「甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計」.doc

課 程 設 計 說 明 書 武 漢 工 程 大 學 化工與制藥學院課程設計說明書課題名稱 專業(yè)班級 學生學號 學生姓名 學生成績 指導教師 課題工作時間 武漢工程大學化工與制藥學院 化工與制藥學院課程設計任務書專業(yè) 班級 學生姓名 發(fā)題時間： 2015 年 12 月 7 日一、 課題名稱甲醇-水溶液連續(xù)板式精餾塔設計二、 課題條件（文獻資料、儀器設備、指導力量）（一）設計任務(1) 處理能力： T/Y，年開工7200小時。(2) 原料甲醇-水溶液： (甲醇的質量分數(shù))。 (3) 產品要求：塔頂產品甲醇含量(質量分數(shù))不低于 ，釜液中甲醇含量不高于1%。（二）操作條件：（1）操作壓力：塔頂壓強為1.03atm（2）單板壓降：不高于75mm液柱（3）進料狀況： （4）回流比：自選（5）加熱方式：間接蒸汽加熱（6）冷卻水進口溫度：30試設計一板式精餾塔，完成該生產任務。三、 設計任務1 確定設計方案，繪制工藝流程圖。2塔的工藝計算。（1）精餾塔的物料衡算；（2）最佳回流比的確定（3）塔板數(shù)的確定.3塔工藝尺寸的計算（1）板間距；（5）塔徑；（6）塔盤結構設計；4塔板的流體力學核算；5繪出負荷性能圖6輔助設備的計算與選型確定塔頂冷凝器、塔底再沸器面積，加料泵，回流泵型號。7附件尺寸確定塔頂空間、塔底空間、人孔、裙座、封頭、進出管口等。8設計計算結果匯總表9設計結果評價10、繪制精餾塔裝配圖11、編制設計說明書四、 設計所需技術參數(shù)物性數(shù)據：熱容、粘度、密度、表面張力和飽和蒸氣壓等。五、 設計說明書內容與裝訂順序1封面2任務書3課程設計綜合成績評定表4中英文摘要。5目錄及頁碼6說明書正文7參考文獻8附錄9附精餾塔裝配圖及流程圖六、 進度計劃（列出完成項目設計內容、繪圖等具體起始日期）1 設計動員，下達設計任務書 2015.12.72 搜集資料，閱讀教材，擬訂設計進度 2015.12.712.83 設計計算（包括電算） 2015.12.912.134 繪圖 2015.12.1412.165 整理設計資料，撰寫設計說明書 2015.12.1712.186 設計小結及答辯 2015.12.19指導教師（簽名）： 2015 年 12 月 7日 學科部（教研室）主任（簽名）： 2015 年 12 月 7日說明：1學生進行課程設計前，指導教師應事先填好此任務書，并正式打印、簽名，經學科部（教研室）主任審核簽字后，正式發(fā)給學生。設計裝訂時應將此任務書訂在設計說明書首頁。2如果設計技術參數(shù)量大，可在任務書后另設附表列出。3. 所有簽名均要求手簽,以示負責?；づc制藥學院課程設計綜合成績評定表學生姓名學生班級設計題目指導教師評語指導教師簽字：年 月 日答辯記錄答辯組成員簽字： 記錄人：年 月 日成績綜合評定欄設計情況答辯情況項 目權重分值項 目權重分值1、計算和繪圖能力351、回答問題能力202、綜合運用專業(yè)知識能力102、表述能力（邏輯性、條理性）103、運用計算機能力和外語能力104、查閱資料、運用工具書的能力55、獨立完成設計能力56、書寫情況（文字能力、整潔度）5綜合成績指導教師簽名： 學科部主任簽名： 年 月 日 年 月 摘要 本設計任務為分離甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用冷夜進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分加回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。關鍵詞:甲醇-水，精餾塔，預熱器，全凝器，塔釜AbstractThis design task for the separation of methanol/water mixture. For the separation of binary mixture, continuous distillation process should be adopted. Used in the design of cold night feed, raw material liquid through preheater heat until after the bubble point into the column. Tower rising steam condenser cooling used to condensate under the bubble point part and return to the tower, the cooler after the rest of the products sent to the storage tank. Tower kettle by indirect steam heating, bottom products sent to a storage tank after cooling.Key words: methanol water, distillation column, preheater, the whole condenser, tower kettle.目錄1. 概述.12. 工藝設計.23. 主要設備設計.64. 輔助設備的計算和選型.85. 流體力學校核176. 塔板負荷性能圖207. 設計結果匯總.288. 設計評述.299. 參考文獻.301概述設計方案的確定塔設備是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的氣液傳質設備。