甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)

1、 機(jī)械工程學(xué) 院食工原理課程設(shè)計(jì)題 目: 甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì) 系 別: 生物與環(huán)境工程系 專 業(yè):_ 09食品科學(xué)與工程 學(xué) 號(hào): 姓 名: 指導(dǎo)教師: 2011年 10月 21日甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)一、設(shè)計(jì)名稱甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件處理量：t/a（17500）料液組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：（30）塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：（92.5）塔頂易揮發(fā)組分回收率：（99）每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間：330天/年，每天24小時(shí)連續(xù)工作連續(xù)操作、中間加料、泡點(diǎn)回流。操作壓力：常壓進(jìn)料狀況：冷液進(jìn)料（55）塔釜間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為0.3Mpa塔頂冷凝水用冷卻水的進(jìn)、出口溫度差20-

2、403、 設(shè)計(jì)任務(wù)完成精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型，繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖和精餾塔裝配圖，編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。設(shè)計(jì)內(nèi)容包括： 1、精餾裝置流程設(shè)計(jì)與論證 2、浮閥塔內(nèi)精餾過(guò)程的工藝計(jì)算 3、浮閥塔主要工藝尺寸的確定 4、塔盤(pán)設(shè)計(jì) 5、流體力學(xué)條件校核、作負(fù)荷性能圖 6、主要輔助設(shè)備的選型4、 設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)內(nèi)容 1、目錄 2、概述（精餾基本原理） 3、工藝計(jì)算 4、結(jié)構(gòu)計(jì)算 5、附屬裝置評(píng)價(jià) 6、參考文獻(xiàn) 7、對(duì)設(shè)計(jì)自我評(píng)價(jià) 目錄 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)1概述.1 2精餾塔工藝計(jì)算.2 2.1精餾塔物料衡算.22.2相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算.3 2.3泡點(diǎn)溫度的計(jì)算.3 2.4最小回流比的計(jì)算.42.5求

3、精餾塔的氣液相負(fù)荷.42.6操作線方程.53塔板數(shù)的求取.53.6理論塔板數(shù)的求取.53.7實(shí)際塔板數(shù)的求取.64精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.74.1初選塔板間距.74.2物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.7 4.2.1操作壓力計(jì)算.7 4.2.2操作溫度計(jì)算.7 4.2.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算.8 4.2.4平均密度.8 4.2.4.1氣相平均密度.8 4.2.4.2液相平均密度.8 4.2.5液體表面張力.9 4.2.6液體粘度.105精餾塔主要尺寸的計(jì)算.10 5.1塔徑.10 5.2精餾塔有效高度的計(jì)算.12 5.3溢流裝置的確定.12 5.4塔板布置.14 5.5浮閥數(shù)目及排列.146流體力學(xué)校

4、核.16 6.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓力降.16 6.2液泛的驗(yàn)算.17 6.3霧沫夾帶的驗(yàn)算.17 6.4漏液驗(yàn)算.177塔板負(fù)荷性能圖.18 7.1以精餾段為例.18 7.1.1液沫夾帶線.18 7.1.2液泛線.19 7.1.3液相負(fù)荷上限線.20 7.1.4漏液線.20 7.1.5液相負(fù)荷下限線.21 7.2以提餾段為例.21 7.2.1液沫夾帶線.21 7.2.2液泛線.22 7.2.3液相負(fù)荷上限線.23 7.2.4漏液線.24 7.2.5液相負(fù)荷下限線.24 7.3負(fù)荷性能圖及操作彈性.24參考文獻(xiàn).25自我總結(jié).271概述設(shè)計(jì)方案的確定塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用

5、的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔為逐級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)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(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。其內(nèi)部設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過(guò)板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化。填料塔內(nèi)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(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過(guò)程。工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)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(zhì)效率高；（

6、3）氣流的摩擦阻力小，將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)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(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無(wú)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(yīng)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(shè)計(jì)主要是浮閥板式塔的設(shè)計(jì)。 F-1型 V-4型 A型十字架型 方形浮閥圖2 浮閥塔板本設(shè)計(jì)書(shū)介紹的是浮閥塔的設(shè)計(jì)，其中包括設(shè)計(jì)方案的確定、塔主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算。 本

7、設(shè)計(jì)任務(wù)為分離甲醇水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用冷夜進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算2.1精餾塔物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量 MA=32.04 kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 MB=18.02kg/kmol=0.314MF=0.4532 +(1-0.45)18 =24.30kg/kmol 總物料衡算 F=D+W 甲醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw 聯(lián)立求解

