甲醇和水的浮閥塔課程設計

1、浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計 化工原理課程設計題目浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計學生姓名學號教學院系化學化工學院專業(yè)年級2009指導教師職稱單位完成日期2012年7月5日目 錄一 設計任務1。1.設計題目 浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計1。2.工藝條件1。二 設計內容1。1.確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖（見附圖）。1。2.工藝參數的確定1。2.1基礎數據1。2.2全塔的物料衡算3。2.3塔板數的確定5。2.4實際塔板數的確定6。2.5精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算7。3.主要設備的工藝尺寸計算10。3.1塔徑計算10。3.2板間距12。3.3精餾塔有效高度的計算1

2、3。3.4 溢流裝置計算13。3.5 塔盤布置16。4.流體力學計算19。4.1流體力學驗算19。4.2 塔板操作負荷性能圖21。5 主要附屬設備設計計算及選型23。5.1塔頂全凝器的計算及選型23。5.2接管尺寸的計算28。5.3進料管線管徑29。5.4進料泵的選擇30。三 精餾塔的設計計算結果匯總一覽表31。四 主要符號31。五 參考文獻33。一 設計任務1. 設計題目 浮閥式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計2. 工藝條件生產能力：31200噸/年（料液）年工作日：300天原料組成：50%甲醇，50%水（質量分率，下同）產品組成：餾出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇操作壓力：塔頂壓強為常壓

3、進料溫度：泡點進料狀況：泡點加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 自選二 設計內容1 確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖、塔器設備圖（見附圖）。2 工藝參數的確定2.1基礎數據 表1-1組分分子式分子量沸點熔點水h2o18.020373.15k273.15k甲醇ch3oh32.040337.85k176.15k表1-2 常壓下甲醇和水的氣液平衡表(txy)txytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.75

4、2.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75表1-3 不同溫度下甲醇和水的密度物質 密度kg/m3溫度/ 5060708090100甲醇 750741731721713704水 988983978972965958表1-4 查圖整理得甲醇-水粘度物質 粘度mpas溫度/20406080100甲醇 0.5800.4390.34

5、40.2770.228水 1.0020.6530.4660.3540.282 表1-5 查圖整理得甲醇-水表面張力 物質 表面張力mn/m溫度/20406080100甲醇 22.0719.6717.3315.0412.80水 72.7569.5666.1862.6058.902.2全塔的物料衡算 2.2.1物料衡算 已知： 甲醇的摩爾質量 =32.040 kg/kmol 水的摩爾質量 =18.02 kg/kmol 平均摩爾質量m=0.36032.040+（1-0.360）18.020=23.067 kg/kmolm= 0.96532.040+ (1-0.965) 18.020=31.549 k

6、g/kmolm=0.0045232.040+（1-0.00452）18.020=18.083 kg/kmol kmol/h 全塔物料衡算：q=1,2.2.2根據氣液平衡表（x-y-t表）利用內插法求塔頂溫度，塔釜溫度，進料溫度tf a塔頂溫度， 可得： =65.31 可得： =61.62 b.塔釜溫度 可得：tw=99.40 c.進料溫度tf 可得：tf=76.012.2.3回流比確定 由表1的數據繪制x-y圖（略） 由圖（圖略）可知進料平衡曲線為不正常平衡曲線，為減小誤差，用作圖法求最小回流比。 由點a(,)向平衡線作切線，交軸于b(0,0.6)，即精餾段操作線截距/(r+1)=0.6，所以

7、=0.6083。 操作回流比可取為最小回流比的1.12.0倍，所以取 r=2 =1.21662.3塔板數的確定 精餾段操作線方程：= 提留段操作方程：= 根據甲醇水氣液平衡組成表和相對揮發(fā)度公式 ， 求得：算得相對揮發(fā)度=4.83 平衡線方程為：y=4.83x/(1+3.83x) x=y/(-(-1)y) 由上而下逐板計算，自x0=0.965開始到xi首次超過xq =0.36時止 操作線上的點 平衡線上的點 （x0=0.965,y1=0.965） (x1=0.851, y1=0.965) （x1=0.851,y2=0.902） （x2=0.656,y2=0.902） （x2=0.656,y3=

8、0.795） （x3=0.446,y1=0.795） （x3=0.446,y4=0.680） （x4=0.305,y4=0.680） 因為x4 時首次出現 xi xq 故第4塊理論版為加料版，精餾段共有3塊理論板。提餾段理論板數. 已知x4=0.305, 由上而下計算，直到xi 首次越過xw=0.00452時為止。操作線上的點 平衡線上的點（x4=0.305,y5=0.535） （x5=0.193,y5=0.535）（x5=0.193,y6=0.335） （x6=0.094,y6=0.335）（x6=0.094,y7=0.160） （x7=0.038,y7=0.160）（x7=0.038,y8

