甲醇-水溶液连续精馏塔设计(共31页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上 机械工程学 院食工原理课程设计题 目: 甲醇-水溶液连续精馏塔设计 系 别: 生物与环境工程系 专 业:_ 09食品科学与工程 学 号: 姓 名: 指导教师: 2011年 10月 21日甲醇-水溶液连续精馏塔的设计一、设计名称甲醇-水溶液连续精馏塔的设计二、设计条件处理量：t/a（17500）料液组成（质量分数）：（30）塔顶产品组成（质量分数）：（92.5）塔顶易挥发组分回收率：（99）每年实际生产时间：330天/年，每天24小时连续工作连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压进料状况：冷液进料（55）塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.3Mpa塔顶冷凝水用冷

2、却水的进、出口温度差20-40三、 设计任务完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。设计内容包括： 1、精馏装置流程设计与论证 2、浮阀塔内精馏过程的工艺计算 3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定 4、塔盘设计 5、流体力学条件校核、作负荷性能图 6、主要辅助设备的选型四、 设计说明书内容 1、目录 2、概述（精馏基本原理） 3、工艺计算 4、结构计算 5、附属装置评价 6、参考文献 7、对设计自我评价 目录 设计任务书 2精馏塔工艺计算.2 2.2相对挥发度的计算.3 2.3泡点温度的计算.3 2.4最小回流比的计算.42.5求精馏塔的

3、气液相负荷.42.6操作线方程.53塔板数的求取.53.6理论塔板数的求取.53.7实际塔板数的求取.64精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.74.1初选塔板间距.74.2物性数据的计算.7 4.2.1操作压力计算.7 4.2.2操作温度计算.7 4.2.3平均摩尔质量计算.8 4.2.4平均密度.8 4.2.4.1气相平均密度.8 4.2.4.2液相平均密度.8 4.2.5液体表面张力.9 4.2.6液体粘度.105精馏塔主要尺寸的计算.10 5.1塔径.10 5.2精馏塔有效高度的计算.12 5.3溢流装置的确定.12 5.4塔板布置.14 5.5浮阀数目及排列.146流体力学校核.16

4、 6.1气相通过浮阀塔板的压力降.16 6.2液泛的验算.17 6.3雾沫夹带的验算.17 6.4漏液验算.177塔板负荷性能图.18 7.1以精馏段为例.18 7.1.1液沫夹带线.18 7.1.2液泛线.19 7.1.3液相负荷上限线.20 7.1.4漏液线.20 7.1.5液相负荷下限线.21 7.2以提馏段为例.21 7.2.1液沫夹带线.21 7.2.2液泛线.22 7.2.3液相负荷上限线.23 7.2.4漏液线.24 7.2.5液相负荷下限线.24 7.3负荷性能图及操作弹性.24参考文献.25自我总结.271概述设计方案的确定塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传

5、质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。其内部设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大，不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象；（2）传热、传质效率高；（3）气流

6、的摩擦阻力小，将大大节省动力消耗，从而降低操作费用；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。（7）还要求耐腐蚀、不易堵塞等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。本次设计主要是浮阀板式塔的设计。 F-1型 V-4型 A型十字架型 方形浮阀图2 浮阀塔板本设计书介绍的是浮阀塔的设计，其中包括设计方案的确定、塔主要设备的工艺设计计算。 本设计任务

7、为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷夜进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2精馏塔工艺设计计算2.1精馏塔物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量 MA=32.04 kg/kmol水的摩尔质量 MB=18.02kg/kmol=0.314MF=0.4532 +(1-0.45)18 =24.30kg/kmol 总物料衡算 F=D+W 甲醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw 联立求解 D=10

8、2.58kmol/h W=209.18kmol/h 2.2相对挥发度的计算：表1甲醇-水x-y表温度/xy温度/ x y1000.000.0071.30.5940.81892.90.0530.28370 .60.6850.84990.30.0760.40068.00.8560.89688.90.0930.43566.90.8740.91985.00.1310.54564.71.001.0081.60.2080.62778.00.2820.67173.80.4620.77672.70.5290.791所以 用内插法求得 2.3泡点温度的计算：表2甲醇水溶液的沸点浓度（%）010203040506

