甲醇-乙醇分離過程精餾塔設計說明

1、課程設計說明書（浮閥塔設計）專業(yè):班級:姓名:指導教師:目錄一、設計方案與工藝流程圖4二、基礎數據41、進料流量及組成42、進料流量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、理論板數與實際板數及適宜回流比7七、確定冷凝器與再沸器的熱負荷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、塔板布置及浮閥數目與排列16十、塔板流體力學驗算17精館段17提館

2、段19十一 塔板的負荷性能圖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化工原理課程設計任務書專業(yè)：班級：設計題目:浮閥塔的設計二、設計任務：甲醇-乙醇分離過程精館塔設計三、設計條件:處理量 項目3. 4萬噸原料/年進料組成（質量分數）/%甲醇乙醇36.363. 7分離要求塔頂乙醇含量（摩爾分數） 塔底乙醇含量（摩爾分數）年開工時間7200h完成日期2011 年 4 月 10 H進料狀態(tài)冷夜進料四、設計的容和要求:序號設計容要求1工藝計算物料衡算，熱量衡算，回流比，理論塔 板數等2結構設計塔高，塔經，溢流

3、裝置及塔板布置，接 口管的尺寸等3流體力學驗算塔板負荷性能圖4冷凝器的傳熱面積和冷卻介質的用量 計算5再沸器的傳熱面積和加熱介質的用量 計算6計算機輔助計算將數據輸入計算機，繪制負荷性能圖7編寫設計說明書目錄，設計任務書，設計計算及結果， 流程圖，參考資料等一、設計方案與工藝流程1、設計方案本次課程設計的任務是設計乙醇精館塔，塔型為浮閥塔，進料為兩組分進料(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 底產品中。因此，可用一個塔進行精館分離。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 行蒸錨分離。同時在塔頂設置冷凝器，在塔底設置再沸器

4、，由于塔頂不需汽相出料， 故采用全凝器。2、工藝流程圖基礎數據OA1、進料流量及組成(1) 將進料組成由質量分數轉化為摩爾分數2、進料流量平均分子質量: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) 原料熱力學狀態(tài)進料溫度：20°C(2) 冷卻介質及溫度，加熱介質及溫度冷卻介質為水，加熱介質為水蒸氣三、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料溫度為20°C,由t-x-y得泡點溫度70.6°C,則查得45. 3°C （取進料溫 度和泡點溫度的平均值）情況下對應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為

6、六、理論板數與實際板數及適宜回流比由吉利蘭求理論板數，先求出最小理論板數，再根據吉利蘭關系式求理論板數N。=9.4不同的R值對應的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N-R關系可得23.25 （1.37倍的）可為適宜回流比。理論板數（不包

7、括再沸器）設得七、確定冷凝器與再沸器的熱負荷上式中的、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，可得如下數據：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據：，根據設計經驗，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據：，(2) 熱負荷的計算93. 5788. 311. 2=25. 7kw=25700w冷卻水耗量臥 =(3) 確定流體的流徑該設計任務的熱流體為甲醇，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 系列標準，初選換熱器的型號。主要參數如下：外殼直徑159m公稱壓力1.6MPa, 公稱面積2.7管子252. 5mm,管子數11,管長3000mm,管中心距32mm,管 程數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計算結果表明，管程和殼程的壓降均能滿足設計條件。1、核算總傳熱系數(1)、管程對流傳熱系數ai二4 42ai=O

11、. 023(|>(2)殼程對流傳熱系數殼程中甲醇被冷卻，故取0.55二 14883.3 w/(m2 *k)(3)污垢熱阻管外側污垢熱阻分別取(4)總傳熱系數K管壁熱阻可忽略時，總傳熱系數KK 二故所選擇的換熱器是合適的，安全系數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據：，根據設計經驗，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據：，（2）熱負荷的計算10250074. 49 （86. 2-77. 8）=17800w冷卻水耗量=（3）確定流體的流徑該設計任務的熱流體為水，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 準，初選換熱器的型號。主要參數如下：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11,管長2000mm,管中心距32mm,管程數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計中，對精館段和提留段分別進行設計。精館段根據塔頂第一塊板的條件進行設計，提錨段根據塔底條件進行設計。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關聯法