9、=0.060） （x8=0.013,y8=0.060）（ x8=0.013,y9=0.015） （x9=0.00316,y9=0.015） 由于到x9首次出現xi x w ，故總理論板數不足9塊 總的理論板數nt=8+（x8-xw）/（x8-x9）=8.862( 包括再沸器)2.4實際板數的確定 實際塔板數np=nt/ et2.4.1總板效率et的計算 根據汽液平衡表,由內插法求得塔頂溫度tld,tvd,塔釜溫度twtd=(tld+tvd)/2=(65.31+61.62)/2=63.465 平均溫度=(td+tw)/2=(63.465+99.40)/2=81.4325 又由奧克梅爾公式：et=

10、0.49(l)-0.245,其中=6.15,l=0.342mpas,代入上式得:et=0.40842.4.2實際塔板層數算得et=0.4084 實際塔板數np=nt/et=8.862/0.4084=21.699塊=22塊其中： 精餾段：3/0.4084=7.3468塊 提餾段: 5.862/0.4084=14.35415塊 提餾段不算塔釜：15-1=14塊2.5 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算2.5.1操作壓力 塔頂壓強：pd=100 kpa 取每層塔板壓降:p=0.7 kpa 則 進料板壓力: 塔釜 壓力: 則 精餾段的平均操作壓強: 提餾段的平均操作壓強: 2.5.2操作溫度 由于甲

11、醇水溶液屬于雙組分理想溶液，因此可通過雙組分理想溶液的汽液相平衡圖查取 塔頂溫度 進料板溫度 塔釜溫度 精餾段平均溫度 tm=(63.465+76.01)/2=69.74 提留段平均溫度 tm=(76.01+99.4)/2=87.712.5.3平均摩爾質量計算 塔頂平均摩爾質量計算 由， 進料板平均摩爾質量計算 塔釜平均摩爾質量計算由y1=0.00005 x1=0.00452mvwm=0.0000532.04+(1-0.00005)18.02=18.02kg/kmol mlwm=0.0045232.04+(1-0.00452)18.02=18.08kg/kmol 精餾段平均摩爾質量 提餾段平均

12、摩爾質量mvm=(26.89+18.02)/2=22.46kg/kmol mlm=(23.07+18.08)/2=20.58kg/kmol2.5.4平均密度計算 精餾段平均密度的計算 2.5.4.1氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 2.5.4.2液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算 由，查手冊2得 進料板液相平均密度的計算 由，查手冊得 精餾段液相平均密度為 提餾段平均密度的計算 2.5.4.3氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程得 2.5.4.4液相平均密度計算 tw=99.4時 a704.54kg/m3 b=958.42kg/m3 提餾段平均密度

13、 lm=(867.0 +958.14)/2=912.57kg/m32.5.5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 塔頂液相平均表面張力的計算 由，查手冊2得 進料板液相平均表面張力計算 由，查手冊2得 塔底液相平均表面張力的計算 由tw=99.4查表4得 a= 12.87n/m b=59.90mn/m lwm=0.00812.87+0.99259.90=59.52mn/m 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力 lm=(46.10 +59.52)/2=52.81mn/m2.5.6平均粘度計算 塔頂物料黏度：用內插法求得， 查手冊2得 求得 液體平均粘度進料黏度：用內

14、插法求得 查手冊2得 求得 塔釜物料黏度：用內插法求得， 查手冊得 求得 精餾段液相平均黏度： 提餾段液相平均黏度：3 主要設備的工藝尺寸計算3.1 塔徑計算3.1.1精餾段塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為 史密斯關聯圖查取，圖的橫坐標為 由 式中的c由式計算，其中由 取板間距，板上液層高度，則 查史密斯關聯圖3得=0.070 又 液體的表面張力 u max 取安全系數為0.8，則空塔氣速為 u 按標準塔徑圓整后為 d=1.0m 塔截面積為 實際空塔氣速為 u實際 u實際/ umax=1.52/2.054=0.740.8(安全系數在充許的范圍內，符全設計要求)3.1.2提餾段塔徑的計算

15、提餾段的氣、液相體積流率為 vs= ls= 史密斯關聯圖查取，圖的橫坐標為 由式中的c由式計算，其中由 3.2 板間距 取板間距，ht=0.40m，板上清液層高度 hl=0.06m，則ht-hl=0.34 m 由史密斯關聯圖，得知 c20=0.070 氣體負荷因子 s 取安全系數為0.8，則空塔氣速為 u=0.8umax=0.82.95=2.36m/s 按標準塔徑圓整后為d=1.0m 塔截面積為at=3.1411=0.785 m2 實際空塔氣速為 u/umax=1.599/2.95=0.5420.02 故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度。 因塔徑d=1m， 所以可選取單溢流弓形降

16、液管，采用凹形受液盤（同精餾段）。各項計算如下：3.4.1 堰長lw 可取lw=0.6/d=0.6m3.4.2 溢流堰高度hw 由hw=hlhow可選取平直堰，堰上層液高度how由下列公式計算，即有 取板上清液層高度hl=0.06 m 故 hw=0.06-0.0149=0.0451 m3.4.3 弓形降液管的寬度wd和截面積af 故 依式驗算液體在降液管中停留時間，即 驗證結果為降液管設計符合要求。3.4.4降液管底隙高度ho 取 uo=0.16m 則 故降液管底隙高度設計合理 選用凹形受液盤，深度hw=50mm。3.5 塔盤布置 精餾段3.5.1塔板的分塊 因，故塔板采用分塊板。查塔板分塊表