9、0708090100沸点()10091.886.382.279.076.474.272.069.767.264.7 塔顶温度： 得塔底温度： 得表3比热（68.6）KJ/(kg)汽化热（82.2）KJ/kg水4.18642299.2甲醇1.481054.30则 KJ/(kg) KJ/(kg)2.4最小回流比的计算：采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e(0.1942,0.1942)作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 = =故取操作回流比R=2=2.192.5求精馏塔的气液相负荷：精馏段气液负荷V=（R+1）D=(2.19+1)21.87=69.77= mL=RD=2.19

10、21.87=47.90= m提馏段气液负荷计算= m= m2.6操作线方程：精馏段操作线方程提馏段操作线方程3塔板数的求取3.1采用逐板法求理论塔板数由 得 第一块板时 以下为提馏段 理论上达到设计要求因此，精馏塔理论塔板数 (包括再沸器) 进料板位置3.2实际塔板层数的求取：在时查得， 则全塔效率 ET=0.49(L)-0.245100%=45.23实际板层数：精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1初选塔板间距板间距HT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允

11、许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。可参照下表所示经验关系选取。表4 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600板间距需要初步选定，是因为计算空塔速度已估算塔径时，必须先选定板间距。板间距的尺寸在

12、最后还需进行流体力学验算，如不满足流体力学的要求，则可适当地调整板间距或塔径。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。 现初选板间距 。4.2物性数据计算4.2.1操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3kPa每层塔板压降 P=0.7kPa进料板压力 PF=101.3+0.79=107.6kPa精馏段平均压力 Pm=(101.3+107.6)/2=104.45kPa塔釜板压力 Pw=101.3+140.7=111.1kPa提馏段平均压力 kPa4.2.2操作温度计算塔顶温度 tD=66.55进料板温度 tF=82.2塔底温度 t

13、W=99.65所以，精馏段平均温度 tm=(66.55+82.2)/2=74.38 提馏段平均温度 tm=(82.2+99.65）=90.934.2.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算 气相MVDm=0.7132.04+(1-0.71)18.02=27.94kg/kmol 液相MLVm=0.87432.04+(1-0.874)18.02=30.27kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 气相MVFm=0.50332.04+(1-0.503)18.02=25.07kg/kmol液相MLFm=0.194232.04+(1-0.1942)18.02=20.74 kg/kmol塔底平均摩尔质量计算

14、气相MVWm=0.0102732.04+(1-0.01027)18.02=18.16kg/kmol 液相MLWm=0.32.04 +(1-0.)18.02=18.05kg/kmol精馏段平均摩尔质量气相MVm=(27.94+25.07)/2=26.50 kg/kmol液相MLm=(30.27+20.74)/2=25.50kg/kmol提馏段平均摩尔质量气相MVm=(25.07+18.16 )/2=21.62 kg/kmol液相MLm=(20.74+18.05)/2=19.40 kg/kmol4.2.4平均密度 4.2.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即a.精馏段=b.提馏段 =4

15、.2.4.2液相密度表5温度/塔顶66.550.9250.075753.3981.5进料板82.20.300.70734.6970.4塔底99.650.00430.9957712.4958.6 =进料板： = 塔顶： = =769.2 =885.0塔釜： = =984.3故精馏段平均液相密度 =提馏段平均液相密度 =4.2.5 液体表面张力 =由tD=66.55 查化工原理上册附表十九得64.95 16.58塔顶液体平均表面张力=0.87416.58+(1-0.874)64.95=22.67由tF=82.2 查化工原理上册附表十九得62.27 14.79加料板液体平均表面张力 =0.79+(1

