【化工原理課程設計】甲醇和水篩板精餾塔分離

1、設計計算設計方案的確定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。設計中采用泡點進料，將原料液通過預加熱器至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離系，最小回流比，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。精餾塔的物料衡算1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量 m甲醇=32.04kg/ kmol 水的摩爾質(zhì)量 m水=18.02kg/kmolxf= xd=xw=2、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量mf=0.27332.04+

2、（10.273）18.02=21.85kg/kmolmd=0.994732.04+(10.9947）18.02=31.96kg/kmolmw=0.00281832.04+(10.002818)18.02=18.06kg/kmol3、物料衡算原料處理量：f=kmol/h總物料衡算：f=d+w 115.57=d+w甲醇物料衡算：fxf=dxd+wxw 115.570.273=d0.9947+w0.002818聯(lián)立解得 d=31.48kmol/h w=84.09kmol/h塔板數(shù)的確定1、理論板數(shù)的求取由 y=及甲醇水在不同溫度下的汽液平衡組成溫度液相氣相a溫度液相氣相a92.90.05310.28

3、347.0581.60.20830.62736.490.30.07670.40018.0380.20.23190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33330.69184.4983.20.16740.55866.2976.20.35130.73475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.

4、30.59370.81833.0866.90.87410.91941.64700.68490.84922.59am=4.83得到相平衡方程 y=因為泡點進料，所以q=1 且xq=xf=0.273且q點過相平衡線 則yq=0.645rmin=0.94 取操作回流比 2、 求精餾塔的氣液相負荷1.8831.48=59.18kmol/h v=(r+1)d =2.8831.48=90.66kmol/h =l+f=59.18+115.57=174.75kmol/h =v=90.66kmol/h3、 求操作線方程精餾段操作線方程 =+=0.6528xn+0.3454提餾段操作線方程 =1.927xn-2.

5、61410-35、逐板計算法求理論板數(shù)因為塔頂為全凝器 通過相平衡方程求 x1=再通過精餾段操作線方程 y2=0.6528x1+0.3454=0.9818 ，如此反復得y1=0.99947x1=0.9749y2=0.9818x2=0.9179y3=0.9446x3=0.7793y4=0.8541x4=0.5482y5=0.7032x5=0.3291y6=0.5603x6=0.20870.273當x6xq后，改用相平衡方程與提餾段操作方程yn+1=1.927xn-12.61410-3計算.如此反復得y7=0.3995x7=0.1211y8=0.2308x8=0.0585y9=0.1101x9=0

6、.025y10=0.0455x10=0.1474y11=0.02578x11=5.4510-3y12=7.8810-3x12=1.6410-30.002818可得到進料板位置 nf=6總理論板數(shù) nt=12 2、實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)：n精=8.39提餾段實際板層數(shù)：n提=10（不包括再沸器）精餾塔工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算1、 操作壓力計算塔頂操作壓力 pd=101.3+4=105.3kpa每層塔板壓力降 dp=0.7kpa進料板壓力 pf=105.3+0.79=111.6kpa塔底壓力 pw=pf+0.710=118.6kpa精餾段平均壓力 pm=kpa提餾段平均壓力 pm=k

7、pa2、 操作溫度計算（內(nèi)插法得）根據(jù)甲醇-水的氣-液平衡組成表，再通過內(nèi)插法得：塔頂溫度 td=64.79進料板溫度 tf=78.3塔釜溫度 tw=99.6精餾段平均溫度 tm=提餾段平均溫度 tm=3、 平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xd=y1=0.9947 通過相平衡方程求得 x1=0.9749mvdm=y1m甲+（1-y1）m水=0.994732.04+(1-0.9947) 18.02=31.97kg/kmolmlom=x1m甲+（1-x1）m水=0.974932.04+(1-0.9749) 18.02=31.69 kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算 通過逐板計算得進料板y

