甲醇-水體系篩板精餾塔的設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì) 化學(xué)化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 甲醇-水體系篩板精餾塔的設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 * 學(xué) 號 指導(dǎo)教師 設(shè)計(jì)時(shí)間 201 2年12月 24日-201 3年1月4日 課程設(shè)計(jì)成績百分制 權(quán)重設(shè)計(jì)說明書、計(jì)算書及設(shè)計(jì)圖紙質(zhì)量，70%獨(dú)立工作能力、綜合能力、設(shè)計(jì)過程表現(xiàn)、設(shè)計(jì)答辯及回答問題情況，30%設(shè)計(jì)最終成績（五級分制）指導(dǎo)教師簽字 化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)任務(wù)書課程名稱 化工過程與工藝設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目 甲醇-水體系篩板精餾塔的設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 * 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級學(xué)號 * 設(shè)計(jì)日期 2012 年 12 月 24 日至 2013 年 1 月 4 日設(shè)計(jì)條件及任務(wù)：設(shè)計(jì)體系：甲醇-

2、水體系設(shè)計(jì)條件: 進(jìn)料量：F=200kmol/h 進(jìn)料濃度：ZF=0.50進(jìn)料狀態(tài)：q=1.08,冷液進(jìn)料操作條件：塔頂壓強(qiáng)p頂=4 kPa(表壓) 單板壓降不大于0.7kPa。塔頂冷凝水溫度t12塔釜間接蒸汽加熱（3kgf/cm2水蒸汽）全塔效率：ET = 52%分離要求：1)xD=99.5 2)xW=0.2 3)回流比R/Rmin =1.6。 指導(dǎo)教師 年 月 日 目錄前言6第一節(jié)概述71.1塔設(shè)備簡介71.2板式塔類型71.2.1篩板塔71.2.2浮閥塔71.2.3泡罩塔81.3精餾塔的設(shè)計(jì)步驟81.3.1工藝設(shè)計(jì)81.3.2塔板設(shè)計(jì)81.3.3塔體初步設(shè)計(jì)91.3.4塔的輔助設(shè)備選用9

3、1.3.5編制計(jì)算結(jié)果匯總表91.3.6繪制塔體總圖及塔板總圖91.4設(shè)計(jì)要求91.4.1設(shè)計(jì)條件:91.4.2主要使用數(shù)據(jù)10第二節(jié)設(shè)計(jì)方案的確定112.1操作條件的確定112.1.1操作壓力112.1.2進(jìn)料狀態(tài)112.1.3加熱方式112.1.4冷卻劑與出口溫度112.1.5熱能的利用112.2確定設(shè)計(jì)方案的原則12第三節(jié) 板式精餾塔的工藝計(jì)算133.1工藝流程133.2精餾塔的物料衡算133.2.1摩爾分率133.2.2平均摩爾質(zhì)量143.2.3物料衡算143.2.4回收率143.3塔板數(shù)的確定143.3.1理論板層數(shù)NT的求取143.3.2實(shí)際板層數(shù)的求取163.4精餾塔的工藝條件及

4、有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算163.4.1操作壓力計(jì)算163.4.2操作溫度計(jì)算173.4.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算173.4.4平均密度計(jì)算183.4.5液體平均表面張力計(jì)算183.4.6液體平均粘度計(jì)算193.5精餾塔塔體主要工藝尺寸設(shè)計(jì)203.5.1塔徑的計(jì)算203.5.2塔有效高度的計(jì)算223.5.3整體塔高223.6精餾塔塔板主要工藝參數(shù)設(shè)計(jì)223.6.1溢流裝置223.6.2塔板布置253.7篩板的流體力學(xué)檢驗(yàn)273.7.1塔板壓降273.7.2液面落差293.7.3液沫夾帶293.7.4漏液303.7.5液泛303.8塔板負(fù)荷性能圖313.8.1漏液線313.8.2液沫夾帶線323.8.3液相負(fù)

5、荷下限線333.8.4液相負(fù)荷上限線333.8.5液泛線333.8.6操作彈性353.9總圖363.10附屬設(shè)備及接管尺寸383.10.1塔頂冷凝器（固定管板式換熱器）383.10.2塔底再沸器423.10.3管道設(shè)計(jì)與選擇433.10.4泵453.11 參考文獻(xiàn)及設(shè)計(jì)手冊46第四節(jié) 設(shè)計(jì)感想48前言化工原理課程設(shè)計(jì)是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，是進(jìn)行體察工程實(shí)際問題復(fù)雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設(shè)計(jì)，達(dá)到綜合運(yùn)用化工原理課程的基本知識，基本原理和基本計(jì)算，進(jìn)行融會貫通、獨(dú)立思考，在規(guī)定的時(shí)間內(nèi)完成指定的化工單元操作設(shè)計(jì)任務(wù)，具有初步進(jìn)行工程設(shè)計(jì)的能力；達(dá)到熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作