16、-0.1942)62.27=53.05由tW=99.65 查化工原理上册附表十九得58.97 12.84精馏段平均表面张力 =提馏段平均表面张力 4.2.6液体粘度 () =tD=66.55，查化工原理上册11.14 0.4262 =0.87411.14+(1-0.874)0.4262=9.79tF=82.2，查化工原理上册11.68 0.3483=0.68+(1-0.1942)0.3483=2.55 tW=99.65，查化工原理上册12.28 0.2894精馏段液体平均粘度 =提馏段液体平均粘度 5主要工艺尺寸计算5.1塔径参考有关资料，初选板间距=0.40m，取板上液层高度=0.06m故

17、-=0.40-0.06=0.34m精馏段：=查史密斯关联图可得 =0.053校核至物系表面张力为37.83mN/m时的C，即 C=0.053 =C=0.1 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.702.906=2.03 m/s故 D=0.50m提馏段：=查图可得 =0.040校核至物系表面张力为57.6mN/m时的C，即 C=0.040 =C=0.049 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.701.70=1.19m/s故 D=0.657m 按标准，塔径圆整为0.7m，则塔截面积A=0.38465精馏段空塔气速为u=1.37 m/s提馏段空塔气速为u=1.47 m/s5

18、.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 =(9-1)0.40=3.2m提馏段有效高度为 =(14-1)0.40=5.2m精馏塔的有效高度：3.2+5.2=8.4m5.3 溢流装置的确定采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 堰长 取堰长 =0.66D =0.660.7=0.462m 出口堰高 =选用平直堰，堰上液层高度由下式计算 =精馏段：近似取E=1，则取板上清液层高度=0.06m故 提馏段：近似取E=1，则取板上清液层高度=0.06m故 (3)弓形降液管的宽度与弓形降液管的面积 由查化工设计手册得 =0.125, =0.072 故 =0.125D=0.088m

19、=0.072=0.0277 依下式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段： 5s提馏段： 5s ，故降液管设计合理 (4)降液管底隙高度 精馏段： =-0.006=0.0538-0.006=0.0478m提馏段： =-0.006=0.0499-0.006=0.0439m降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保证降液管底部的液封。5.4塔板布置溢流区：降液管及受液盘所占的区域破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，=0.07m无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之用。 =0.06m开孔区面积 R=0.7/2-0.06=0.29mx=0.192m故 =0.205m5

20、.5浮阀数目及排列 (1)浮阀的排列 采用F1型浮，由于塔径为0.7m，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m。（2）阀数确定气相体积流量VS=0.5251已知，由于阀孔直径d0=0.039m，因而塔板上浮阀数目n就取决于阀孔的气速u0。，浮阀在刚全开时操作， 取阀孔动能因子 =10精馏段：孔速 =10.11m/s浮阀数 N=43.5(个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个提馏段：孔速=11.32m/s阀数N=41.8（个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个图3-3 塔板阀数图按n=38，重新核算孔速及阀孔动能因数 精馏段 仍在912范围

21、内。提馏段；仍在912范围内。（3）开孔率精馏段：提馏段：开孔率在5%15%范围内，故符合设计要求。每层塔板上的开孔面积精馏段： 提馏段： 6 流体力学校核6.1气相通过浮塔板的压力降由 知 干板阻力 气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc。阀全开前 （1）阀全开后 （2）令=，得因为，故=液柱 液层阻力 取充气系数数 =0.5,则 =0.50.06=0.03 液体表面张力所造成阻力据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260530Pa，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa，很小，计算时可以忽略不计。故气体流经

22、一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.036+0.03=0.066m常板压降 =0.19.81=535.5(0.7K,符合设计要求)。6.2液泛的验算为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中 由前计算知 =0.066m, 取=0.5,板间距今为0.40m,=0.0538m, 故=0.5(0.40+0.0538)=0.227m又塔板上不设进口堰，则=0.153=0.m板上液层高度 =0.06m,得： =0.066+0.06+0.=0.126m由此可见：，符合要求，在设计负荷下不会发生液泛现象。6.3雾沫夹带的验算 = kg液/kg气由上式可知 0.1kg液/kg气浮阀塔也