8、D=102.58kmol/h W=209.18kmol/h 2.2相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)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(nèi)插法求得 2.3泡點(diǎn)溫度的計(jì)算：表2甲醇水溶液的沸點(diǎn)濃度（%）01020304

9、05060708090100沸點(diǎn)()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(jì)算：采用圖解法求最小回流比。在圖中對(duì)角線上e(0.1942,0.1942)作垂線ef即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 = =故取操作回流比R=2=2.192.5求精餾塔的氣液相負(fù)荷：精餾段氣液負(fù)荷V=（R+1）D=(2.19+1)21.87=69.77= mL=RD=

10、2.1921.87=47.90= m提餾段氣液負(fù)荷計(jì)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塔板數(shù)的求取3.1采用逐板法求理論塔板數(shù)由 得 第一塊板時(shí) 以下為提餾段 理論上達(dá)到設(shè)計(jì)要求因此，精餾塔理論塔板數(shù) (包括再沸器) 進(jìn)料板位置3.2實(shí)際塔板層數(shù)的求?。涸跁r(shí)查得， 則全塔效率 ET=0.49(L)-0.245100%=45.23實(shí)際板層數(shù)：精餾段實(shí)際板層數(shù) 提餾段實(shí)際板層數(shù) 4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1初選塔板間距板間距HT的選定很重要。選取時(shí)應(yīng)考慮塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、操作彈性及塔的安裝檢修等因素。對(duì)完成一定生產(chǎn)任務(wù)，若采用較大的板間

11、距，能允許較高的空塔氣速，對(duì)塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利；但板間距增大后，會(huì)增加塔身總高度，金屬消耗量，塔基、支座等的負(fù)荷，從而導(dǎo)致全塔造價(jià)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(guò)小，容易產(chǎn)生液泛現(xiàn)象，降低板效率所以在選取板間距時(shí)，要根據(jù)各種不同情況予以考慮?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表4 塔板間距與塔徑的關(guān)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?yàn)橛?jì)算空塔速度已估算塔徑時(shí)，必須先選定板間距。板間距

12、的尺寸在最后還需進(jìn)行流體力學(xué)驗(yàn)算，如不滿足流體力學(xué)的要求，則可適當(dāng)?shù)卣{(diào)整板間距或塔徑。在決定板間距時(shí)還應(yīng)考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應(yīng)留有足夠的工作空間，其值不應(yīng)小于600mm。 現(xiàn)初選板間距 。4.2物性數(shù)據(jù)計(jì)算4.2.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 PD=101.3kPa每層塔板壓降 P=0.7kPa進(jìn)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(jì)算塔頂溫度 tD=66.55進(jìn)料板溫度 tF=82.2塔底

13、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(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)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(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)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(zhì)

14、量計(jì)算 氣相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精餾段平均摩爾質(zhì)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(zhì)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(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即a.精餾段=b.提餾

15、段 =4.2.4.2液相密度表5溫度/塔頂66.550.9250.075753.3981.5進(jìn)料板82.20.300.70734.6970.4塔底99.650.00430.9957712.4958.6 =進(jìn)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(cè)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(cè)附表十九得62.27 14.79加料板液體平均表面張力 =0.7

16、9+(1-0.1942)62.27=53.05由tW=99.65 查化工原理上冊(cè)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(cè)11.14 0.4262 =0.87411.14+(1-0.874)0.4262=9.79tF=82.2，查化工原理上冊(cè)11.68 0.3483=0.68+(1-0.1942)0.3483=2.55 tW=99.65，查化工原理上冊(cè)12.28 0.2894精餾段液體平均粘度 =提餾段液體平均粘度 5主要工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑參考有關(guān)資料，初選板間距=0.40m，取板上液層高度=0.0

17、6m故 -=0.40-0.06=0.34m精餾段：=查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得 =0.053校核至物系表面張力為37.83mN/m時(shí)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(shí)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(biāo)準(zhǔn)，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

18、m/s5.2 精餾塔有效高度的計(jì)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=8.4m5.3 溢流裝置的確定采用單溢流、弓形降液管，平形受液盤(pán)及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。 堰長(zhǎng) 取堰長(zhǎng) =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(jì)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(shè)計(jì)手冊(cè)得 =0.125, =0.072 故 =0.125D=0.0

19、88m =0.072=0.0277 依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即精餾段： 5s提餾段： 5s ，故降液管設(shè)計(jì)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(xì)隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保證降液管底部的液封。5.4塔板布置溢流區(qū)：降液管及受液盤(pán)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(wú)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(kāi)孔區(qū)面積 R=0.7/2-0.06=0.29mx=0.192m故 =0.2

