化工原理課程設計說明書課件

化工原理課程設計說明書

設計題目：甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計

指導教師：楊世芳

班級：05化工

姓名：鄒美娟薛元德

黃積釗段建建

設計日期：2021年5月31日化工原理課程設計說明書

設計題目：甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計1第一章甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計書一、設計名稱

甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計二、設計條件操作壓力：P=1atm(絕壓)；進料中含甲醇：xF=40%〔質量分數(shù)〕，進料狀態(tài)：飽和液體進料q=1；塔頂產(chǎn)品含甲醇：xD=99%〔質量分數(shù)〕；產(chǎn)量：F=17500噸/年〔每年實際生產(chǎn)時間：7200h〕；塔頂易揮發(fā)組分回收率：η=99%；塔頂采用全凝器；塔釜為直接蒸汽加熱；塔板采用F1型浮閥板〔重型〕；適用地點：武漢第一章甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計書一、設計名稱

2三、設計任務1.完成精餾塔的工藝設計，有關附屬設備的設計和選型，2.繪制精餾塔系統(tǒng)式藝流程圖和精餾塔裝配圖，編寫設計說明書。四、設計說明書內(nèi)容

1課程名稱、封面、目錄

2概述〔精餾根本原理〕

3工藝計算〔熱量衡算及初步估算換熱面積〕；4工藝流程圖

4構造計算

5附屬裝置評價

6參考文獻

7對設計自我評價.三、設計任務3附汽液平衡數(shù)據(jù)

甲醇-水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)〔表中液相組成x與汽相組成y均為摩爾分數(shù)〕

附汽液平衡數(shù)據(jù)

甲醇-水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)〔4第二章概述精餾是別離液體混合物最常用的一種操作，它是利用氣液平衡關系和各組分沸點關系，進展多級別離過程，即同時進展屢次局部汽化和局部冷凝的過程。通過屢次局部汽化和屢次局部冷凝，最終可以獲得幾乎純態(tài)的易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組份，但得到的氣相量和液相量卻越來越少。連續(xù)精餾裝置主要包括精餾塔，蒸餾釜〔或稱再沸器〕等。精餾塔常采用板式塔，也可采用填料塔。加料板以上的塔段，稱為精餾段；加料板以下的塔段〔包括加料板〕，稱為提餾段。連續(xù)精餾裝置在操作過程中連續(xù)加料，塔頂塔底連續(xù)出料，所以是一穩(wěn)定操作過程。第二章概述精餾是別離液體混合物最常用的一種操51.精餾原理原料液經(jīng)預熱器在指定溫度下送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的液體集合后逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。塔底再沸器連續(xù)將液體局部汽化，產(chǎn)生上升的蒸汽，送回塔內(nèi)亦稱汽相回流；所產(chǎn)生的液體作為塔底產(chǎn)品，亦稱釜殘液。塔頂蒸汽進入冷凝器中被全部冷凝，并將局部冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余局部作為塔頂產(chǎn)品，亦稱為餾出液。另外塔頂沒有分凝器，塔頂蒸汽的一局部被冷凝作為回流，而剩余局部經(jīng)組分再全部冷凝后作為餾出液。1.精餾原理原料液經(jīng)預熱器在指定溫度下送入精餾塔進料板，在進6〔1〕、液體混合物經(jīng)過屢次部份汽化后可變?yōu)楦呒兌鹊碾y揮發(fā)組分

〔1〕、液體混合物經(jīng)過屢次部份汽化后可變?yōu)楦呒兌鹊碾y揮發(fā)組分7〔2〕、汽體混和物經(jīng)過屢次局部冷凝后可變?yōu)楦呒兌鹊囊讚]發(fā)組分〔2〕、汽體混和物經(jīng)過屢次局部冷凝后可變?yōu)楦呒兌鹊囊讚]發(fā)組分8〔3〕.精餾流程

n層塔板附近〔上層n-1；下層n+1〕：tn+1>tn-1；xn<xn-1；yn>yn+1。即離開第n板的液相中易揮發(fā)組分的濃度較參加該板時的減低，而離開的氣相中易揮發(fā)組分濃度又較進入的增高。假設離開該板的氣液兩相到達平衡狀態(tài)，那么將這種塔板稱為理論塔板。原料液進入的那層板稱為加料板，加料板以上的塔段稱為精餾段，加料板以下的塔段〔包括加料板〕稱為提餾段。

除了精餾塔外，還必須同時有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配有原料預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實際現(xiàn)整個操作。〔3〕.精餾流程

92.精餾塔

精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉移；氣相被局部冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉移，從而使混合物中的組分得到高程度的別離。簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。2.精餾塔

103.冷凝器〔設計從略〕

用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，局部冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質得以進展，最常用的冷凝器是管殼式換熱3.冷凝器〔設計從略〕

用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，局11第三章精餾塔工藝計算

一．確定物性參數(shù)由甲醇-水溶液汽相平衡數(shù)據(jù)可得t-x(y)圖：第三章精餾塔工藝計算一．確定物性參數(shù)121．溫度指標：

精餾塔塔頂溫度

64.8℃

精餾塔進料溫度

79.08℃

常壓塔塔底溫度

99.8℃

2.壓力指標：

精餾塔塔頂壓力控制

101.33kPa

常壓塔塔頂壓力

101.33kPa

1．溫度指標：

精餾塔塔頂溫度

13二．物料衡算1．全塔總物料衡算總物料 F=D+W 〔1〕其中F=+=111.40kmol/h質量流量為mF==易揮發(fā)組分 FχF=DχD+WχW 〔2〕其中xF==0.2727xD==0.9824二．物料衡算14假設以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，那么回收率η為 η==99%(3)式中F、D、W——分別為原料液、餾出液和釜殘液流量，kmol/h；χF、χD、χW——分別為原料液、餾出液和釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。由〔1〕,〔2〕和〔3〕式得： =30.62kmol/h