15、計算塔徑。(1)精館段 最大氣速c先確定 C,設=0.4m=0. 05m根據二0. 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=0.4m=0. 05m根據二0. 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、塔板布置及浮閥數目與排列精館段：取閥孔動能因數，則孔速求每層塔板的上的浮閥數即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2.976 X 4un = 8.897m/s°3.14 X 0.039 X 0.039 X 280則化=& 897 x 濟二8. 897 x価二9. 907 m/s閥孔動能因數變化不大，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，則孔速°洞匚侮麗二6. 92m/s求每層塔板的上的浮閥數即 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：2.57 X 4un = 6.851m/s°3.14X 0.039 X 0.039 X 314F。= 8. 897 X、爲二8. 897 x、2。

19、88二9. 899閥孔動能因數變化不大，仍在9-12圍。塔板開孔率二叫二 1. 346/6. 851=19. 64%十、塔板流體力學驗算精館段：(1)氣相通過浮閥塔板的壓強降 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降相當的液柱高度=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%計算泛點率，即泛點率二KCfa * 0.78/CCFAb及泛點率二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，應控制泛點率不超過82%.計算得出的泛點率 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降相當的液柱高度如二0.062m 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)霧沫夾帶計算泛點率,+ 1.36L

24、Zj100%Pv泛點率二Pv100%< 上七 0.78/CCr j 眨點率二%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%泛點率二1 X 0.112 X 1.79162.0882.57 J748.2494-2.088 2= 77.4%泛點率二-0.78 x 1 x 0.112 x 1.7916對

25、于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過82%.計算得出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足要求。十一.塔板的負荷性能圖精館段：(1)霧沫夾帶線I Pvys |+1-36- Pv因為泛點率二 kcfa ,對于一定的塔板結構，其中的 內、Pl、如、K、Cf、及Zl均為已知，相應的二o. 1的泛點率可以確定，將各式代入上 式，使得叫的關系式，可以在途中作出負荷性能圖的霧沫夾帶線。按泛點率二80%計算如下：1.24750.614-1.24 * 136Ls % 12481 X 0.112 x 1.7916=80%整理得：卩嚴按上式在一定圍取值，可得相應的匕霧沫夾帶線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，塔板結構一定，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，可得對應的人如下表:0. 0010. 0050. 0096. 255.313.3(3) 液相負荷上限線液體的最大流量應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，液相負荷負荷上限與氣體流量Vs無關的豎直直線。以t二5s為在降液管中的停留時間的下限，則精館段負荷圖+霧沫夾帶線 一-液泛線*液相負荷上限 一-漏液線液相負荷下限線-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Fo = uoyfPv ,匕立。陽石式中的 N、Pj均為已知數,故可以知道氣相負荷匕的下限值，據此可以做岀與液體流量無關的水平漏液線。以 化二5作為規(guī)定的氣體最小負荷的標準，則5 n5盲 一 x 0.039 x 0.039 x?二4280*24=1. 5m'

28、/s(5) 液相負荷下限線取堰上液層髙度，l-=0006m作為液相下限條件，依據的計算式計算出。的下取E二1,則（L） fnin=0.006 X 1000）2.843/20.96_4 3x=819x10 nz/s限值，并以此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。綜上所述作出提徭段塔板負荷性能圖:符合操作要求，能夠穩(wěn)定生產。精餡段：（1）霧沫夾帶線+ 136LsZl因為泛點率二 KCpA ,對于一定的塔板結構，其中的 內、Pl、如、K、Cf、及五均為已知，相應的二Q i的泛點率可以確定，將各式代入上 式，使得Vi的關系式，可以在途中作出負荷性能圖的霧沫夾帶線。按泛點率=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，塔板結構一定，則時、5 lw、PV. Pl、化及'均為定值。而344"。與叫又有如下關系，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，可得對應的匕如下表Ls0. 0010. 0050. 0090.013Vs5. 595. 174.714. 1（3）液相負荷上限液體的最大流量應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，液相負荷負荷上限與氣體流量Vs無關的豎直直線。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» = %莎,x5式中的N、如、均為已知數，故可以知道氣相負荷的下限值,據此可以做出與液體流量無關的水平漏液線。以化二5作為規(guī)定的氣體最小負荷的標準，則5 7T5rr X 0.039 X 0.039 X * 八“qnG%二4314何麗二 1. 3m A(5) 液相負荷下限線取堰上液層高度/l-=0.006m作為液相下限條件，依據力屮的計算式計算出仏的下限值，并以此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。取E二1,則(4 min=0.006