6、設(shè)計(jì)的主要程序和方法；提高和進(jìn)一步培養(yǎng)分析和解決工程實(shí)際問題的能力。 本次化工原理課程設(shè)計(jì)的主要包括以下主要內(nèi)容： （1）設(shè)計(jì)方案簡介：對工程要求選定的工藝流程、主要設(shè)備的型式進(jìn)行簡要的論述，說明所采取方案的先進(jìn)性及其選擇確定的依據(jù)。 （2）主要工藝過程及設(shè)備的設(shè)計(jì)計(jì)算，包括工藝參數(shù)的選定、物料衡算、熱量衡算、主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算及結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)。 （3）典型輔助設(shè)備的選型計(jì)算：包括典型輔助設(shè)備的主要尺寸計(jì)算和設(shè)備規(guī)格、型號、數(shù)量的選定 （4）工藝流程簡圖：以單線圖的形式繪制，標(biāo)出主體設(shè)備和輔助設(shè)備的物料流向，主要檢查參數(shù)測量點(diǎn)等。 （5）主體設(shè)備工藝條件圖：圖面上應(yīng)包括主體設(shè)備的主要工藝尺寸、技

7、術(shù)特性表和接管表。通過化工原理課程設(shè)計(jì)，可以達(dá)到以下幾方面的訓(xùn)練： （1）熟悉查閱文獻(xiàn)資料、收集有關(guān)數(shù)據(jù)、正確選用計(jì)算公式的能力。當(dāng)缺乏必要數(shù)據(jù)時(shí)，還要通過實(shí)驗(yàn)測定或到現(xiàn)場進(jìn)行實(shí)際查定。（2）在兼顧技術(shù)上先進(jìn)性、可行性、經(jīng)濟(jì)上合理性的前提下，綜合分析設(shè)計(jì)任務(wù)，確定工藝流程，做出設(shè)備選型，提出保證過程正常、安全運(yùn)行操作所需的檢測和計(jì)量儀器，同時(shí)還要考慮改善勞動條件并實(shí)現(xiàn)環(huán)境保護(hù)的有效措施。（3）進(jìn)行準(zhǔn)確而迅速的過程計(jì)算及主要設(shè)備的工藝計(jì)算的能力，特別是應(yīng)用計(jì)算機(jī)進(jìn)行計(jì)算的能力和計(jì)算機(jī)繪圖（CAD）能力。（4）用精煉的語言、簡潔的文字、清晰的圖表和圖紙來表達(dá)自己的設(shè)計(jì)思想、計(jì)算結(jié)果和設(shè)計(jì)結(jié)果的能力

8、。第一節(jié) 概述1.1塔設(shè)備簡介塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的汽液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)汽液接觸部件的結(jié)構(gòu)模式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，汽液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質(zhì)、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；（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1.2.1篩板塔篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板亡液層，形成氣濃

9、密切接觸的泡沫層(或噴射的液滴群)。篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價(jià)低，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮岡塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點(diǎn)是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設(shè)計(jì)良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應(yīng)用日益增多。1.2.2浮閥塔淬閥塔廣泛應(yīng)用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流認(rèn)浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為F一1型(V一2

10、型)、V一4型、十字架型和A型，其中F一1型浮閥結(jié)構(gòu)較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普通應(yīng)用，已列入頒布標(biāo)準(zhǔn)(JB一111881)。其閥孔直徑為39mm，重閥質(zhì)量為33g，輕閥為25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。盤式浮閥塔的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，分離效率較高，塔板結(jié)構(gòu)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(gòu)件是泡罩、升氣管及降液管。泡罩的種類很多，國內(nèi)應(yīng)用較多的是圓形泡罩。泡罩塔的主要比點(diǎn)是操作彈性較大，液氣比范圍大，適用于多種介質(zhì)，操作穩(wěn)定可靠，但其結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高、安裝維修不便，氣相壓降較大?，F(xiàn)雖已為其它新形塔板取代，

11、但鑒于其某些優(yōu)點(diǎn)，仍有沿用。1.3精餾塔的設(shè)計(jì)步驟1.3.1工藝設(shè)計(jì)(1)做出流程簡圖。(2)選定塔頂、塔底產(chǎn)品濃度(由任務(wù)書給出)，進(jìn)行全塔物料衡算，列出物料衡算總表。(3)確定凝液罐、塔頂、塔底的操作壓力。(4)確定塔頂、塔底溫度。(5)選定進(jìn)料狀態(tài)，定出進(jìn)料溫度(由任務(wù)書給定)。(6)在已定的全塔平均操作壓力下，做出y-x相平衡曲線，對多元系則需求出各組分對某一關(guān)鍵組分的相對揮發(fā)度。(7)求定最小回流比。(8)求出適宜的操作回流比。(9)確定所需的理論板數(shù)及進(jìn)料位置。(10)確定全塔效率，算出上、下兩段所需實(shí)際板數(shù)。(11)確定適宜的塔板間距，求出塔內(nèi)最大允許氣速，算出塔徑。(12)計(jì)算