即mD=0.2701kg/s=80.78kmol/h即 mW= 0.4051kg/s

xW==0.00376假設以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，那么回收率η為 152．回流比取回流比R=2Rmin塔頂64.8℃時甲醇和水的飽和蒸汽壓pAO=102.38kPapBO=42.56kPa塔底99.8℃時甲醇和水的飽和蒸汽壓pAO=758.91kPapBO=100.62kPa得αD=2.4055αW=7.54αm=(αD*αW)1/2=4.26泡點進料q=1xq=xF=0.2727yq=αmxq/[1+(αm-1)xq]=0.6150Rmin=那么

R=2Rmin=2.1462．回流比163．操作線方程〔ⅰ〕精餾段上升蒸汽量： 即V=(2.146+1)*30.62=96.34kmol/h即mV=0.8498kg/s下降液體量： 即L=2.146*30.62=65.72kmol/h即mL=0.5797kg/s操作線方程： 或： 式中R——回流比；χn——精餾段內(nèi)第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；Уn+1——精餾段內(nèi)第n+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。代入數(shù)據(jù)得yn+1=0.6822xn+0.31223．操作線方程17〔ⅱ〕提餾段

上升蒸汽量： V＇=(R+1)D 即V＇=(2.146+1)*30.62=96.34kmol/h即mV＇=0.8498kg/s下降液體量： L＇=L+qF 即L＇=65.72+111.40=177.12kmol/h即mL＇=1.2549kg/sW=L＇=177.12kmol/h即m

L＇=1.2549kg/s操作線方程：ym+1＇= VO=V＇=96.34kmol/h式中：χ’m——提餾段內(nèi)第m層板下降液體中易揮發(fā)組分摩爾率；У’m+1——提餾段內(nèi)第m+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分摩爾分率。代入數(shù)據(jù)得ym+1＇=1.801xm＇-0.00677〔ⅱ〕提餾段

上升蒸汽量： V＇=(R+1)D 184．塔板數(shù)目的計算

理論塔板的計算由芬斯克方程得：0.34107=0.3522Nmin=/lgαm-1=

=6.6613=0.3522由此得由此得即理論塔板數(shù)為12塊4．塔板數(shù)目的計算

理論塔板的計算19取總塔板效率為0.45那么實際塔板數(shù)為塊進料位置Nmin=/lgαm-1==2.4883=0.34107得進料位置為第12塊板取總塔板效率為0.4520第四章精餾塔構造計算一．塔板工藝尺寸計算：1．塔徑：塔的橫截面應滿足汽液接觸局部的面積、溢流局部的面積和塔板支承、固定等構造處理所需面積的要求。在塔板設計中起主導作用，往往是氣液接觸局部的面積，應保證有適宜的氣體速度。計算塔徑的方法有兩類：一類是根據(jù)適宜的空塔氣速，求出塔截面積，即可求出塔徑。另一類計算方法那么是先確定適宜的孔流氣速，算出一個孔〔閥孔或篩孔〕允許通過的氣量，定出每塊塔板所需孔數(shù)，再根據(jù)孔的排列及塔板各區(qū)域的相互比例，最后算出塔的橫截面積和塔徑。本設計采用方案一。第四章精餾塔構造計算一．塔板工藝尺寸計算：21化工原理課程設計說明書課件22泡點溫度下的液相氣相密度分別為：ρL=730kg/m3ρV=1.122kg/m3氣相流量LS=mL＇/ρL=0.001719m3/s液相流量VS=mV＇/ρV=0.7574m3/s空塔氣速uu=(平安系數(shù))*umax

C可查史密斯關聯(lián)圖，橫坐標值為：

*(ρL/ρV)0.5=*=0.05856取板間距HT=0.45m，取板上液層高度hL=0.08m,由此查史密斯關聯(lián)圖泡點溫度下的液相氣相密度分別為：23史密斯關聯(lián)圖化工原理課程設計說明書課件24圖中HT——塔板間距，m；hL——板上液層高度，m；V,L——分別為塔內(nèi)氣、液兩相體積流量，m3/s；ρV，ρL——分別為塔內(nèi)氣、液相的密度，kg/m3得C20=0.077物系外表張力σ=17.2mN/m，得：=0.0747那么：umax=0.0747*=1.904m/s取平安系數(shù)為0.6，那么空塔氣速為：u=0.6umax=0.6*1.904=1.142m/s塔徑=[4*0.7574/(π*1.142)]0.5=0.9192m按標準圓整為：D=1.0m塔截面積：AT=π/4*D2=π/4*(1.0)2=0.7854m2實際空塔氣速：u==0.9643m/s圖中HT——塔板間距，m；hL——板上液層高度，m；V252．塔高估算：實際塔板數(shù)NP=27有效高度Z=HT*(NP-1)=0.45*(27-1)=11.7m進料處兩板間距增大為0.7m設置2個人孔，每個人孔0.045m裙座取3m，塔頂空間高度1.5m，塔底空間高度1.5m塔總高h=Z+0.7+1.5+3=11.7+0.7+1.5+1.5+3=18.4m3．溢流裝置：選用單溢流弓形降液管，不設進口堰⑴堰長lW：取堰長lW=0.714D，即：lW=0.714*1.0=0.714m⑵出口堰高hW：hW=hL-hOW采用平直堰，堰上液層高度：hOW=0.0115m那么:hW=0.08-0.0115=0.0685m⑶弓形降液管寬度Wd和面積Af：查?化工原理〔下冊〕?164頁圖3-102．塔高估算：26化工原理課程設計說明書課件27得=0.098,=0.151,那么：Af=0.098*0.7574=0.0770m2Wd=0.151*1.0=0.151m驗算液體在降液管中停留時間，即：θ==0.0770*=20.16s停留時間θ>5s，故降液管尺寸可用⑷降液管底隙高度ho：ho=Ls/(lW*uo＇)取降液管底隙處液體流速uo‘=0.07m/s，那么：ho==0.03508m取ho=0.04m得284．塔板布置及浮閥數(shù)目與排列：取閥孔動能因子FO=10uo=Fo/(ρV)0.5==9.44m/s求每層塔板上的浮閥數(shù)，即：N=VS/(π/4*do2*uo)=0.7574/(π/4*0.0392*9.44)=68取邊緣區(qū)寬度WC=0.05m，破沫區(qū)寬度WS=0.065m，計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：Aa=2[+π/180*R2arcsin()]R=-WC=-0.05=0.45mx=-(Wd-WS)=-(0.151+0.065)=0.284m故Aa=2(+π/180*0.452arcsin)=0.4747m2浮閥排列方式采用正三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m并采用整塊式塔板，排間距t＇=75mm=0.075m4．塔板布置及浮閥數(shù)目與排列：取閥孔動能因子FO=1029二．塔板流體力學驗算：

