甲醇-乙醇分離過程精餾塔設(shè)計說明

1、課程設(shè)計說明書（浮閥塔設(shè)計）專業(yè):班級:姓名:指導(dǎo)教師:目錄一、設(shè)計方案與工藝流程圖4二、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)41、進(jìn)料流量及組成42、進(jìn)料流量4三、物料橫算5四、確定操作條件51確定操作壓力52確定操作溫度5五、確定q及最小回流比6六、理論板數(shù)與實際板數(shù)及適宜回流比7七、確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷8冷凝器9再沸器11八、塔徑的計算及板間距的確定121汽、液相流率132將以上求得的流率換成體積流率133塔徑的計算14九、堰及降液管的設(shè)計151取堰長152取堰寬及降液管面積153、停留時間154、堰高155、降液管底端與塔板之間的距離156、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列16十、塔板流體力學(xué)驗算17精館段17提館

2、段19十一 塔板的負(fù)荷性能圖20精館段20精館段23十二、主要接管尺寸的選取261、進(jìn)料管262、回流管263、釜液出口管264、塔頂蒸汽管275、加熱蒸汽管27化工原理課程設(shè)計任務(wù)書專業(yè)：班級：設(shè)計題目:浮閥塔的設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)：甲醇-乙醇分離過程精館塔設(shè)計三、設(shè)計條件:處理量 項目3. 4萬噸原料/年進(jìn)料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）/%甲醇乙醇36.363. 7分離要求塔頂乙醇含量（摩爾分?jǐn)?shù)） 塔底乙醇含量（摩爾分?jǐn)?shù)）年開工時間7200h完成日期2011 年 4 月 10 H進(jìn)料狀態(tài)冷夜進(jìn)料四、設(shè)計的容和要求:序號設(shè)計容要求1工藝計算物料衡算，熱量衡算，回流比，理論塔 板數(shù)等2結(jié)構(gòu)設(shè)計塔高，塔經(jīng)，溢流

3、裝置及塔板布置，接 口管的尺寸等3流體力學(xué)驗算塔板負(fù)荷性能圖4冷凝器的傳熱面積和冷卻介質(zhì)的用量 計算5再沸器的傳熱面積和加熱介質(zhì)的用量 計算6計算機(jī)輔助計算將數(shù)據(jù)輸入計算機(jī)，繪制負(fù)荷性能圖7編寫設(shè)計說明書目錄，設(shè)計任務(wù)書，設(shè)計計算及結(jié)果， 流程圖，參考資料等一、設(shè)計方案與工藝流程1、設(shè)計方案本次課程設(shè)計的任務(wù)是設(shè)計乙醇精館塔，塔型為浮閥塔，進(jìn)料為兩組分進(jìn)料(甲 醇、乙醇)。因為甲醇為輕組分乙醇為重組分，甲醇由塔頂蒸出，而乙醇則存在于塔 底產(chǎn)品中。因此，可用一個塔進(jìn)行精館分離。由于要分離的混合物各組分在常壓下是液相，無法分離，因此必須在常壓下進(jìn) 行蒸錨分離。同時在塔頂設(shè)置冷凝器，在塔底設(shè)置再沸器

4、，由于塔頂不需汽相出料， 故采用全凝器。2、工藝流程圖基礎(chǔ)數(shù)據(jù)OA1、進(jìn)料流量及組成(1) 將進(jìn)料組成由質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)2、進(jìn)料流量平均分子質(zhì)量:M = 32.04 X 0.45 + 46.07 X 0.55 = 39.7S6Skg/kmol物料組成W=34000000/(46. 07X300X24)=102. 5kmol/h.(1) 原料熱力學(xué)狀態(tài)進(jìn)料溫度：20°C(2) 冷卻介質(zhì)及溫度，加熱介質(zhì)及溫度冷卻介質(zhì)為水，加熱介質(zhì)為水蒸氣三、物料橫算其中：xfO. 03則 qI1H=196. 07kmol/h.四、確定操作條件1確定操作壓力：P28Kpa2確定操作溫度：系列1由t-