根據塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔為逐級接觸型氣液傳質設備，其種類繁多，根據塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。其內部設置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設備的主要要求是：（1）生產能力大，不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象；（2）傳熱、傳質效率高；（3）氣流的摩擦阻力小，將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。（7）還要求耐腐蝕、不易堵塞等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。本次設計主要是浮閥板式塔的設計。2.工藝計算2.1精餾塔物料衡算原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率甲醇的摩爾質量 MA=32.04 kg/kmol水的摩爾質量 MB=18.02kg/kmolXF=0.256XD=0.836MF=0.3832+(1-0.38)18=23.32F=119.116 總物料衡算 F=D+W 甲醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw 聯(lián)立求解 D=32.828kmol/h W=86.288kmol/h Xw=0.03532.2相對揮發(fā)度的計算：表1甲醇-水x-y表溫度/xy溫度/ 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 用內插法求得 2.3泡點溫度的計算：表2甲醇水溶液的沸點濃度（%）0102030405060708090100沸點()10091.886.382.279.076.474.272.069.767.264.7 塔頂溫度： 得塔底溫度： 得表3比熱（68.6）KJ/(kg)汽化熱（82.2）KJ/kg水4.18642299.2甲醇1.481054.30 則 KJ/(kg) KJ/(kg)2.4最小回流比的計算：采用圖解法求最小回流比。在圖中對角線上e(0.1942,0.1942)作垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為 = =故取操作回流比R=2 =2.192.5求精餾塔的氣液相負荷：精餾段氣液負荷V=（R+1）D=(2.19+1)21.87=69.77= mL=RD=2.1921.87=47.90= m提餾段氣液負荷計算= m= m2.6操作線方程：精餾段操作線方程提餾段操作線方程3主要設備設計 3.1采用逐板法求理論塔板數(shù)由 得 第一塊板時 以下為提餾段 理論上達到設計要求因此，精餾塔理論塔板數(shù) (包括再沸器) 進料板位置3.2實際塔板層數(shù)的求?。涸跁r查得， 則全塔效率 ET=0.49(L)-0.245100%=45.23實際板層數(shù)：精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) 4輔助設備的計算和選型 4.1初選塔板間距板間距HT的選定很重要。選取時應考慮塔高、塔徑、物系性質、分離效率、操作彈性及塔的安裝檢修等因素。對完成一定生產任務，若采用較大的板間距，能允許較高的空塔氣速，對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利；但板間距增大后，會增加塔身總高度，金屬消耗量，塔基、支座等的負荷，從而導致全塔造價增加。反之，采用較小的板間距，只能允許較小的空塔氣速，塔徑就要增大，但塔高可降低；但是板間距過小，容易產生液泛現(xiàn)象，降低板效率所以在選取板間距時，要根據各種不同情況予以考慮?？蓞⒄障卤硭窘涷炾P系選取。表4 塔板間距與塔徑的關系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600板間距需要初步選定，是因為計算空塔速度已估算塔徑時，必須先選定板間距。板間距的尺寸在最后還需進行流體力學驗算，如不滿足流體力學的要求，則可適當?shù)卣{整板間距或塔徑。在決定板間距時還應考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空間，其值不應小于600mm。 現(xiàn)初選板間距 。4.2物性數(shù)據計算4.2.1操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=101.3kPa每層塔板壓降 P=0.7kPa進料板壓力 PF=101.3+0.79=107.6kPa精餾段平均壓力 Pm=(101.3+107.6)/2=104.45kPa塔釜板壓力 Pw=101.3+140.7=111.1kPa提餾段平均壓力 kPa4.2.2操作溫度計算塔頂溫度 tD=66.55進料板溫度 tF=82.2塔底溫度 tW=99.65所以，精餾段平均溫度 tm=(66.55+82.2)/2=74.38 提餾段平均溫度 tm=(82.2+99.65）=90.934.2.3平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算 氣相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進料板平均摩爾質量計算 氣相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塔底平均摩爾質量計算 氣相MVWm=0.0102732.04+(1-0.01027)18.02=18.16kg/kmol 液相MLWm=0.00246432.04 +(1-0.002464)18.02=18.05kg/kmol精餾段平均摩爾質量氣相MVm=(27.94+25.07)/2=26.50 kg/kmol液相MLm=(30.27+20.74)/2=25.50kg/kmol提餾段平均摩爾質量氣相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氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即a.