12、塔頂冷凝器及塔底再沸器的熱負(fù)荷，求定所需冷卻水量及加熱蒸汽用量列出全塔熱量衡算總表。1.3.2塔板設(shè)計(jì)1.溢流裝置(1)由塔徑及液體流量選定液體流向型式。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)初估液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間，初步求出堰長及降液管面積。(2)選定出口堰高及降液管下口高(同時(shí)決定受液盤的形式)。2塔板布置(1)選定浮閥的閥型及閥的尺寸(或篩板的孔徑及板厚)。(3)決定塔板的開孔率(或篩板的孔距孔徑)。(3)算出浮閥或篩孔總數(shù)及板上有效操作面積。(4)決定淚孔的大小、數(shù)目及位置。(i)在方格紙上做浮閥或篩板排列草圖。如果選用標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔盤系列，則(3)步可省略，直接由系列查出結(jié)構(gòu)參數(shù)3流體力學(xué)計(jì)算選定某一層或若干層有

13、代表性的塔板，進(jìn)行下列各項(xiàng)計(jì)算與檢驗(yàn)：(1)塔板壓力降；(2)霧沫夾帶量；(3)液體在降液管中的停留時(shí)間或液體通過降液管的流速；(4)降液管內(nèi)清液層的高度；(5)液體泄漏量；(6)負(fù)荷性能圖；(7)負(fù)荷上下限及操作彈性；4.塔板設(shè)計(jì)結(jié)果討論1.3.3塔體初步設(shè)計(jì)(1)根據(jù)塔內(nèi)的操作溫度及壓力，選定筒體的材料及壁厚。(2)確定封頭的型式、材料及尺寸。(3)確定人孔的數(shù)目、位置及規(guī)格。(4)選擇各接管的流速，確定各接管的直徑及伸出長度。(5)確定塔的總高。(6)確定裙座的型式、開孔及尺寸。1.3.4塔的輔助設(shè)備選用(1)根據(jù)冷凝器、再沸器的操作條件及熱負(fù)荷，選定冷凝器，再沸器的型式、規(guī)格及臺數(shù)。(

14、2)估計(jì)回流泵的流量及揚(yáng)程，選定泵的型號與規(guī)格1.3.5編制計(jì)算結(jié)果匯總表1.3.6繪制塔體總圖及塔板總圖1.4設(shè)計(jì)要求1.4.1設(shè)計(jì)條件: 進(jìn)料量：F=200kmol/h 進(jìn)料濃度：ZF=0.50進(jìn)料狀態(tài)：q=1.08,冷液進(jìn)料操作條件：塔頂壓強(qiáng)p頂=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塔釜間接蒸汽加熱（3kgf/cm2水蒸汽）全塔效率：ET = 52%分離要求：1)xD=99.5 2)xW=0.2 3)回流比R/Rmin =1.6。1.4.2主要使用數(shù)據(jù)甲醇水體系汽液平衡數(shù)據(jù) (101.325kPa)t/xy100.00.000.0096.40.0

15、20.13493.50.040.2391.20.060.30489.30.080.36587.70.100.41884.40.150.51781.70.200.579780.300.66575.30.400.72973.10.500.77971.20.600.82569.30.700.8767.50.800.915660.900.958650.950.97964.51.01.0表1-1第二節(jié) 設(shè)計(jì)方案的確定2.1操作條件的確定2.1.1操作壓力 精餾可在常壓、加壓或減壓下進(jìn)行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來考慮。2.1.2進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般

16、都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這樣，進(jìn)料溫度就不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作就比較容易控制。此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)。精餾段與提餾段的塔徑相同，設(shè)計(jì)制造均比較方便。2.1.3加熱方式精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的熱量。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(shè)計(jì)采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2間接水蒸汽加熱。2.1.4冷卻劑與出口溫度塔頂產(chǎn)品出口溫度的選擇與所采用的冷卻劑有關(guān)。精餾操作中，常用水或空氣作為冷卻劑來冷凝塔頂蒸氣或冷卻塔頂產(chǎn)品。冷卻水的入口溫度隨氣候條件而定，設(shè)計(jì)時(shí)一般可取為20一25，這樣