1．氣相通過浮閥塔板的壓強降：hP=hc+hl+hσ⑴干板阻力：uoc=(73.1/ρv)1/1.825=(73.1/1.122)1/1.825=9.86m/s因uo<uoc，故：hc=19.9*uo0.175/ρL=19.9*9.860.175/730=0.04m液柱⑵板上充氣液層阻力：液相為水，可取充氣系數(shù)εo=0.5hl=εo*hL=0.5*0.08=0.04m液柱⑶液體外表張力所造成的阻力：此阻力很小。忽略不計所以hp=0.04+0.04=0.08m液柱那么單板壓降：△pp=hpρLg=0.08*730*9.81=572.9Pa二．塔板流體力學驗算：

1．氣相通過浮閥塔板的壓強降：302．淹塔：為了防止淹塔的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hd<=φ(HT+hw)Hd=hp+hL+hd⑴與氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)母叨萮p=0.08m液柱⑵液體通過降液管的壓頭損失：因不設進口堰，故：hd=0.153=0.153=0.00055液柱⑶板上液層高度hL=0.08m那么Hd=0.08+0.08+0.00055=0.16055m取φ=0.5，已選定HT=0.45,hW=0.0685m那么：φ(HT+hw)=0.5*(0.45+0.0685)=0.25925m可見Hd<φ(HT+hw)，符合防止淹塔的要求2．淹塔：為了防止淹塔的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，H313．霧沫夾帶：泛點率泛點率={VS*[ρV/(ρL-ρV)]0.5+1.36LS*ZL}/(K*CF*Ab)*100%及泛點率=VS*[ρV/(ρL-ρV)]0.5/(0.78K*CF*AT)*100%板上液體流徑長度：ZL=D-2Wd=1.0-2*0.151=0.698m板上液體流面積：Ab=AT-2Af=0.7854-2*0.151=0.7546m水和甲醇屬于正常體系，取物性系數(shù)K=1.0，又由?化工原理〔下冊〕?170頁圖3-13查得泛點負荷系數(shù)CF=0.115，得：泛點率=*100%=36.13%同樣泛點率=*100%=43.68%計算得兩個泛點率都小于80%，故可知霧沫夾帶量能夠滿足eV<0.1kg(液)/kg(氣)的要求3．霧沫夾帶：泛點率32化工原理課程設計說明書課件33

三．塔板負荷性能圖：

1．霧沫夾帶線泛點率={VS*[ρV/(ρL-ρV)]0.5+1.36LS*ZL}/(K*CF*Ab)*100%按泛點率為80%計算如下：[VS*+1.36*LS*0.698]/(0.115*0.7546)*100%=80%整理得：VS=1.77-24.2LS可知霧沫夾帶線為直線，在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，算出相應的VS值LS(m3/s)0.00050.007VS(m3/s)1.75791.6006由此可得霧沫夾帶線①

三．塔板負荷性能圖：

1．霧沫夾帶線342．液泛線φ(HT+hw)=hp+hL+hd=hc+hl+ho+hL+hd由上式確定液泛線φ(HT+hw)=5.34*ρV*uo2/(ρL*2g)+0.153*()2+(1+εo)[hW+E()2/3]因物系一定，塔板構造尺寸一定，HT,hW,ho,lW,ρV,ρL,εo及φ等均為定值，而uo與VS有如下關系：uo=VS/(π/4*do2*N)由此得到VS與LS的如下關系式：VS2=2.466-2955.8LS2-19.74LS2/3在操作范圍內(nèi)任取假設干個LS值，計算VS值，如下：LS(m3/s)0.00050.0010.0030.005VS(m3/s)2.3422.2622.0321.812由此可得液泛線②2．液泛線353．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3—5s，停留時間