20、05m5.5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?cè)_(kāi)時(shí)操作， 取閥孔動(dòng)能因子 =10精餾段：孔速 =10.11m/s浮閥數(shù) N=43.5(個(gè))按等邊三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)38個(gè)提餾段：孔速=11.32m/s閥數(shù)N=41.8（個(gè))按等邊三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)38個(gè)圖3-3 塔板閥數(shù)圖按n=38，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù) 精餾段 仍在9

21、12范圍內(nèi)。提餾段；仍在912范圍內(nèi)。（3）開(kāi)孔率精餾段：提餾段：開(kāi)孔率在5%15%范圍內(nèi)，故符合設(shè)計(jì)要求。每層塔板上的開(kāi)孔面積精餾段： 提餾段： 6 流體力學(xué)校核6.1氣相通過(guò)浮塔板的壓力降由 知 干板阻力 氣體通過(guò)浮閥塔板的干板阻力，在浮閥全部開(kāi)啟前后有著不同的規(guī)律。對(duì)F1型重閥來(lái)說(shuō)可以用一下經(jīng)驗(yàn)公式求取hc。閥全開(kāi)前 （1）閥全開(kāi)后 （2）令=，得因?yàn)椋?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(jù)國(guó)內(nèi)普查結(jié)果得知，常壓和加壓塔中每層浮閥塔板壓降為260530Pa，而通過(guò)每塊減壓塔塔板的壓降約為200Pa，很小，計(jì)算時(shí)可以忽略不計(jì)。故

22、氣體流經(jīng)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 =0.19.81=535.5(0.7K,符合設(shè)計(jì)要求)。6.2液泛的驗(yàn)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(jì)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(shè)進(jìn)口堰，則=0.153=0.m板上液層高度 =0.06m,得： =0.066+0.06+0.=0.126m由此可見(jiàn)：，符合要求，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。6.3霧沫夾帶的驗(yàn)算 = kg液/kg氣由上式可知 0.1kg液/kg氣

23、浮閥塔也可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊(cè)。 泛點(diǎn)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(jīng)長(zhǎng)度，m； 板上液流面積，； 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，取0. 102； K特性系數(shù)，取1.0。 泛點(diǎn)率= 泛點(diǎn)率80%,符合要求6.4漏液驗(yàn)算取F05作為控制漏液量的操作下限， 由 可知，7塔板負(fù)荷性能圖7.1以精餾段為例7.1.1液沫夾帶線以 =0.1kg液/kg氣為限，求關(guān)系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表表6Ls s0.00030.0010.0020.00250.00

24、3Vs s0.98770.94650.89930.87950.86107.1.2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(jié)構(gòu)尺寸一定，而且取E=1.02 , , 綜上所計(jì)算整理得0.87-1956-10.2相應(yīng)的和值如下表7 12345Ls s0.00030.0010.0020.0030.004Vs s0.90780.87520.83670.80010.7626 7.1.3液相負(fù)荷上限線求出上限液體流量值（常數(shù)） 以降液管內(nèi)停留時(shí)間=4s，則 s7.1.4漏夜線對(duì)于型重閥，由，計(jì)算得 則s 由 =得 = 整理得在操作數(shù)據(jù)內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表8，

25、 0.00010.0010.0020.0030.004， 0.42380.42760.43040.43280.43497.1.5液相負(fù)荷下限線若操作的液相負(fù)荷低于此線時(shí)，表明液體流量過(guò)小，板上的液流不能均勻分布，汽液接觸不良，易產(chǎn)生干吹、偏流等現(xiàn)象，導(dǎo)致塔板效率的下降。取堰上液層高度=0.006m，根據(jù)計(jì)算式求的下限值 ， 取E=1.02 =s 經(jīng)過(guò)以上流體力學(xué)性能的校核可以將精餾段塔板負(fù)荷性能圖劃出。（見(jiàn)后面）7.2以提餾段為例7.2.1液沫夾帶線以 =0.1kg液/kg氣為限，求關(guān)系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表9表9， 0.0

26、0020.0010.0030.0050.007， 0.79890.75100.67240.61100.55757.2.2液泛線令 由 聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 故 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表表10， 0.00020.0010.0030.0050.007， 0.72870.69420.62710.55840.47767.2.3液相負(fù)荷上限線以 =4s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由 得 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線.7.2.4漏液線由 =得 = 整理得在操作數(shù)據(jù)內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表11表11， 0.00030.00060.0010.0020.003， 0.3400.3420.3440.3480.