17、，凝液的溫度可冷卻到40一50(塔頂產(chǎn)品與冷卻劑之間必須保證有10一20的傳熱溫差)。由于水的出口溫度一放不超過50左右，否則溶解于水中的某些無機(jī)鹽將會析出，在傳熱壁面上形成污垢而影響傳熱效果。設(shè)計(jì)要求冷卻水入口溫度t=12，則冷卻水的出口溫度取t=20。2.1.5熱能的利用蒸餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，因此，熱效率很低，通常進(jìn)入再沸器的能量僅有5左右被有效地利用。所以，蒸餾系統(tǒng)的熱能利用問題應(yīng)值得認(rèn)真考慮。塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的，但其能位較低，不可能直接用來作塔釜的熱源。但可用作低溫?zé)嵩?，或通人廢熱鍋爐，產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用?；蚩刹捎脽岜眉夹g(shù)，提高溫度后再用于加熱釜液。

18、此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可取得節(jié)能的效果。例如，可采用設(shè)置中間再沸器和中間冷凝器的流程，因?yàn)樵O(shè)置中間再沸器，可利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。2.2確定設(shè)計(jì)方案的原則設(shè)計(jì)方案選定是指確定整個精餾裝置的流程、主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和主要操作條件。所選方案必須：能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量；操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)；經(jīng)濟(jì)合理；生產(chǎn)安全。在實(shí)際的設(shè)計(jì)問題中，上述四項(xiàng)都必須兼顧考慮。第三節(jié) 板式精餾塔的工藝計(jì)算3.1工藝流程含甲醇0.50（摩爾分?jǐn)?shù)）的甲醇-水混合液經(jīng)過預(yù)熱器，預(yù)熱到泡點(diǎn)進(jìn)料。進(jìn)入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品（含甲醇99.5），一部

19、分回流再進(jìn)入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，部分進(jìn)入塔中，部分液體作為產(chǎn)品排出塔體（含甲醇0.2）。冷卻水進(jìn)料預(yù)熱器進(jìn)料3.2精餾塔的物料衡算3.2.1摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量 MA=32kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 MB=18kg/kmol原料液 xF=0.50塔頂產(chǎn)品xD= 0.991146 塔底產(chǎn)品 xW= 0.0011263.2.2平均摩爾質(zhì)量原料液MF=0.50×32+（1-0.50）×18=25kg/kmol塔頂MD=0.991146×32+（1-0.991146）×18=31.876044kg/kmol塔底MW=0.001126×32

20、+（1-0.001126）×18=18.015764kg/kmol3.2.3物料衡算已知進(jìn)料量：F=200kmol/h 進(jìn)料濃度：ZF=0.50 進(jìn)料狀態(tài)：q=1.08 分離要求： 衡算方程： 3.2.4回收率甲醇的回收率 A=DxDFxF100%=100.78×0.991146200×0.50×100%=99.88%水的回收率 B=W（1-xW）F（1-xF）100%=99.22×（1-0.001126）200×（1-0.50）×100%=99.11%3.3塔板數(shù)的確定3.3.1理論板層數(shù)NT的求取由q=1.08,XF=0

21、.50得q線方程y=13.5x-6.25由甲醇水體系汽液平衡數(shù)據(jù) (表1-1)作出y-x圖，并作出q線。由圖，可粗略讀出xe=0.52，通過試差，得到xe= 0.520989570.521，ye=0.7833590.783故最小回流比為 Rmin=xD-yeye-xe=0.991146-0.7833590.783359-0.520990=0.791965R=1.6Rmin=1.6×0.791965=1.267精餾段操作線方程：精餾段、提餾段汽液流量精餾段：LRD127.688kmol/h V（R1）D228.468kmol/h提餾段：LLqF343.688kmol/h VV（1q）F

22、244.468kmol/h提餾段操作線方程：讀圖可知：總理論板數(shù)15塊（包括再沸器），精餾段理論板數(shù)9塊，提餾段理論板數(shù)6塊, 第10塊為進(jìn)料板。3.3.2實(shí)際板層數(shù)的求取取全塔效率， 則有（包括再沸器）3.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.4.1操作壓力計(jì)算要求塔頂表壓為4Kpa，采用常壓操作。塔頂壓力 單板壓降進(jìn)料板壓力塔底壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力3.4.2操作溫度計(jì)算根據(jù)表1-1。冷液進(jìn)料，q=1.08，進(jìn)料濃度ZF=0.50=xF進(jìn)料溫度tF=73.1由內(nèi)插法求得：塔頂溫度tD：1.0-0.9564.5-65=0.991146-0.95tD-65tD=64.6塔底溫度t