8、f=0.5603，再通過相平衡方程得xf=0.2087mvfm= yfm甲+（1-yf）m水=0.560332.04+（1-0.5603）18.02=25.87kg/kmolmlfm=xfm甲+（1-xf）m水=0.208732.04+（1-0.208718.02）=20.95kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量的計算由xw=0.002818 查平衡曲線得 yw=0.01346mvwm=ywm甲+（1-yw）m水=0.0134632.04+（1-0.01346）18.02=18.21kg/kmolmlwm=xwx甲+（1-xw）m水=0.00281832.04+（1-0.002818）18.02=1

9、8.06kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量mvm=mlm=提餾段平均摩爾質(zhì)量mvm=mlm=4、平均密度計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算 即精餾段 rvm= kg/m提餾段 rvm= 液相平均密度計算液相平均密度按下式計算 即塔頂液相平均密度的計算 由td=64.79 查手冊得 r甲=747.168kg/m r水=980.613kg/mrlpm=kg/m進料板液相平均密度計算 由tf=78.3 查手冊得 r甲=735.53 kg/m r水=972.82 kg/m進料板液相的質(zhì)量分率 rlfm=kg/m提餾段液相平均密度計算 由tw=99.6 查手冊得 r甲=716.36kg/m r水=

10、958.176 kg/mrlwm= kg/m精餾段液相平均密度為rlm= kg/m提餾段液相平均密度rlm=kg/m5、液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算 即 dlm=xidi塔頂液相平均表面張力的計算 由td=64.79查手冊得d甲=18.31mn/m d水=65.29mn/mdlom=xdd甲+（1-xd）d水=0.994718.31+0.005365.29=18.56mn/m進料板液相平均表面張力的計算 由tf=78.3 查手冊得 d甲=17.0647mn/m d水=62.889mn/mdlfm=xfd甲+（1-xf）d水=0.208717.0647+0.791362.88

11、9=53.32mn/m塔釜液相平均表面張力的計算 由tw=99.6 查手冊得 d甲=14.93mn/m d水=58.9mn/mdlwm=xwd甲+(1-xw)d水=0.00281814.93+（1-0.2087）62.889=53.32mn/m精餾段液相平均表面張力為dlm=mn/m提餾段液相平均表面張力為dlm=mn/m6、液體平均粘度計算液相平均粘度以下式計算，即mlm=ximi塔頂液相平均粘度計算 由td=64.79查手冊得m甲=0.3289mpa.s m水=0.4479mpa.smldm=xdm甲+（1-xd）m水=0.9947g（0.3289）+（1-0.9947）（0.4479）=

12、 0.4825mldm=0.3292mpa.s進料板液相平均粘度計算 由tf=78.3查手冊得m甲=0.28193mpa.s m水=0.37084mpa.smlfm=xfm甲+（1-xf）m水=0.2087(0.28193)+(1-0.2087)(0.37084)=0.4557mlfm=0.35mpa.s由tw=99.6 查手冊得m甲=0.226mpa.s m水=0.289mpa.smlwm=xwm甲+(1-xw)m水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818)(0.289)=-0.5394mlwm=0.2888mpa.s精餾段液相平均黏度為mlm=mpa.s提餾段液相平均黏

13、度為mlm=mpa.s精餾塔的塔體工藝尺寸計算1、 塔徑的計算精餾段的氣液相體積流率為vs= m/sls= m/s提餾段的氣液相體積流率為vs=m/sls= 10-3 精餾段 umax= 式中c由c20求取，c20可通過查圖（p129頁）篩板塔的泛點關聯(lián)圖的橫坐標功能參數(shù)取板間距ht=0.35m（通過篩板塔的的泛點關聯(lián)圖）（書p129 圖10-42）得到c20=0.068c=c20（）0.2=0.068() 0.2=0.07646最大空塔氣速umax=取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速u=0.8umax=0.82.085=1.668m/sd=按標準塔徑圓整后 d=0.8m（據(jù)書p129 表10-1