精餾段=b.提餾段 =4.2.4.2液相密度表5溫度/塔頂66.550.9250.075753.3981.5進料板82.20.300.70734.6970.4塔底99.650.00430.9957712.4958.6 =進料板： = 塔頂： = =769.2 =885.0塔釜： = =984.3故精餾段平均液相密度 =提餾段平均液相密度 =4.2.5 液體表面張力 =由tD=66.55 查化工原理上冊附表十九得64.95 16.58塔頂液體平均表面張力=0.87416.58+(1-0.874)64.95=22.67由tF=82.2 查化工原理上冊附表十九得62.27 14.79加料板液體平均表面張力 =0.194214.79+(1-0.1942)62.27=53.05由tW=99.65 查化工原理上冊附表十九得58.97 12.84精餾段平均表面張力 =提餾段平均表面張力 4.2.6液體粘度 () =tD=66.55，查化工原理上冊11.14 0.4262 =0.87411.14+(1-0.874)0.4262=9.79tF=82.2，查化工原理上冊11.68 0.3483=0.194211.68+(1-0.1942)0.3483=2.55 tW=99.65，查化工原理上冊12.28 0.2894精餾段液體平均粘度 =提餾段液體平均粘度 4.3塔徑參考有關資料，初選板間距=0.40m，取板上液層高度=0.06m故 -=0.40-0.06=0.34m精餾段：=查史密斯關聯(lián)圖可得 =0.053校核至物系表面張力為37.83mN/m時的C，即 C=0.053 =C=0.1 m/s可取安全系數(shù)0.70，則 u=0.70=0.702.906=2.03 m/s故 D=0.50m提餾段：=查圖可得 =0.040校核至物系表面張力為57.6mN/m時的C，即 C=0.040 =C=0.049 m/s可取安全系數(shù)0.70，則 u=0.70=0.701.70=1.19m/s故 D=0.657m 按標準，塔徑圓整為0.7m，則塔截面積A=0.38465精餾段空塔氣速為u=1.37 m/s提餾段空塔氣速為u=1.47 m/s4.4精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度為 =(9-1)0.40=3.2m提餾段有效高度為 =(14-1)0.40=5.2m精餾塔的有效高度：3.2+5.2=8.4m4.5 溢流裝置的確定采用單溢流、弓形降液管，平形受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。 堰長 取堰長 =0.66D =0.660.7=0.462m 出口堰高 =選用平直堰，堰上液層高度由下式計算 =精餾段：近似取E=1，則取板上清液層高度=0.06m故 提餾段：近似取E=1，則取板上清液層高度=0.06m故 (3)弓形降液管的寬度與弓形降液管的面積 由查化工設計手冊得 =0.125, =0.072 故 =0.125D=0.088m =0.072=0.0277 依下式驗算液體在降液管中停留時間，即精餾段： 5s提餾段： 5s ，故降液管設計合理 (4)降液管底隙高度 精餾段： =-0.006=0.0538-0.006=0.0478m提餾段： =-0.006=0.0499-0.006=0.0439m降液管底細隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保證降液管底部的液封。4.6塔板布置溢流區(qū)：降液管及受液盤所占的區(qū)域破沫區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域，=0.07m無效邊緣區(qū)：靠近塔壁的部分需要留出一圈邊緣區(qū)域，以供支撐塔板的邊梁之用。 =0.06m開孔區(qū)面積 R=0.7/2-0.06=0.29mx=0.192m故 =0.205m4.7浮閥數(shù)目及排列 (1)浮閥的排列 采用F1型浮，由于塔徑為0.7m，故塔板采用整塊式。浮閥排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m。（2）閥數(shù)確定氣相體積流量VS=0.5251已知，由于閥孔直徑d0=0.039m，因而塔板上浮閥數(shù)目n就取決于閥孔的氣速u0。，浮閥在剛全開時操作， 取閥孔動能因子 =10精餾段：孔速 =10.11m/s浮閥數(shù) N=43.5(個)按等邊三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)38個提餾段：孔速=11.32m/s閥數(shù)N=41.8（個)按等邊三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)38個圖4-1 塔板閥數(shù)圖按n=38，重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) 精餾段 仍在912范圍內。