5、X-Y圖知：塔頂溫度為65.6攝氏度，塔底溫度為77.8攝氏度如上圖所示:五、確定q及最小回流比已知進(jìn)料溫度為20°C,由t-x-y得泡點(diǎn)溫度70.6°C,則查得45. 3°C （取進(jìn)料溫 度和泡點(diǎn)溫度的平均值）情況下對應(yīng)甲醇乙醇的比熱容分別為：石=0.58X 4.16 X 0.363 + 0.52X 4.186 X 0.637 = 2.27kJ/ (kg*oC)查得此時的甲醇乙醇的汽化潛熱分別為r = 962.78 x 0.363 + 753.48 x 0.637 = 329.46kJ/kg則所以q線方程為如圖所示的操作線的圖：由q線方程與操作線方程可知其交點(diǎn)為

6、六、理論板數(shù)與實際板數(shù)及適宜回流比由吉利蘭求理論板數(shù)，先求出最小理論板數(shù)，再根據(jù)吉利蘭關(guān)系式求理論板數(shù)N。=9.4不同的R值對應(yīng)的N值如下:R33. 253. 53. 7544. 254.50. 1550.2050. 2490. 2880. 3240.3560. 3850.4720.4380.4100. 3850. 3630.3430. 325N19. 5918. 28517. 32216. 53715.915. 35214. 89其中：Y二0. 545827-0. 591422X+0. 002743/X式中：X二Y二根據(jù)N-R關(guān)系可得23.25 （1.37倍的）可為適宜回流比。理論板數(shù)（不包

7、括再沸器）設(shè)得七、確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷上式中的、分別為塔頂、塔底混合物的汽化潛熱，為塔底混合物流率。由氏公式求取,方法相同，可得如下數(shù)據(jù)：塔頂塔底項目甲醇乙醇項目甲醇乙醇0. 660. 6560. 6610. 6560.01290.0160. 01480.0188r (kJ/kmol)44111.341585r (kJ/kmol)33560. 16730676. 674所以二(3.25+1) 93. 57 (44111.30.91+415850. 09)=1.75kJ/h同理可得:=423. 162 (33560. 160. 03+30676. 6740. 97)二1.302 kJ/h冷

8、凝器1、估算傳熱面積：初選換熱器型號(1) 甲醇的定性溫度二。C查得甲醇在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，選擇冷卻水的溫升為8£水的定性溫度二查得水在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，(2) 熱負(fù)荷的計算93. 5788. 311. 2=25. 7kw=25700w冷卻水耗量臥 =(3) 確定流體的流徑該設(shè)計任務(wù)的熱流體為甲醇，冷流體為水，為使甲醇通過殼壁面向空氣中 散熱，提高冷卻效果，令甲醇走殼程，水走管程。(4) 計算平均溫度差暫按單殼程、雙管程考慮，先求逆流時平均溫度差甲醇65.6 54.4水433522.619.4計算R和P, R=P 二二由RP值查圖得選用單殼程可行,(5) 選

9、K值，估算傳熱面積取 K二450S二(6) 初選換熱器型號由于兩流體溫差50,可選用固定管板式換熱器。由固定管板式換熱器的 系列標(biāo)準(zhǔn)，初選換熱器的型號。主要參數(shù)如下：外殼直徑159m公稱壓力1.6MPa, 公稱面積2.7管子252. 5mm,管子數(shù)11,管長3000mm,管中心距32mm,管 程數(shù)1,管子排列方式正三角形，管程流通面積0.0035實際換熱面積二n （L-0. 1） =11=2.5采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為核算壓降（1）管程壓降=1. 4,=1,=1=0. 22m/s=6520 （湍流）對于碳鋼管，取管壁粗糙度& =0. 1mm =0.005由入-關(guān)系