14、）塔截面積為at=m實際空塔氣速 u=(安全系數(shù)在允許范圍內(nèi)，符合設計要求)提餾段同理查閱得c20= =0.05161查表得 ht=0.35m c20=0.07c=c20()0.2=0.07()0.2=0.08602umax=c=0.08602=2.84m/s同上取安全系數(shù)0.8 u=0.8 umax=0.82.84=2.272m/sd=0.6076m 圓整取d=0.8m 同上at=0.5024實際空塔氣速u=（符合安全系數(shù)范圍，設計合理）2、精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為z精=（n精-1）ht=（9-1）0.35=2.8m提餾段有效高度為z提=（n提-1）ht=（10-1）0.35=3

15、.15m在加料板上設一人孔，其高度為0.7m故精餾塔的有效高度為z=z精+z提+0.7=2.8+3.15+0.7=6.65m塔板主要工藝尺寸的計算1、溢流裝置計算因塔徑d=0.8，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤堰長lw 取lw=0.6d=0.48m溢流堰高度hw 由hw=hlhow選用平直堰，堰上液層高度how=.取e=1.03 how=mm how=mm取板上清液高度為hl=60mm hw=60-7,35=0.05265m hw=60-11.31=0.04869m弓形降液管寬度wd和截面積af由 查圖（p127頁 弓形降液管的寬度與面積圖）得 所以af=0.052at=0.0520.

16、5024=0.02612wd=0.1d=0.10.8=0.08m所以依式計算液體在降液管中的停留時間精餾段：q= 35s（故設計合理）提餾段：q= 35s(故設計合理)降液管低隙高度h。h。.= u。=0.08m/s精餾：h。=提餾：h。=故降液管設計合理，選用凹形受液盤hw=52.65mm hw=48.69mm2、塔板布置塔板的分塊因d800mm,故塔板采用分塊式，塔板查表可知分為3塊邊緣區(qū)寬度確定取ws=ws=0.04m wc=0.03m開孔區(qū)面積計算aa=2（）x=(wd+ws)=r=wc=故aa=2（0.28）=0.3703篩孔計算及其排列選用d=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d。=4.5m

17、m篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t=3.1d。=3,14.5=13.95mm篩孔數(shù)目n為 n=開孔率f=0.907（）2=0.907（）2=9.44%氣體通過閥孔的氣速精餾段 u。=提餾段 u。=(七)塔板的流體力學驗算1、塔板壓降干板阻力hc計算：（由查資料附表圖3-14干篩孔的流量系數(shù)有c。=0.82）hc=液柱hc=液柱氣體通過液層的阻力hl及hlua=f。= ua =1.4619/查資料附表圖3-15充氣系數(shù)關聯(lián)圖，由f。=1.4619 得b=0.59hc=bhl=b（hw+how）=0.59（0.05265+0.00735）=0.0354m液柱ua=f。= ua=/查資料附表圖

18、3-15充氣系數(shù)關聯(lián)圖，由f0=1.258得b=0.62hc=bhl=b（hw+how）=0.62液體表面張力的阻力hs及hs計算hs=hs=氣體通過每層塔板的液柱高度hp及hp計算hp=hp=氣體通過每層塔板的壓降dpp及dpp計算dpp =（設計允許值）dpp=（設計允許值）2、 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本方案的塔徑和液流量均不大，故可忽略頁面落差影響。3、液沫夾帶液沫夾帶量ev及ev計算按經(jīng)驗，一般hf=2.5hc=2.50.06=0.15mev=3.2=3.2=0.07986kg液/kg氣0.1 kg液/kg氣ev=3.2=3.2=0.0489 kg液/kg氣穩(wěn)定系數(shù)k=實

19、際孔速u。=18.73穩(wěn)定系數(shù)k=5、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高hd及hd應服從下式hdj（ht+hw） j取0.5；hdj（ht+hw）j（ht+hw）=0.5（0.35+0.03882）=0.19441m液柱j（ht+hw）=0.5（0.35+0.04869）=0.199 m液柱而hd=hp+hl+hd；hd= hp+hl+hd板上不設進口堰hd=hd=hd=0.001m液柱hd=hp+hl+hd=0.07629+0.06+0.001=0.13729m液柱0.19441m液柱hd= hp+hl+hd=0.0669+0.06+0.001=0.1279 m液柱0.199m液柱故在本