θ==3—5s以θ=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，那么(LS)max===0.00693m3/s由此可得液相負荷上限線③4．漏液線對于F1型重型閥，依FO=uoρV1/2=5計算，那么uo=5/ρV1/2，又有VS=π/4do2N*uo那么得VS=π/4do2N*5/ρV1/2以FO=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，那么VS=π/4do2N*uo=π/4do2N*FO/ρV1/2=π/4*(0.039)2*68*=0.363m3/s由此可得水平漏液線④3．液相負荷上限線365．液相負荷下限線取堰上液層高度hOW=0.006m作為液相負荷下限條件，依hOW的計算式算出LS的下限值=0.006取E=1，那么m3/s由此做出液相負荷下限線⑤由①②③④⑤可以得到塔板的液相負荷性能圖，由圖可見：5．液相負荷下限線37化工原理課程設計說明書課件38⑴任務規(guī)定的氣，液負荷下的操作點P〔設計點〕處在適宜操作區(qū)的適中位置⑵塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制⑶按照固定的液氣比，由負荷圖查出塔板的氣相負荷上限(VS)max=1.602m3/s，氣相負荷下限(VS)min=0.383m3/s，故

操作彈性=⑴任務規(guī)定的氣，液負荷下的操作點P〔設計點〕處在適宜操作區(qū)的39第五章附屬設備和主要附件的選型計算一，輔助容器的設計容器填充系數(shù)取k=0.7進料罐〔常溫貯料〕20℃時甲醇ρL1=791kg/m3水ρL2=998kg/m3壓力取一個標準大氣壓由前面的計算有WF=27.3%那么ρL=kg/m3進料質量流量mF=2430.56kg/h取停留時間x為2天，即x=48h進料罐體積V=mFx/ρLk=178.93m3圓整為V=180m3第五章附屬設備和主要附件的選型計算一，輔助容器的設計402．回流罐〔64.8℃〕質量流量mL=2086.685kg/h設冷凝液在回流罐中的停留時間為0.5h，填充系數(shù)φ=0.7那么回流罐的容積V=mLx/ρL1k=m3圓整取V=2.0m33.塔頂產(chǎn)品罐質量流量mD=972.2kg/h產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中的停留時間為48h，填充系數(shù)φ=0.7那么產(chǎn)品罐的容積V=mDx/ρL1k=m3圓整取V=85m34．釜液罐取停留時間為3天，即72h質量流量mW=1458.3kg/h那么釜液罐的容積V=mWx/ρL2k=189.6m3圓整取V=200m32．回流罐〔64.8℃〕41二．傳熱設備1．進料預熱器用90℃水為熱源，出口70℃走殼程料液由20℃加熱至79.1℃，走管程傳熱溫差：℃管程液體流率mF=2430.56kg/h管程液體焓變△H=210.8kJ/kg傳熱速率Q=F*△H=2430.56*210.8/3600=142.32kW殼程水焓變△H＇=Cp水*△t=4.178*20=83.56kJ/kg殼程水流率q=6131.6kg/h假設傳熱系數(shù)K=650W/(m2*k)那么傳熱面積A=m2圓整為A=31m2二．傳熱設備422.塔頂冷凝器擬用10℃水為冷卻劑，出口溫度為30℃，走殼程管程溫度為64.8℃℃管程流率V=0.85kg/s取潛熱r=302.54kJ/kg傳熱速率Qc=(R+1)D(IVD-ILD)=264.86kW殼程取焓變△H=83.56kJ/kg假設傳熱系數(shù)K=650W/(m2*k)那么傳熱面積A=m2圓整取A=34m2.3.塔頂產(chǎn)品冷卻器擬用10℃水為冷卻水，出口溫度為20℃，走殼程管程溫度由64.8℃降至25℃

管程流率mD=972.22kg/h取潛熱r=314kJ/kg傳熱速率QC=84.8kW殼程取焓變△H=84.0kJ/kg假設傳熱系數(shù)K=650W/(m2*k)那么傳熱面積A=22.6m2圓整取A=23m22.塔頂冷凝器434.釜液冷卻器擬用10℃水為冷卻水，出口溫度為20℃，走殼程管程溫度由99.8℃降至25℃℃管程流率mW=1458.34kg/h甲醇液體焓變△H=311.75kJ/kg傳熱速率QC=126.284kW殼程取焓變△H=83.56kJ/kg那么殼程流率q殼=5440.7kg/h假設傳熱系數(shù)K=650W/(m2*k)那么傳熱面積A=m2圓整取A=24m24.釜液冷卻器44三．泵的設計

進料泵〔兩臺，一開一用〕取液體流速u=2m/s液體密度ρL=730kg/m3

VS=

d=

液體黏度μ=0.54mPa.s取ε=0.1，那么相對粗糙度ε/d=0.004Re=duρ/μ=6.8*104取90度彎管4個，截止閥1個，文氏管流量1個(λε)+/(ρg)=15m取m那么He=/(ρg)+=35.24mqVLh=π/4*d2*u*3600=3.53m3/h選取泵的型號SL65-40.315揚程：23-150m流量：2.5-60m3/s三．泵的設計

進料泵〔兩臺，一開一用〕45圖5-1板式塔總體構造簡圖化工原理課程設計說明書課件465.2.3塔底空間HB塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產(chǎn)品的停留時間可取3～5分鐘，否那么需有10～15分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時，塔底容量可取小些，停留時間可取3～5分鐘；對易結焦的物料，停留時間應短些，一般取1～1.5分鐘。5.2.3塔底空間HB47