23、W：0.02-096.4-100=0.001126-0tW-100tW=99.8精餾段平均溫度tm=73.1+64.62=68.85提餾段平均溫度tm'=73.1+99.82=86.453.4.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算精餾段的平均摩爾質(zhì)量精餾段平均溫度tm=68.85內(nèi)插法計(jì)算：液相組成x：67.5-69.30.80-0.70=68.85-69.3x-0.70x=72.5%氣相組成y：67.5-69.30.915-0.87=68.85-69.3y-0.87y=88.12%所以 Mlm=32×0.725+18×1-0.725=28.15kg/kmol Mvm=32×

24、;0.8812+18×1-0.8812=30.34kg/kmol提餾段的平均摩爾質(zhì)量提餾段平均溫度tm'=86.45內(nèi)插法計(jì)算：液相組成x：84.4-87.70.15-0.10=86.45-87.7x-0.10x=11.89%氣相組成y：84.4-87.70.517-0.418=86.45-87.7y-0.418y=45.55%所以 Mlm'=32×0.1189+18×1-0.1189=19.66kg/kmol Mvm'=32×0.4555+18×1-0.4555=24.38kg/kmol3.4.4平均密度計(jì)算精餾段精餾

25、段平均溫度tm=68.85 ，由上計(jì)算得x甲=x=0.725，y甲=y=0.8812查得物性（飽和液體）：甲醇 密度甲=743.59kg/m3,水 密度水=978.16kg/m3液相密度： L=MlmM甲x甲甲+M水x水水=779.53kg/m3氣相密度：v=PmMvmRT=1.127kg/m3（氣相視為理想氣體）提餾段提餾段平均溫度tm'=86.45 ， 由上計(jì)算得x甲=0.1189 ， y甲=0.4555查得物性（飽和液體）：甲醇 密度甲=725.78kg/m3水 密度水=967.65kg/m3液相密度： L'=Mlm'M甲x甲甲+M水x水水=908.82kg/m3

26、氣相密度：v'=Pm'MvmRT=0.996kg/m3（氣相視為理想氣體）3.4.5液體平均表面張力計(jì)算塔頂 tD=64.6 xD=0.991146, 甲1=18.862mN/m, 水1=65.296mN/m,1=xD甲1+1-xD水1=0.991146×18.862+1-0.991146×65.296=19.273mN/m進(jìn)料tF=73.1 xF=0.50, 甲2=18.188mN/m, 水2=63.926mN/m,2=xF甲2+1-xF水2=0.50×18.188+1-0.50×63.926=41.057mN/m塔底tW=99.8 甲

27、3=15.738mN/m, 水3=58.950mN/m,3=xw甲3+1-xw水3=0.001126×15.738+1-0.001126×58.950=58.901mN/m精餾段平均液相表面張力精m=1+22=30.165mN/m提餾段平均液相表面張力提m=2+32=49.979mN/m全塔平均液相表面張力 m=1+32=78.174mN/m3.4.6液體平均粘度計(jì)算計(jì)算公式lgm=Xilgi塔頂 tD=64.6 甲1=0.3227mPs, 水1=0.4308mPs,lgm1=Xilgi=0.991146×lg0.3227+(1-0.991146)×lg

28、0.4308m1=0.3235mPs進(jìn)料tF=73.1 甲2=0.3088mPs, 水2=0.3873mPs,lgm2=Xilgi=0.50×lg0.3088+(1-0.50)×lg0.3873m2=0.3458mPs塔底tW=99.8 甲3=0.2232mPs, 水3=0.2823mPs,lgm3=Xilgi=0.001126×lg0.2232+(1-0.001126)×lg0.2823m3=0.2822mPs精餾段平均液相粘度精m=m1+m22=0.3346mPs提餾段平均液相粘度提m=m2+m32=0.3140mPs全塔平均液相粘度 m=m1+m3

29、2=0.3028mPs3.5精餾塔塔體主要工藝尺寸設(shè)計(jì)3.5.1塔徑的計(jì)算表3-1塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D，m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4>2.4塔板間距HT，m0.2-0.30.3-0.350.35-0.450.45-0.60.5-0.80.6精餾段氣、液相體積流率為Vs=VMvm3600v=228.468×30.343600×1.127=1.708m3/sLs=LMLm3600L=127.688×28.153600×779.53=0.001281m3/s取HT=0.45m，hL=0.05mLsVsLv

30、12=0.0012811.708779.531.12712=0.020HT-hL=0.40圖3-2 Smith法初估塔徑查圖3-2得到C20=0.08C=C20精200.2=0.08×30.165200.2=0.087 則umax=CL-VV=0.087×779.53-1.1271.127=2.29m/s取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為u=0.7umix=1.603m/sD=4Vsu=4×1.708×1.603=1.16m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m塔截面積為AT=4D2=1.539m2實(shí)際空塔氣速u=VsAT=1.7081.539=1.110m/s提餾