20、設計中不會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象（八）塔板負荷性能圖1.漏液線由得同理可得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表：ls（ls），0.00050.00100.00150.0020vs，0.3400.3490.3570.364vs，0.3340.3360.3380.340由上表數(shù)字即可作出漏液線2、液沫夾帶線以=0.1液/氣為限，求vs-ls關系如下由整理得同理可計算出整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個ls（ls）值，依上式計算出vs值，計算結果列于下表：ls（ls），0.00050.00100.00150.0020vs，0.8620.8250.7930.766vs，0.8640.8220.7

21、860.754由上表得出液沫夾帶線3、液相負荷下限線對于平直堰，取液上液層高度how=0.006m，作為最小液體負荷標準，由下式得取e=1，則同理，據(jù)此作出氣體流量無關的垂直液相負荷下限圖4、液相負荷上限圖以=4s作為液體在降液管中停留時間的下線，由下式得故據(jù)此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限圖5、液泛線令由式中，故在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表0.00050.00100.00150.00201.2211.1861.1451.0951.3801.3321.2861.240由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（5）換熱器的設計1、冷凝器的選擇有機物蒸氣冷凝器設計選用的總體

22、傳熱系數(shù)一般范圍為5001500kcal/(.h.)本設計取k=600w/(.) 出料溫度：64.6（飽和氣）（飽和液）64.6冷卻水溫度：3040逆流操作：dt1=34.6 dt2=24.6dtm=傳熱面積：a=在此溫度下，查化工原理附錄得g甲=1200kj/kg，g水=2378 kj/kgq=wg=1.0940.66570.99471220+（1-0.9947）2378=0.73031226=895.35kj/sa=設備型號公稱直徑公稱壓力管程數(shù)管子根數(shù)中心排管數(shù)管程流通面積換熱管長度計算換熱面積f252.5600mm1.6mpa2232160.03643000mm52.82、再沸器的選擇

23、選用120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取k=600w/(.)料液溫度：99.6100 熱流體溫度：120120逆流操作：dt1=20 dt2=20.4 dtm=同上w=rvvs=0.84270.6586=0.555kg/sg=xwg甲+（1-xw）g水 查表知此溫度下g甲=1100kj/kg g水=2400 kj/kgg=0.0028181100+（1-0.002818）2400=2396 kj/kgq=wg=23960.555=1329.8kj/sa=設備型號公稱直徑公稱壓力管程數(shù)管子根數(shù)中心排管數(shù)管程流通面積換熱管長度計算換熱面積f252.5700mm4.00mpa4322210.025345

24、00mm111.2（十）餾塔接管尺寸計算1、接管進料管的結構類型很多，本設計采用直管進料管，管徑計算如下：d= 取=1.6m/s25進料，此溫度下r甲=786.9kg/m3 r水=996.95 kg/m3 （查化工原理（上）附錄）rlp=vs=d=查標準系列 取f323回流管 采用直管回流管 取ur=1.6m/sdr=查表取f894塔釜出料管 取uw=1.6m/sdw=查表取f383塔頂蒸氣出料筒 直管出氣，取出口氣速u=20m/sd=查表取f2738塔釜進氣管 采用直管 取氣速u=23m/sd=查表取f2738法蘭本設計常壓操作，采用進料管接管法蘭2、筒體與封頭筒體壁厚選6mm，所用材質(zhì)為a3 封頭本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑dn=800mm,曲面高度200mm，直邊高度25mm，內(nèi)表面積0.757，容積0.08m，選取風同樣dn8006。（選自常用化工單元設備設計附表1（a）橢圓封頭尺寸與質(zhì)量（jb/t4729-94）除沫器當