圖5-2板式塔的塔高

485.3塔板構造塔板類型按構造特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從300～900mm時采用整塊式塔板；當塔徑在800mm以上時，人已能在塔內(nèi)進展拆裝操作，無須將塔板整塊裝入。并且，整塊式塔板在大塔中剛性也不好，構造顯得復雜，故采用分塊式塔板；塔徑在800～900mm之間，設計時可按便于制造、安裝的具體情況選定。5.3塔板構造495.3.1整塊式塔板構造小塔的塔板均做成整塊式的，相應地，塔體那么分成假設干段塔節(jié)，塔節(jié)與塔節(jié)之間用法蘭連接。每個塔節(jié)中安裝假設干塊疊置起來的塔板。塔板與塔板之間用一段管子支承，并保持所需要的板間距。圖5-3為整塊式塔板中的定距管式塔板構造。塔節(jié)內(nèi)的板數(shù)與塔徑和板間距有關。如以塔徑Dg=600～700mm的塔節(jié)為例，對應于不同的板間距，圖5-2板式塔的塔高塔節(jié)內(nèi)安裝的塔板數(shù)NˊF塔板與下法蘭端面的距離h1以及塔節(jié)高度L如表5-1所示。表5-1塔板的有關尺寸HT,mmN’L,mmhl,mm3006180020035051750250450418003505.3.1整塊式塔板構造50第六章管路設計

進料管線取液體流速u=2m/s那么d=(4LS/πu)1/2=0.064m取管子規(guī)格φ68*5.其它各處管線類似求得如下:第六章管路設計

進料管線取液體流速u=2m/s51化工原理課程設計說明書課件52第七章參考文獻

參考文獻王靜康.化工過程設計.(化工設計第二版).北京:化學工業(yè)出版社，2006大連理工大學化工原理教研室編.化工原理課程設計.大連:大連理工大學出版社，1994侯麗新.板式精餾塔.北京:化學工業(yè)出版社,2000夏清,陳常貴主編.化工原理.天津:天津大學出版社,2007賈紹義等.化工傳遞與單元操作課程設計.天津:天津大學出版社，2002譚天恩等.化工原理(上、下冊).北京:化工出版社，1998化學工程手冊編委會.化學工程手冊.北京:化工出版社，1989鄭曉梅.化工制圖，化工出版社.北京:2002匡國柱等.化工單元過程及設備課程設計.北京:化工出版社，2002第七章參考文獻

參考文獻53

第八章設計總結

終于勉強完成了設計任務，如釋重負。在這次設計過程中，我們組四名成員通力合作，集思廣益；分工細致合理，高效有序。分工如下：鄒美娟，流程圖的設計及繪制；精餾塔構造的繪制。黃積釗，電子演示文稿的制作；電子文檔的輸入。段建建，精餾塔輔助設備的設計；管路設計。薛元德，精餾塔工藝計算；精餾塔構造計算及設計。

經(jīng)過此次的困難的課程設計的過程，我們獲得的，不只是任務完成的喜悅，更是團隊合作精神的培養(yǎng)和獨立自主能力的提高。在脫離了教師的具體指導和條條框框的束縛之后，自由變成了包袱；面對問題我們茫然無措。書到用時方恨少，我們感覺到自己平時的所學此時如此捉襟見肘。在壓力下，我們不得不重新面對自己的解決問題的能力和創(chuàng)新能力；在無奈地承受了現(xiàn)實之后，有很多沮喪，但更多的是改善現(xiàn)狀的決心。第八章設計總結終于勉強完成了54翻閱了浩如煙海的資料和瀏覽了數(shù)以百計的相關網(wǎng)頁之后，我們的設計思路逐漸清晰；然而具體實施時卻又舉步維艱，不得不重新?lián)炱鹪缫褦R置的書本。然而時間容不得我們望洋興嘆，工作依然是一步一步的進展。正如魯迅先生所說，“這世界上本沒有路，走的人多了，也便成了路。〞我們就在設計任務書的指引下，一步一步地向前摸索。好幾次遇到一些數(shù)據(jù)是課本上沒有的，于是又鉆進書堆里，半天爬不出來。而我們查閱文獻的技巧也有了提高。設計過程中也復習了EXCEL和AUTO-CAD，另外也學習了新的軟件MathType，收獲頗豐。向在設計過程中不辭辛勞地給我們以悉心指導的楊世芳教師致敬!學生：鄒美娟黃積釗段建建薛元德翻閱了浩如煙海的資料和瀏覽了數(shù)以百計的55思考題1.什么情況下可以采用直接蒸汽加熱？2直接蒸汽加熱時，理論板層數(shù)的求法有何不同？3.簡述F1型浮閥塔板的優(yōu)點。思考題1.什么情況下可以采用直接蒸汽加熱？561.什么情況下可以采用直接蒸汽加熱？答：假設待別離的混合液為水溶液，而且水是難揮發(fā)組分，即溜出液主要為非水組分，釜液幾乎為純水，這時可采用直接蒸汽加熱，以省掉再沸器。1.什么情況下可以采用直接蒸汽加熱？572直接蒸汽加熱時，理論板層數(shù)的求法有何不同？答：直接蒸汽加熱時理論板層數(shù)的求法，原那么上與一般情況下的方法一樣。精餾段的操作情況與常規(guī)塔沒有區(qū)別，故其操作線不變。q線的作法也與常規(guī)塔的一樣。但由于塔底中多了一層蒸汽，故提餾段操作線方程應予以修正。2直接蒸汽加熱時，理論板層數(shù)的求法有何不同？583.簡述F1型浮閥塔板的優(yōu)點。答：生產(chǎn)能力大操作彈性大塔板效率高氣體壓強降及液面落差小塔的造價低3.簡述F1型浮閥塔板的優(yōu)點。59化工原理課程設計說明書

設計題目：甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計

指導教師：楊世芳

班級：05化工

姓名：鄒美娟薛元德

黃積釗段建建

設計日期：2021年5月31日化工原理課程設計說明書

設計題目：甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計60第一章甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計書一、設計名稱

甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計二、設計條件操作壓力：P=1atm(絕壓)；進料中含甲醇：xF=40%〔質量分數(shù)〕，進料狀態(tài)：飽和液體進料q=1；塔頂產(chǎn)品含甲醇：xD=99%〔質量分數(shù)〕；產(chǎn)量：F=17500噸/年〔每年實際生產(chǎn)時間：7200h〕；塔頂易揮發(fā)組分回收率：η=99%；塔頂采用全凝器；塔釜為直接蒸汽加熱；塔板采用F1型浮閥板〔重型〕；適用地點：武漢第一章甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計書一、設計名稱

61三、設計任務1.完成精餾塔的工藝設計，有關附屬設備的設計和選型，2.繪制精餾塔系統(tǒng)式藝流程圖和精餾塔裝配圖，編寫設計說明書。四、設計說明書內(nèi)容

1課程名稱、封面、目錄

2概述〔精餾根本原理〕

3工藝計算〔熱量衡算及初步估算換熱面積〕；4工藝流程圖

4構造計算

5附屬裝置評價

6參考文獻

7對設計自我評價.三、設計任務62附汽液平衡數(shù)據(jù)

甲醇-水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)〔表中液相組成x與汽相組成y均為摩爾分數(shù)〕

附汽液平衡數(shù)據(jù)

甲醇-水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)〔63第二章概述精餾是別離液體混合物最常用的一種操作，它是利用氣液平衡關系和各組分沸點關系，進展多級別離過程，即同時進展屢次局部汽化和局部冷凝的過程。通過屢次局部汽化和屢次局部冷凝，最終可以獲得幾乎純態(tài)的易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組份，但得到的氣相量和液相量卻越來越少。連續(xù)精餾裝置主要包括精餾塔，蒸餾釜〔或稱再沸器〕等。精餾塔常采用板式塔，也可采用填料塔。加料板以上的塔段，稱為精餾段；加料板以下的塔段〔包括加料板〕，稱為提餾段。連續(xù)精餾裝置在操作過程中連續(xù)加料，塔頂塔底連續(xù)出料，所以是一穩(wěn)定操作過程。第二章概述精餾是別離液體混合物最常用的一種操641.精餾原理原料液經(jīng)預熱器在指定溫度下送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的液體集合后逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。塔底再沸器連續(xù)將液體局部汽化，產(chǎn)生上升的蒸汽，送回塔內(nèi)亦稱汽相回流；所產(chǎn)生的液體作為塔底產(chǎn)品，亦稱釜殘液。塔頂蒸汽進入冷凝器中被全部冷凝，并將局部冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余局部作為塔頂產(chǎn)品，亦稱為餾出液。另外塔頂沒有分凝器，塔頂蒸汽的一局部被冷凝作為回流，而剩余局部經(jīng)組分再全部冷凝后作為餾出液。1.精餾原理原料液經(jīng)預熱器在指定溫度下送入精餾塔進料板，在進65〔1〕、液體混合物經(jīng)過屢次部份汽化后可變?yōu)楦呒兌鹊碾y揮發(fā)組分

〔1〕、液體混合物經(jīng)過屢次部份汽化后可變?yōu)楦呒兌鹊碾y揮發(fā)組分66〔2〕、汽體混和物經(jīng)過屢次局部冷凝后可變?yōu)楦呒兌鹊囊讚]發(fā)組分〔2〕、汽體混和物經(jīng)過屢次局部冷凝后可變?yōu)楦呒兌鹊囊讚]發(fā)組分67〔3〕.精餾流程

n層塔板附近〔上層n-1；下層n+1〕：tn+1>tn-1；xn<xn-1；yn>yn+1。即離開第n板的液相中易揮發(fā)組分的濃度較參加該板時的減低，而離開的氣相中易揮發(fā)組分濃度又較進入的增高。假設離開該板的氣液兩相到達平衡狀態(tài)，那么將這種塔板稱為理論塔板。原料液進入的那層板稱為加料板，加料板以上的塔段稱為精餾段，加料板以下的塔段〔包括加料板〕稱為提餾段。

除了精餾塔外，還必須同時有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配有原料預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實際現(xiàn)整個操作。〔3〕.精餾流程

682.精餾塔

精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉移；氣相被局部冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉移，從而使混合物中的組分得到高程度的別離。簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。2.精餾塔

693.冷凝器〔設計從略〕

用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，局部冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質得以進展，最常用的冷凝器是管殼式換熱3.冷凝器〔設計從略〕

用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，局70第三章精餾塔工藝計算

一．確定物性參數(shù)由甲醇-水溶液汽相平衡數(shù)據(jù)可得t-x(y)圖：第三章精餾塔工藝計算一．確定物性參數(shù)711．溫度指標：

精餾塔塔頂溫度

64.8℃

精餾塔進料溫度

79.08℃

常壓塔塔底溫度

99.8℃

2.壓力指標：

精餾塔塔頂壓力控制

101.33kPa

常壓塔塔頂壓力

101.33kPa

1．溫度指標：

精餾塔塔頂溫度

72二．物料衡算1．全塔總物料衡算總物料 F=D+W 〔1〕其中F=+=111.40kmol/h質量流量為mF==易揮發(fā)組分 FχF=DχD+WχW 〔2〕其中xF==0.2727xD==0.9824二．物料衡算73假設以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，那么回收率η為 η==99%(3)式中F、D、W——分別為原料液、餾出液和釜殘液流量，kmol/h；χF、χD、χW——分別為原料液、餾出液和釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。由〔1〕,〔2〕和〔3〕式得： =30.62kmol/h