31、段氣、液相體積流率為Vs'=1.662m3/s Ls'=0.002065m3/s取HT'=0.40m,hL'=0.05mLs'Vs'L'v'12=0.0020651.662908.820.99612=0.038HT'-hL'=0.35查圖3-2得到C20'=0.074C'=C20'提200.2=0.074×49.979200.2=0.089則umax'=CL'-v'v'=0.089×908.82-0.9960.996=2.69m/s取安全系

32、數(shù)0.7，則空塔氣速為u'=0.7umax'=1.883m/sD=4Vs'u'=4×1.662×1.883=1.06m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m塔截面積為AT'=4D'2=1.539m2實(shí)際空塔氣速u'=Vs'AT'=1.6621.539=1.079m/s3.5.2塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為 Z精=（N精-1）HT=（18-1）×0.45=7.65m提餾段有效高度為Z提=（N提-1）HT=（12-1）×0.40=4.4m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高

33、度為Z= Z精+Z提+0.8=7.65+4.4+0.8=12.85m3.5.3整體塔高(1)塔頂空間HD取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共為1.32m(2)塔底空間塔底儲液高度依停留4min而定取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開一直徑為0.6米的人孔1+0.3220=1.3220m（3）裙座高度H1=3m（4）整體塔高 3.6精餾塔塔板主要工藝參數(shù)設(shè)計(jì)3.6.1溢流裝置單溢流又稱直徑流。液體自受液盤橫向流過塔板至溢流堰。此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。因塔徑D1.4m，選用單溢流弓形管降液管，不設(shè)進(jìn)口堰

34、,采用凹形受液盤。3.6.1.1堰長lW精餾段： 堰長 lw=0.66D=0.924m提餾段： 堰長 lw'=0.66D=0.924m3.6.1.2溢流堰高度hW由選用平直堰，堰上液層高度：how=2.841000ELslw23，近似取E=1精餾段how=2.841000×1×0.001281×36000.92423=0.0083m前面已假設(shè)： hL=0.05m故 hw=hL-how=0.05-0.0083=0.0417m滿足 0.05-howhw0.1-how提餾段how,=0.0114m前面已假設(shè)： hL'=0.05m故 hw'=hL&

35、#39;-how'=0.05-0.0100=0.0386m滿足 0.05-how'hw'0.1-how'3.4.1.2弓形降液管寬度Wd和截面積Af圖3-3弓形降液管參數(shù)圖精餾段由lW/D=0.66,查弓形降液管參數(shù)圖得：AfAT=0.0722 WdD=0.124 Wd=0.124×D=0.124×1.4=0.1736mAf=0.0722×1.539=0.1111m2 停留時(shí)間：提餾段由lW/D=0.66,查弓形降液管參數(shù)圖得：Af'AT'=0.0722 Wd'D'=0.124 Wd'=0.1

36、24×D=0.124×1.4=0.1736mAf'=0.0722×1.539=0.1111m2 停留時(shí)間：故符合要求3.4.1.2降液管底隙高度h0降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高，才能保證降液管底端有良好的液封，一般不應(yīng)低于6mm。h0=Lslwu0' 式中液體通過底隙時(shí)的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般取=（0.07，0.25）m/s。精餾段取u0'=0.10m/sh0=Lslwu0'=0.0012810.924×0.10=0.0137m=13.9mm hw-h0=41.8-1

37、3.9=27.9mm6mm 提餾段取u0'=0.10m/sh0'=Ls'lw'u0'=0.0020650924×0.10=0.0223m=22.3mm hw'-h0'=38.6-22.3=16.3mm6mm 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤。3.6.2塔板布置3.6.2.1塔板的分塊表3-4塔板分塊數(shù)目表因，故塔板采用分塊式。查塔板分塊數(shù)表得，塔板分為4塊。3.6.2.2邊緣區(qū)寬度確定取WS=0.070m,WC=0.050m3.6.2.3開孔區(qū)面積計(jì)算精餾段開孔區(qū)面積按下式計(jì)算，即Aa=2xR2-x2+R2180sin-

38、1xR其中x=D/2-（Wd+Ws）=1.4/2-(0.1736+0.070)=0.4564mR=D/2-WC=1.4/2-0.050=0.65m故Aa=2xR2-x2+R2180sin-1xR=2×0.4564×0.652-0.45642+×0.652180sin-10.45640.65=1.08m2提餾段同理可得，Aa'=1.08m23.6.2.4篩孔計(jì)算及其排列取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列。精餾段取 t/d0=3.0孔心距 t=3.0×5.0=15.0mm篩孔數(shù)目n= 1.155Aa/t2=1.155×1.08/0.01

39、52=5522個開孔率為=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=10.1氣體通過閥孔的氣速為u0=Vs/A0=1.708/(0.101×1.08)=15.66m/s提餾段取 t/d0=3.0同理可得n=5522=10.1uo'=15.24m/s 3.7篩板的流體力學(xué)檢驗(yàn)3.7.1塔板壓降3.7.1.1干板阻力hc計(jì)算圖3-5干篩孔的流量系數(shù)甲醇-水體系無腐蝕性，可選用碳鋼板精餾段：取，do=1.67, 查干篩孔的流量系數(shù)圖得，。故hc=0.051uoco2vL=0.051×15.660.7722×1.127779.53=0.