10、圖得入=0.0425二 153. IPa =72. 048PaApi = (153.1 + 72.04)x 1.4 Xl = 315.2Pa < lOKPa（2）殼程壓降=1. 15, =1管子為正三角形排列F二0.5=1. 1=1. 1=3. 6取折流擋板間距z=0. 015m殼程流通面積殼程流速所以As ' = 0.5 X 0.557 X 3.6(49 + 1) 二=1432Pa(1432 + 3843)X 1.15 X 1 = 6066.25 < LQKPa計算結(jié)果表明，管程和殼程的壓降均能滿足設(shè)計條件。1、核算總傳熱系數(shù)(1)、管程對流傳熱系數(shù)ai二4 42ai=O

11、. 023(|>(2)殼程對流傳熱系數(shù)殼程中甲醇被冷卻，故取0.55二 14883.3 w/(m2 *k)(3)污垢熱阻管外側(cè)污垢熱阻分別取(4)總傳熱系數(shù)K管壁熱阻可忽略時，總傳熱系數(shù)KK 二故所選擇的換熱器是合適的，安全系數(shù)為故選用固定管板式此型號換熱器再沸器1、估算傳熱面積：初選換熱器型號(1)乙醇的定性溫度二°C查得甲醇在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，選擇水的溫降為i(rc水的定性溫度二查得水在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，（2）熱負(fù)荷的計算10250074. 49 （86. 2-77. 8）=17800w冷卻水耗量=（3）確定流體的流徑該設(shè)計任務(wù)的熱流體為水，冷流體

12、為乙醇，為提高加熱效果，令水走殼乙醇走管 程。（4）計算平均溫度差暫按單殼程、雙管程考慮，先求逆流時平均溫度差水110100乙醇77.886.222. 223. 8計算R和P, R二P 二二由RP值查圖得選用單殼程可行，（5）選K值，估算傳熱面積取 K二450S二（6）初選換熱器型號由于兩流體溫差50,可選用固定管板式換熱器。由固定管板式換熱器的系列標(biāo) 準(zhǔn)，初選換熱器的型號。主要參數(shù)如下：外殼直徑159mm,公稱壓力1. 6MPa,公稱面 積1.7管子尺寸252.5mm,管子數(shù)11,管長2000mm,管中心距32mm,管程數(shù)1,管 子排列方式 正三角形，管程流通面積0.016實際換熱面積二n

13、（L-0. 1） =11二2.5釆 用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為=此換熱器滿足要求，選擇此型號換熱器。八、塔徑的計算及板間距的確定在精館塔設(shè)計中，對精館段和提留段分別進(jìn)行設(shè)計。精館段根據(jù)塔頂?shù)谝粔K板的條件進(jìn)行設(shè)計，提錨段根據(jù)塔底條件進(jìn)行設(shè)計。1汽、液相流率、精館段：qnv = (R + l)qnD =(3.25 + 1)93.75 = 397.673kmol/h(2)提俺段：qnv* = Qnv + 一 "q* = 397.673 X(L113 - 1) X 196.07=斗23.162kmol/hqnLJ + qnW 423.162 + 102.5 525.662k

14、niol/h2將以上求得的流率換成體積流率由 此時z=i,可得甲醇乙醇的平均密度即=1. 1930. 91+1. 7150. 009=1. 24kg/同理可得Q? = 736.6 X 0.09 4-752 X 0.91 = 750.614 kg/同樣的方法可以求的提館段的、即(1)體積流量：精館段% = 32.04 X 0.91 + 46.07 X 0.09 = 33.303kg/kmol= 32.04 X 0.03 + 46.07 X 0.97 = 45.649 kg/kmol則 V=397. 673L=304. 103=32. 069同理可得提館段的體積流量:3塔徑的計算用史密斯泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)法