提餾段；仍在912范圍內。（3）開孔率精餾段：提餾段：開孔率在5%15%范圍內，故符合設計要求。每層塔板上的開孔面積精餾段： 提餾段： 5 流體力學校核5.1氣相通過浮塔板的壓力降由 知 干板阻力 氣體通過浮閥塔板的干板阻力，在浮閥全部開啟前后有著不同的規(guī)律。對F1型重閥來說可以用一下經驗公式求取hc。閥全開前 （1）閥全開后 （2）令=，得因為，故=液柱 液層阻力 取充氣系數(shù)數(shù) =0.5,則 =0.50.06=0.03 液體表面張力所造成阻力據國內普查結果得知，常壓和加壓塔中每層浮閥塔板壓降為260530Pa，而通過每塊減壓塔塔板的壓降約為200Pa，很小，計算時可以忽略不計。故氣體流經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：=0.036+0.03=0.066m常板壓降 =0.066827.19.81=535.5(0.7K,符合設計要求)。5.2液泛的驗算為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中 由前計算知 =0.066m, 取=0.5,板間距今為0.40m,=0.0538m, 故=0.5(0.40+0.0538)=0.227m又塔板上不設進口堰，則=0.153=0.000053m板上液層高度 =0.06m,得： =0.066+0.06+0.000053=0.126m由此可見：，符合要求，在設計負荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。5.3霧沫夾帶的驗算 = kg液/kg氣由上式可知 0.1kg液/kg氣浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學工程手冊。 泛點率=100%=D-2=0.7-20.088 =0.524m=-2=0.385-20.0277=0.3296 m式中板上液體流經長度，m； 板上液流面積，； 泛點負荷系數(shù)，取0. 102； K特性系數(shù)，取1.0。 泛點率= 泛點率80%,符合要求5.4漏液驗算取F05作為控制漏液量的操作下限， 由 可知，6塔板負荷性能圖6.1以精餾段為例6.1.1液沫夾帶線以 =0.1kg液/kg氣為限，求關系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果見表表6Ls s0.00030.0010.0020.00250.003Vs s0.98770.94650.89930.87950.86106.1.2液泛線 令 由 聯(lián)立得 由此確定液泛線方程。 =由于物系一定，塔板結構尺寸一定，而且取E=1.02 , , 綜上所計算整理得0.87-1956-10.2相應的和值如下表7 12345Ls s0.00030.0010.0020.0030.004Vs s0.90780.87520.83670.80010.7626 6.1.3液相負荷上限線求出上限液體流量值（常數(shù)） 以降液管內停留時間=4s，則 s6.1.4漏夜線對于型重閥，由，計算得 則s 由 =得 = 整理得在操作數(shù)據內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果見表8， 0.00010.0010.0020.0030.004， 0.42380.42760.43040.43280.43496.1.5液相負荷下限線若操作的液相負荷低于此線時，表明液體流量過小，板上的液流不能均勻分布，汽液接觸不良，易產生干吹、偏流等現(xiàn)象，導致塔板效率的下降。取堰上液層高度=0.006m，根據計算式求的下限值 ， 取E=1.02 =s 經過以上流體力學性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。（見后面）6.2以提餾段為例6.2.1液沫夾帶線以 =0.1kg液/kg氣為限，求關系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果見表9表9， 0.00020.0010.0030.0050.007， 0.79890.75100.67240.61100.55756.2.2液泛線令 由 聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關系式代入上式，并整理得式中 將有關的數(shù)據代入，得 故 在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表表10， 0.00020.0010.0030.0050.007， 0.72870.69420.62710.55840.47766.2.3液相負荷上限線以 =4s 作為液體在降液管中停留時間的下限，由 得 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線.6.2.4漏液線由 =得 = 整理得在操作數(shù)據內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果見表11表11， 0.00030.00060.0010.0020.003， 0.3400.3420.3440.3480.3516.2.5液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負荷標準。由式得取E=1，則 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線6.3負荷性能圖及操作彈性圖7-1圖7-2由上圖