40、0303m液柱。提餾段：同理可得hc'=0.0218m液柱。3.7.1.2氣體通過液層的阻力hl計(jì)算圖3-6充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖精餾段：ua=VsAT-Af=1.7081.539-0.1111=1.196m/sFo=uav=1.196×1.127=1.27查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0=0.625hl=0hL=0.625×0.05=0.0312m液柱提餾段：同理可得：ua'=1.164m/sFo'=1.16 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0'=0.637hl'=0.0318m液柱3.7.1.3液體表面張力的阻力h計(jì)算精餾段：h=4mLgdo=4×30.

41、165×10-3779.53×9.81×0.005=0.0032m液柱體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計(jì)算，即則hp=0.0303+0.0312+0.0032=0.0647m液柱(設(shè)計(jì)允許值)提餾段：同理可得：h'=0.0045m液柱hp'=0.0581m液柱p'=0.518kPa0.7kPa （設(shè)計(jì)允許值）3.7.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.7.3液沫夾帶精餾段：0.0122，符合要求。提餾段：，符合要求。3.7.4漏液精餾段：嚴(yán)重漏液時(shí)干板阻力h0'=0.005

42、6+0.13hw+how-h=0.0056+0.13×0.05-0.0032=0.0089m漏液點(diǎn)氣速uo'=C02gLvho'=0.772×2×9.81×779.531.127×0.0089=8.48m/s穩(wěn)定系數(shù)k=u0uo'=15.668.48=1.85 1.5,2提餾段：同理可得：h0'=0.0076muo'=9.00m/s 穩(wěn)定系數(shù)k=u0uo'=15.249.00=1.69 1.5,2故無明顯漏液，且可操作彈性較大。3.7.5液泛精餾段：降液管內(nèi)液面高度 板上不設(shè)進(jìn)口堰。=0.05+0

43、.00157+0.0645=0.11607m液柱為了防止液泛現(xiàn)象，應(yīng)使 式中 提餾段：同理可得：hd,=0.00154m液柱。Hd,=0.10964m液柱。故不產(chǎn)生降液管內(nèi)液泛。3.8塔板負(fù)荷性能圖3.8.1漏液線下限氣速得精餾段：=得=提餾段：=得=3.8.2液沫夾帶線以kg液/kg汽為限求-關(guān)系：由精餾段： 0.1045+1.758提餾段： 0.0965+1.758 3.8.3液相負(fù)荷下限線取hOW=0.006m作為液相負(fù)荷的下限條件， ，則精餾段 Ls.min=0.006×10002.8432×0.9243600=0.000788m3/s提餾段 Ls.min,=0.0

44、00788m3/s3.8.4液相負(fù)荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留的下限故精餾段： 提餾段： 3.8.5液泛線由，得其中精餾段： 代入得： 所以精餾段： 提餾段： 代入得：所以提餾段： 3.8.6操作彈性精餾段：由圖，故精餾段操作彈性為 /=3.04 提餾段：由圖，故提餾段操作彈性為/=3.25 精餾段提餾段操作彈性均大于3小于5,符合要求。3.9總圖參數(shù)符號參數(shù)名稱精餾段提餾段T m (C)平均溫度68.8586.45P m (kpa)平均壓力111.6122.1M Lm(kg/kmol)液相平均摩爾質(zhì)28.1519.66M Vm(g/kmol)氣相平均摩爾質(zhì)量30.3424.38lm

45、 (kg/m)液相平均密度779.53908.82vm (kg/m)氣相平均密度1.1270.996m (mNm)液體平均表面張力30.16549.979m (mPs)液體平均粘度0.33460.3140Vs (m3s)氣相流量1.7081.662Ls (m3s)液相流量0.0012810.002065N實(shí)際塔板數(shù)1812Z( m)有效段高度7.654.4D(m)塔徑1.41.4H T(m)板間距0.450.40 (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0.9240.924h W (m)堰高0.04170.0386hl (m)板上液層

46、高度0.050.05h OW (m)堰上液層高度0.00830.0114h O (m)降液管底隙高度0.01390.0223W d (m)降液管寬度0.17360.1736W 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(zhì)面積1.081.08A T (m)塔橫截面積1.5391.539A f (m)降液區(qū)面積0.11110.1111A O （m）篩孔面積0.109080.10908d O（m）篩孔直徑0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n篩孔數(shù)目55225522（%）開孔率10.110.1U （m/s）空塔氣速1.110