23、可以考虑泛点率，参考化学工程手册。 泛点率=100%=D-2=0.7-20.088 =0.524m=-2=0.385-20.0277=0.3296 m式中板上液体流经长度，m； 板上液流面积，； 泛点负荷系数，取0. 102； K特性系数，取1.0。 泛点率= 泛点率80%,符合要求6.4漏液验算取F05作为控制漏液量的操作下限， 由 可知，7塔板负荷性能图7.1以精馏段为例7.1.1液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表表6Ls s0.00030.0010.0020.00250.003Vs

24、s0.98770.94650.89930.87950.86107.1.2液泛线 令 由 联立得 由此确定液泛线方程。 =由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且取E=1.02 , , 综上所计算整理得0.87-1956-10.2相应的和值如下表7 12345Ls s0.00030.0010.0020.0030.004Vs s0.90780.87520.83670.80010.7626 7.1.3液相负荷上限线求出上限液体流量值（常数） 以降液管内停留时间=4s，则 s7.1.4漏夜线对于型重阀，由，计算得 则s 由 =得 = 整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表8， 0.0

25、0010.0010.0020.0030.004， 0.42380.42760.43040.43280.43497.1.5液相负荷下限线若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。取堰上液层高度=0.006m，根据计算式求的下限值 ， 取E=1.02 =s 经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。（见后面）7.2以提馏段为例7.2.1液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表9表9， 0.00020

26、.0010.0030.0050.007， 0.79890.75100.67240.61100.55757.2.2液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表表10， 0.00020.0010.0030.0050.007， 0.72870.69420.62710.55840.47767.2.3液相负荷上限线以 =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由 得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线.7.2.4漏液线由 =得 = 整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结

27、果见表11表11， 0.00030.00060.0010.0020.003， 0.3400.3420.3440.3480.3517.2.5液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准。由式得取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线7.3负荷性能图及操作弹性由上图查得 提馏段： 精馏段： 因此，精馏段的操作弹性为 提馏段的操作弹性为参考文献1刘光启、马连湘、刘杰.化学化工物性数据手册M.北京：化学化工出版社，2002.5.1-43(有机卷)、542-613（有机卷）.2刘道德等.化工设备的选择与工艺设计M.中南大学出版社，2003.4.20-29.

28、3陈英南、刘玉兰.常用化工单元设备的设计M.上海：华东理工大学出版社，2005.4.21-26.4马江权、冷一欣.化工原理课程设计M.5路秀林、王者相等.塔设备M.化学工业出版社.自我评价本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现甲醇-水溶液的分离。从接到设计要求时候的太多不懂无从下手到独立的完成本次设计期间的感触和收获很多。大部分同学的进料方式是泡点进料而我的进料方式是冷夜进料，刚开始设计的时候由于没有注意到造成了已经计算到塔板数的那么多数据全部作废。后来在计算负荷性能的时候又由于用的不是权威的书籍上的标准公式造成了很大得计算误差，经过与别的同学的交流发现了自己的错误并且改正了，而这次失误又

29、让我的整个关于负荷性能图的计算全部作废。设计的过程中还有很多很多次由于计算不小心造成的小部分的失误。这一次一次的失误让我深刻了解了要想设计成功必须对相关的专业知识掌握娴熟，还要会查手册，而且计算时还要非常的仔细，因为数据是一环套一环的，有时一个数据的错误，会使后面的数据无法继续进行验算。本次设计有许多可之处但也有很多的不足。首先，本次设计任务工作量大时间有限，但最终经过验算可知设计基本符合设计要求，算是完成了设计任务。其次，由于设计中的计算量很大而且计算数据复杂，所以难免会出现计算或者记录上的错误。另外，由于缺乏经验可能有考虑不周到的地方会给实际生产带来影响。 由于本人能力水平有限，设计书中难免会存在不完善的地方，我诚恳地希望老师批评改正，让我更进一步的努力。专心-专注-专业