即mD=0.2701kg/s=80.78kmol/h即 mW= 0.4051kg/s

xW==0.00376假設以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，那么回收率η為 742．回流比取回流比R=2Rmin塔頂64.8℃時甲醇和水的飽和蒸汽壓pAO=102.38kPapBO=42.56kPa塔底99.8℃時甲醇和水的飽和蒸汽壓pAO=758.91kPapBO=100.62kPa得αD=2.4055αW=7.54αm=(αD*αW)1/2=4.26泡點進料q=1xq=xF=0.2727yq=αmxq/[1+(αm-1)xq]=0.6150Rmin=那么

R=2Rmin=2.1462．回流比753．操作線方程〔ⅰ〕精餾段上升蒸汽量： 即V=(2.146+1)*30.62=96.34kmol/h即mV=0.8498kg/s下降液體量： 即L=2.146*30.62=65.72kmol/h即mL=0.5797kg/s操作線方程： 或： 式中R——回流比；χn——精餾段內(nèi)第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；Уn+1——精餾段內(nèi)第n+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。代入數(shù)據(jù)得yn+1=0.6822xn+0.31223．操作線方程76〔ⅱ〕提餾段

上升蒸汽量： V＇=(R+1)D 即V＇=(2.146+1)*30.62=96.34kmol/h即mV＇=0.8498kg/s下降液體量： L＇=L+qF 即L＇=65.72+111.40=177.12kmol/h即mL＇=1.2549kg/sW=L＇=177.12kmol/h即m

L＇=1.2549kg/s操作線方程：ym+1＇= VO=V＇=96.34kmol/h式中：χ’m——提餾段內(nèi)第m層板下降液體中易揮發(fā)組分摩爾率；У’m+1——提餾段內(nèi)第m+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分摩爾分率。代入數(shù)據(jù)得ym+1＇=1.801xm＇-0.00677〔ⅱ〕提餾段

上升蒸汽量： V＇=(R+1)D 774．塔板數(shù)目的計算

理論塔板的計算由芬斯克方程得：0.34107=0.3522Nmin=/lgαm-1=

=6.6613=0.3522由此得由此得即理論塔板數(shù)為12塊4．塔板數(shù)目的計算

理論塔板的計算78取總塔板效率為0.45那么實際塔板數(shù)為塊進料位置Nmin=/lgαm-1==2.4883=0.34107得進料位置為第12塊板取總塔板效率為0.4579第四章精餾塔構造計算一．塔板工藝尺寸計算：1．塔徑：塔的橫截面應滿足汽液接觸局部的面積、溢流局部的面積和塔板支承、固定等構造處理所需面積的要求。在塔板設計中起主導作用，往往是氣液接觸局部的面積，應保證有適宜的氣體速度。計算塔徑的方法有兩類：一類是根據(jù)適宜的空塔氣速，求出塔截面積，即可求出塔徑。另一類計算方法那么是先確定適宜的孔流氣速，算出一個孔〔閥孔或篩孔〕允許通過的氣量，定出每塊塔板所需孔數(shù)，再根據(jù)孔的排列及塔板各區(qū)域的相互比例，最后算出塔的橫截面積和塔徑。本設計采用方案一。第四章精餾塔構造計算一．塔板工藝尺寸計算：80化工原理課程設計說明書課件81泡點溫度下的液相氣相密度分別為：ρL=730kg/m3ρV=1.122kg/m3氣相流量LS=mL＇/ρL=0.001719m3/s液相流量VS=mV＇/ρV=0.7574m3/s空塔氣速uu=(平安系數(shù))*umax

C可查史密斯關聯(lián)圖，橫坐標值為：

*(ρL/ρV)0.5=*=0.05856取板間距HT=0.45m，取板上液層高度hL=0.08m,由此查史密斯關聯(lián)圖泡點溫度下的液相氣相密度分別為：82史密斯關聯(lián)圖化工原理課程設計說明書課件83圖中HT——塔板間距，m；hL——板上液層高度，m；V,L——分別為塔內(nèi)氣、液兩相體積流量，m3/s；ρV，ρL——分別為塔內(nèi)氣、液相的密度，kg/m3得C20=0.077物系外表張力σ=17.2mN/m，得：=0.0747那么：umax=0.0747*=1.904m/s取平安系數(shù)為0.6，那么空塔氣速為：u=0.6umax=0.6*1.904=1.142m/s塔徑=[4*0.7574/(π*1.142)]0.5=0.9192m按標準圓整為：D=1.0m塔截面積：AT=π/4*D2=π/4*(1.0)2=0.7854m2實際空塔氣速：u==0.9643m/s圖中HT——塔板間距，m；hL——板上液層高度，m；V842．塔高估算：實際塔板數(shù)NP=27有效高度Z=HT*(NP-1)=0.45*(27-1)=11.7m進料處兩板間距增大為0.7m設置2個人孔，每個人孔0.045m裙座取3m，塔頂空間高度1.5m，塔底空間高度1.5m塔總高h=Z+0.7+1.5+3=11.7+0.7+1.5+1.5+3=18.4m3．溢流裝置：選用單溢流弓形降液管，不設進口堰⑴堰長lW：取堰長lW=0.714D，即：lW=0.714*1.0=0.714m⑵出口堰高hW：hW=hL-hOW采用平直堰，堰上液層高度：hOW=0.0115m那么:hW=0.08-0.0115=0.0685m⑶弓形降液管寬度Wd和面積Af：查?化工原理〔下冊〕?164頁圖3-102．塔高估算：85化工原理課程設計說明書課件86得=0.098,=0.151,那么：Af=0.098*0.7574=0.0770m2Wd=0.151*1.0=0.151m驗算液體在降液管中停留時間，即：θ==0.0770*=20.16s停留時間θ>5s，故降液管尺寸可用⑷降液管底隙高度ho：ho=Ls/(lW*uo＇)取降液管底隙處液體流速uo‘=0.07m/s，那么：ho==0.03508m取ho=0.04m得874．塔板布置及浮閥數(shù)目與排列：取閥孔動能因子FO=10uo=Fo/(ρV)0.5==9.44m/s求每層塔板上的浮閥數(shù)，即：N=VS/(π/4*do2*uo)=0.7574/(π/4*0.0392*9.44)=68取邊緣區(qū)寬度WC=0.05m，破沫區(qū)寬度WS=0.065m，計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：Aa=2[+π/180*R2arcsin()]R=-WC=-0.05=0.45mx=-(Wd-WS)=-(0.151+0.065)=0.284m故Aa=2(+π/180*0.452arcsin)=0.4747m2浮閥排列方式采用正三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m并采用整塊式塔板，排間距t＇=75mm=0.075m4．塔板布置及浮閥數(shù)目與排列：取閥孔動能因子FO=1088二．塔板流體力學驗算：