15、計算塔徑。(1)精館段 最大氣速c先確定 C,設(shè)=0.4m=0. 05m根據(jù)二0. 031-=0. 35m 查得二0. 084查表得在塔頂溫度下的甲醇乙醇的表面力為二17. 7dyn/cm所以 o=17.745 dyn/cm=0. 084C二代入可得00. 082=2. 016m/s 設(shè)計氣速=0. 75=1.512 m/s 塔徑(2) 提館段 最大氣速c先確定 C,設(shè)=0.4m=0. 05m根據(jù)二0. 085-二0. 35m 查得二0. 075查表得在塔底溫度下的甲醇乙醇的表面力為二16. 8dyn/cm所以 o=17. 118 dyn/cm=0. 075C二代入可得0=0. 082=1.

16、79m/s 設(shè)計氣速=0. 75=1. 346 m/s 塔徑=圓整取D二1.6m=18.2dyn/cm=17.2dyn/cm4、塔截面積0. 785=2. 0096九、堰及降液管的設(shè)計1取堰長=0. 6D二0. 61. 6=0. 96m2取堰寬及降液管面積/D二0. 96/1.6=0.6查圖得可得3、停時間:精館段時間;提館段時間:4、堰高(1) 精飽段降液管堰高=2. 84E=2. 84取二0. 05m -二0. 05-0. 017=0. 033m(2) 提館段降液管堰髙=2. 84E=2. 84取二0. 05m -=0. 05-0. 029=0. 021m5、降液管底端與塔板之間的距離精館

17、段：提僅段:6、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列精館段：取閥孔動能因數(shù)，則孔速求每層塔板的上的浮閥數(shù)即N二二=277取邊緣區(qū)寬度：0. 06m泡沫區(qū)寬度：0. 10m計算塔板上的鼓泡區(qū)的面積，即：X 二帶入得R 二浮閥排列方式采用等邊三角形叉排，取t=75mm, t '二65mm。由圖查得N二280,則，重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)2.976 X 4un = 8.897m/s°3.14 X 0.039 X 0.039 X 280則化=& 897 x 濟(jì)二8. 897 x価二9. 907 m/s閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9-12圍。塔板開孔率二二 1 512/8. 897=16.

18、 99%提傍段:u0 = 1°取閥孔動能因數(shù)，則孔速°洞匚侮麗二6. 92m/s求每層塔板的上的浮閥數(shù)即 9251.399 X 4=311N二兀 x 0.039 x 0.039 X 3600 x 6.92取邊緣區(qū)寬度：0. 06m泡沫區(qū)寬度：0. 10m計算塔板上的鼓泡區(qū)的面積，即：R 二帶入得浮閥排列方式采用等邊三角形叉排，取t二72mm, t '二63mm。有圖查得N二314,則，重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：2.57 X 4un = 6.851m/s°3.14X 0.039 X 0.039 X 314F。= 8. 897 X、爲(wèi)二8. 897 x、2。

19、88二9. 899閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9-12圍。塔板開孔率二叫二 1. 346/6. 851=19. 64%十、塔板流體力學(xué)驗算精館段：(1)氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降 hpc +h. + ha1734uoc =皿' 干板阻力：V Pv =9. 335/s因uo<uoct故干板阻力為：饑二19.9久=0. 039m 板上充氣液層阻力：取耳二0.5則妬二耳九二0.5 X 0.05 = 0.025m 液體表面力所造成的阻力可忽略不計,則hpA + hi=0. 025+0. 039=0. 064m=卩岀二o 064 x 748.2494 x 9.81 = 471 Pa <

20、600Pa(2)液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度電“(Ht+叱)則 £=%+如+如氣體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?0. 064m液體通過降液管的壓頭損失S 213.492/3600 2()2 = 0.153 () 2 = 0.014m也0.153 也，板上液層高度如= a°5mHd = bp + 如 + hd = 0.064 + 0.05 + 0.014 = 0.128m取礙=04尬，饑= 0033m則0 (HT + hw) =0 5 x (0.4+0.033) =0. 2165m可見Hd<的丁 +九)，符合防止液泛的要求。(3)霧沫夾帶I