47、1.079U O （m/s）篩孔氣速15.6615.24K穩(wěn)定系數(shù)1.851.69h c （m液柱）干板阻力0.03030.0218h l （m液柱）液體有效阻力0.03120.0318h（m液柱）液體表面張力阻力0.00320.0045h p （m液柱）總阻力0.06470.0581P（pa）每層塔板壓降493518 (s)停留時(shí)間39.121.5ev (0.1kg液/kg干氣)液沫夾帶量0.01220.0112液泛合格合格漏液合格合格E液流收縮系數(shù)1.01.0C O孔流系數(shù)0.7720.772液層充氣系數(shù)0.6250.637相對泡沫密度0.50.53.10附屬設(shè)備及接管尺寸3.10.1塔頂

48、冷凝器（固定管板式換熱器）甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式3.10.1.2估計(jì)換熱面積 甲醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)tD=64.6 冷凝蒸汽量：壓力105.3KPa 溫度64.6 甲醇冷凝潛熱.,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始溫為12，取冷凝器出口水溫為20，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如下（甲醇在膜溫40.3下，水在平均溫度16下）（kg/m3）Cp(KJ/kg.)Pa.s(w/(m.)甲醇-水1.24.21154510-50.1888水998.954.1874110.8×10-50.5912a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b冷卻水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計(jì)表”取K=1100

49、W/(m2.) 傳熱面積的估計(jì)值為：將此面積作為公稱面積，在化工原理附錄中選擇換熱器，并列出所選擇的換熱器參數(shù)。公稱直徑DN/mm400公稱面積/m240公稱壓力 PN/（MPa）0.6換熱管尺寸/mm25管子排列方法正三角形管長/m6管子外徑/mm25管數(shù)n/根86管程數(shù)N4殼程數(shù)1管程通道面積/m20.00692按上列數(shù)據(jù)核算管程、殼程的流速及Re:（一）管程流通截面積：管內(nèi)水的流速（二）殼程 單程按正三角形排列取管心距橫過管束中心線的管數(shù) 取=11流通截面積：殼內(nèi)甲醇-水流速 當(dāng)量直徑 3.10.1.3計(jì)算流體阻力管程流體阻力結(jié)垢校正系數(shù)，無因次。的換熱管取1.4 N=1 設(shè)管壁粗糙度為

50、0.1mm，則/=0.005,查得摩擦系數(shù)=0.031 符合一般要求3.10.1.4殼程流體阻力 Re=4188>500，故管子排列為正三角形排列，取F=0.5擋板數(shù) 11塊 代入得 取污垢校正系數(shù)F=1.0故管殼程壓力損失均符合要求3.10.1.5計(jì)算傳熱系數(shù)管程對流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管管內(nèi)流體強(qiáng)制湍流時(shí)的給熱系數(shù)為Pr=7.85殼程對流給熱系數(shù)膜層湍流時(shí)冷凝給熱系數(shù)Re=4188計(jì)算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面積為基準(zhǔn) 則K=1.3kW/(m2.)計(jì)算傳熱面積 A=35.7m2所選換熱器實(shí)際面積為A=n=40.6m2裕度所選

51、換熱器合適3.10.2塔底再沸器計(jì)算熱負(fù)荷：G=L'ML'3600=343.688×32×0.001181+18×1-0.0011813600=1.720kg/s考慮到5%的熱損失后 選用0.2MPa飽和水蒸氣加熱，因兩側(cè)均為恒溫相變 取傳熱系數(shù)K=1000W/（m2.K）估算傳熱面積取安全系數(shù)0.8，實(shí)際傳熱面積A=183/0.8=252.3m23.10.3管道設(shè)計(jì)與選擇3.10.3.1 塔頂蒸汽出口管塔頂溫度：tD=64.6氣相組成yD：65-64.50.95-1.0=64.6-64.5yD-1.0yD=0.99氣相平均分子量：Mv=32

52、15;0.99+18×1-0.99=31.86kmol/kg塔頂蒸汽密度：v=MvPvRT=31.86×105.38.314×(273.15+64.6)=1.195kgm3蒸汽體積流量：Vs=V×Mvv=228.468×31.863600×1.195=1.692m3/s取uD=20m/sdD=4Vsuv=0.3282m=328.3mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：377mm24mm3.10.3.2塔頂回流管塔頂溫度：tD=64.6查得：甲=747.44kg/m3 水=980.73kg/m3液相組成xD：xD=0.99液相平均分子量：ML=32×0.99+18×1-0.99=31.86kmol/kg=32×0.9931.86=0.994回流液密度：L=1甲+(