1．氣相通過浮閥塔板的壓強降：hP=hc+hl+hσ⑴干板阻力：uoc=(73.1/ρv)1/1.825=(73.1/1.122)1/1.825=9.86m/s因uo<uoc，故：hc=19.9*uo0.175/ρL=19.9*9.860.175/730=0.04m液柱⑵板上充氣液層阻力：液相為水，可取充氣系數(shù)εo=0.5hl=εo*hL=0.5*0.08=0.04m液柱⑶液體外表張力所造成的阻力：此阻力很小。忽略不計所以hp=0.04+0.04=0.08m液柱那么單板壓降：△pp=hpρLg=0.08*730*9.81=572.9Pa二．塔板流體力學驗算：

1．氣相通過浮閥塔板的壓強降：892．淹塔：為了防止淹塔的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hd<=φ(HT+hw)Hd=hp+hL+hd⑴與氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)母叨萮p=0.08m液柱⑵液體通過降液管的壓頭損失：因不設進口堰，故：hd=0.153=0.153=0.00055液柱⑶板上液層高度hL=0.08m那么Hd=0.08+0.08+0.00055=0.16055m取φ=0.5，已選定HT=0.45,hW=0.0685m那么：φ(HT+hw)=0.5*(0.45+0.0685)=0.25925m可見Hd<φ(HT+hw)，符合防止淹塔的要求2．淹塔：為了防止淹塔的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，H903．霧沫夾帶：泛點率泛點率={VS*[ρV/(ρL-ρV)]0.5+1.36LS*ZL}/(K*CF*Ab)*100%及泛點率=VS*[ρV/(ρL-ρV)]0.5/(0.78K*CF*AT)*100%板上液體流徑長度：ZL=D-2Wd=1.0-2*0.151=0.698m板上液體流面積：Ab=AT-2Af=0.7854-2*0.151=0.7546m水和甲醇屬于正常體系，取物性系數(shù)K=1.0，又由?化工原理〔下冊〕?170頁圖3-13查得泛點負荷系數(shù)CF=0.115，得：泛點率=*100%=36.13%同樣泛點率=*100%=43.68%計算得兩個泛點率都小于80%，故可知霧沫夾帶量能夠滿足eV<0.1kg(液)/kg(氣)的要求3．霧沫夾帶：泛點率91化工原理課程設計說明書課件92

三．塔板負荷性能圖：

1．霧沫夾帶線泛點率={VS*[ρV/(ρL-ρV)]0.5+1.36LS*ZL}/(K*CF*Ab)*100%按泛點率為80%計算如下：[VS*+1.36*LS*0.698]/(0.115*0.7546)*100%=80%整理得：VS=1.77-24.2LS可知霧沫夾帶線為直線，在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，算出相應的VS值LS(m3/s)0.00050.007VS(m3/s)1.75791.6006由此可得霧沫夾帶線①

三．塔板負荷性能圖：

1．霧沫夾帶線932．液泛線φ(HT+hw)=hp+hL+hd=hc+hl+ho+hL+hd由上式確定液泛線φ(HT+hw)=5.34*ρV*uo2/(ρL*2g)+0.153*()2+(1+εo)[hW+E()2/3]因物系一定，塔板構造尺寸一定，HT,hW,ho,lW,ρV,ρL,εo及φ等均為定值，而uo與VS有如下關系：uo=VS/(π/4*do2*N)由此得到VS與LS的如下關系式：VS2=2.466-2955.8LS2-19.74LS2/3在操作范圍內(nèi)任取假設干個LS值，計算VS值，如下：LS(m3/s)0.00050.0010.0030.005VS(m3/s)2.3422.2622.0321.812由此可得液泛線②2．液泛線943．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3—5s，停留時間

θ==3—5s以θ=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，那么(LS)max===0.00693m3/s由此可得液相負荷上限線③4．漏液線對于F1型重型閥，依FO=uoρV1/2=5計算，那么uo=5/ρV1/2，又有VS=π/4do2N*uo那么得VS=π/4do2N*5/ρV1/2以FO=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，那么VS=π/4do2N*uo=π/4do2N*FO/ρV1/2=π/4*(0.039)2*68*=0.363m3/s由此可得水平漏液線④3．液相負荷上限線955．液相負荷下限線取堰上液層高度hOW=0.006m作為液相負荷下限條件，依hOW的計算式算出LS的下限值