21、PVPl Pv 100% 叫I Pv+ 1.36L<jZzPl-Pv100%計算泛點(diǎn)率，即泛點(diǎn)率二KCfa * 0.78/CCFAb及泛點(diǎn)率二J板上液體流徑長度Z = D - 2叫="一 2 X 0.176 = 1.248m7板上液流面積則=幻- 2力/= 2.0096-2X 0.109 = 1.7916m取物性系數(shù)K=1.0,查表得G = °1得1.242-967J?50.614-1.24 + 136 X(13.496/3600) X 1.248泛點(diǎn)率二1 X 0.112 X 1.7916=70.9%1.242 57 I=60.05% 泛占率二一0.78 x 1 x

22、 0.112 x 1.7916對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過82%.計算得出的泛點(diǎn)率 都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足要求。提館段(1)氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降(734u = 1825 干板阻力""=7.017m/s0.175O因 UO < UOC,故干板阻力為：19.9 Pl =0. 037m 板上充氣液層阻力取耳二0. 5則妬二耳九二0. 5 X 0.05 = 0.025m 液體表面力所造成的阻力可忽略不計，則心二饑+如二0. 025+0. 037=0. 062m二0. 062 X 748.2494 x 9.81 = 455Pa <

23、 600Pa(2)液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度(Ht + hw)則 Hd =hp + hLhd 氣體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨热缍?.062m 液體通過降液管的壓頭損失也0153tfc)2=0-15332.069/3600.(2 = 0.0146m 板上液層高度=0l05rnHd = hp + % + hd = 0.062 + 0.05 + 0.0146 = 0.1266m取Hy = 04m,饑= 0021m則0(HT + hw) =0 5 x (0.4+0.021) =0. 2105m可見IS坷+九)，符合防止液泛的要求。(2)霧沫夾帶計算泛點(diǎn)率,+ 1.36L

24、Zj100%Pv泛點(diǎn)率二Pv100%< 上七 0.78/CCr j 眨點(diǎn)率二%板上液體流徑長度Z= D -2叫=16- 2 X 0.176 = 1.248m7板上液流面積如= aT-2切=2.0096-2X 0.109 = 1.7916m取物性系數(shù)K二1.0,查表得C = 0112得I 2.088“、2.57 + 1.36 X (32.069/3600) X 1.248、丿748.2494 - 2.088=75.3%泛點(diǎn)率二1 X 0.112 X 1.79162.0882.57 J748.2494-2.088 2= 77.4%泛點(diǎn)率二-0.78 x 1 x 0.112 x 1.7916對

25、于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過82%.計算得出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足要求。十一.塔板的負(fù)荷性能圖精館段：(1)霧沫夾帶線I Pvys |+1-36- Pv因為泛點(diǎn)率二 kcfa ,對于一定的塔板結(jié)構(gòu)，其中的 內(nèi)、Pl、如、K、Cf、及Zl均為已知，相應(yīng)的二o. 1的泛點(diǎn)率可以確定，將各式代入上 式，使得叫的關(guān)系式，可以在途中作出負(fù)荷性能圖的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率二80%計算如下：1.24750.614-1.24 * 136Ls % 12481 X 0.112 x 1.7916=80%整理得：卩嚴(yán)按上式在一定圍取值，可得相應(yīng)的匕霧沫夾帶線Ls0. 0008

