772液層充氣系數0.610.64相對泡沫密度0.50.5第七節(jié) 精餾裝置的附屬設備7.1 管殼式換熱器的設計與選型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。7.1.1.1估計換熱面積甲醇-水冷凝蒸汽的數據tD=64.51冷凝蒸汽量：由于甲醇摩爾分數為0.9911,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，在平均溫度物性數據如下（kg/m3）Cp(KJ/k.)Pas(w/(m.)水99