26、10. 00872Vs3. 543.213Pvuo2.8436000 7“hw + E () 2/3” 1000 L.(2)液泛線 、.)2G (聽+九)二5. 34皿9+0. 153 lwho + (1+Eo)因為物系一定，塔板結(jié)構(gòu)一定，則旳、 h心、Pl、©及少均為定值。而344；入整理可得液泛線：0 0?9zA/ 叫與匕又有如下關(guān)系，即 叫二4代= 41. 875-245585-257. 75 厶)2/3在操作圍取若干的值，可得對應(yīng)的人如下表:0. 0010. 0050. 0096. 255.313.3(3) 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時間不低于3、5s

27、。液體停留在降液管AfHT的時間：=3-5s求出上限液體流量Ls值，在叫圖上，液相負(fù)荷負(fù)荷上限與氣體流量Vs無關(guān)的豎直直線。以t二5s為在降液管中的停留時間的下限，則精館段負(fù)荷圖+霧沫夾帶線 一-液泛線*液相負(fù)荷上限 一-漏液線液相負(fù)荷下限線-一系列6鯉 沁竺0.00827/S max= 5 二 5(4) 漏液線對于Fl型重閥，根據(jù)Fo = uoyfPv ,匕立。陽石式中的 N、Pj均為已知數(shù),故可以知道氣相負(fù)荷匕的下限值，據(jù)此可以做岀與液體流量無關(guān)的水平漏液線。以 化二5作為規(guī)定的氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則5 n5盲 一 x 0.039 x 0.039 x?二4280*24=1. 5m'

28、/s(5) 液相負(fù)荷下限線取堰上液層髙度，l-=0006m作為液相下限條件，依據(jù)的計算式計算出。的下取E二1,則（L） fnin=0.006 X 1000）2.843/20.96_4 3x=819x10 nz/s限值，并以此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。綜上所述作出提徭段塔板負(fù)荷性能圖:符合操作要求，能夠穩(wěn)定生產(chǎn)。精餡段：（1）霧沫夾帶線+ 136LsZl因為泛點(diǎn)率二 KCpA ,對于一定的塔板結(jié)構(gòu)，其中的 內(nèi)、Pl、如、K、Cf、及五均為已知，相應(yīng)的二Q i的泛點(diǎn)率可以確定，將各式代入上 式，使得Vi的關(guān)系式，可以在途中作出負(fù)荷性能圖的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80% 計算如

29、下：2.088+ 1.36/.X 1.248 馬748.2494 - 2.088'1 X 0 112 X 17916二80% 整理得：Vs = 3 03 " 309乓按上式在一定圍取值，可得相應(yīng)的叫霧沫夾帶線Ls0. 0008190. 00872Vs32. 76（2）液泛線hw + -E2/3閃 1000Lc2 PVUQ （土） 2G（劃+九）二5. 34卩的+0. 153 以。+ （1+巧）因為物系一定，塔板結(jié)構(gòu)一定，則時、5 lw、PV. Pl、化及'均為定值。而344"。與叫又有如下關(guān)系，即"。二。"沙“代入整理可得液泛線：1/ 2

30、_.2仃、2/3" 33. 16-34171.92-191.（在操作圍取若干的值，可得對應(yīng)的匕如下表Ls0. 0010. 0050. 0090.013Vs5. 595. 174.714. 1（3）液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時間不低于3、5s。液體停留在降液管AfHT的時間：t=-二3-5s求出上限液體流量Ls值，在叫圖上，液相負(fù)荷負(fù)荷上限與氣體流量Vs無關(guān)的豎直直線。以t二5s為在降液管中的停留時間的下限，則AfHTmax= 50.109 X 0% 008273/35/(4) 漏液線對于Fl型重閥，根據(jù)» = %莎,x5式中的N、如、均為已知數(shù)，故可以知道氣相負(fù)荷的下限值,據(jù)此可以做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。以化二5作為規(guī)定的氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則5 7T5rr X 0.039 X 0.039 X * 八“qnG%二4314何麗二 1. 3m A(5) 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度/l-=0.006m作為液相下限條件，依據(jù)力屮的計算式計算出仏的下限值，并以此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。取E二1,則(4 min=0.006