17、得，塔板分為3塊。3.5.2邊緣區(qū)寬度確定取 ws=0.05m wc=0.035m3.5.3開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積按式計算 其中 故 3.5.4浮閥計算及排列 甲醇-水對設備無腐蝕性，可選用的碳鋼板，在塔板上按等腰三角形錯排排列浮閥，并取塔板上液體進出口安定區(qū)寬度和均為60mm邊緣區(qū)寬度為為35mm， 取 浮閥直徑 選取f1型浮閥，重型，其閥孔直徑 d0=0.039m初取孔動能因子 精餾段： 取閥孔動能因子,則孔速，即 =m/s =1.04kg/m3故閥孔氣速u0=9.81m/s，求每層塔板上的浮閥數，即 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則可按

18、下式估算排間距t,即 t= 塔板上浮閥開孔率： 考慮到塔的直徑比較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積因此排間距不宜 采用80mm，而應小于此值，故取t=65mm.按t=75mm,t=65mm以等腰三角形叉排方式作圖，示意圖如下： 因 d800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為3塊，采用等腰三角形叉排。 浮閥塔篩孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列。 3.5.4.1閥孔的排列： 第一排閥孔中心距t為75mm，各排閥孔中心線間的距離t可取65mm,80mm,100mm. 經過精確繪圖，得知，當t=65mm時，閥孔數n實際=98個 按n=85重新核算孔速

19、及閥孔動能因數： 孔速u0= vs/（ 1/4 d2 n）=10.2m/s，=10.4閥孔動能因數變化不大，仍在912范圍內。 3.5.4.2開孔率 空塔氣速u= vs / at = 1.516 m/s ,=u / uo =1.516/ 10.2=14.86%5%14.86%15%,符合要求，故：t=75mm , t=65mm, 閥孔數n實際=98個則每層板上的開孔面積，ao =a a = 0.53714.86 %=0.080m23.5.5塔板的分塊 因為d 800mm，所以選擇采用分塊式，查表可得，塔板可分為3塊。3.5.6邊緣區(qū)寬度確定 取破沫區(qū)寬度ws=ws= 0.05m, 邊緣區(qū)寬度w

20、c=0.035m3.5.7開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積按式計算 其中 故 3.5.8浮閥計算及排列 提餾段： =0.758kg/m3 =m/s，故閥孔氣速u0=11.49m/s故閥孔個數： 提留段 經過精確繪圖，得知，當t=65mm時，閥孔數n實際=88個 按n=88重新核算孔速及閥孔動能因數： 孔速u0= vs/（ 1/4 d2 n）=11.94 m/s，=10.4閥孔動能因數變化不大，仍在912范圍內。 3.5.8.1開孔率 空塔氣速u= vs / at = 1.599 m/s ，=u / uo =1.599/ 11.94=13.4%5%13.4%15%,符合要求 故：t=75mm , t=

21、65mm, 閥孔數n實際=88個 則每層板上的開孔面積，ao =a a = 0.53713.4 %=0.072m24 流體力學計算4.1流體力學驗算 精餾段（以精餾段為例，提留段略）4.1.1氣體通過塔板的壓強降相當的液柱高度 由； 4.1.1.1干板阻力=m/s 因為，故 4.1.1.2板上充氣液層阻力 取， 4.1.1.3液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板的壓降相當的高度為： 4.1.2 淹塔 為了防止發(fā)生淹塔現象，要求控制降液管中清液高度，即 4.1.2.1單層氣體通過塔板壓降所相當的液柱高度： 4.1.2.2液體通過降液管的壓頭損失：hd1=0.153

22、(lslwh01)2=0.000552m 4.1.2.3板上液層高度：，則m 取，已選定， hw=0.0519m 則。可見，所以符合防止淹塔的要求。4.1.3霧沫夾帶 泛點率 泛點率 板上液體流經長度： zl=d-2wd=1-20.138=0.724 板上液流面積：ab=at-2af=0.785-20.0526=0.6798 式中: ll板上液體流經長度，m; ab板上液流面積，m2 ； 查物性系數，泛點負荷系數圖 泛點率=0.68 泛點率=0.79 對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。計算出的泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev500，故 管子排列為正三角形排

23、列，取f=0.5 代入得, 取污垢校正系數f=1.0 =9329.6pa10kpa 故管殼程壓力損失均符合要求5.1.5管程對流給熱系數 reo=696.84 0.14 計算傳熱系數 取污垢熱阻 rs=0.15m/kw rs=0.58 m/kw 以管外面積為基準 則 5.2接管尺寸的計算5.2.1 進料管 進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、t型進料管。本設計采用直管進料管。 管徑的計算: ，取， 經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格423mm5.2.2 回流管 回流液體積流量 利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么 經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：50mm3mm 實際管內流速： 5

24、.2.3塔釜出料管 釜殘液的體積流量： =0.000879m3/s 取適宜的輸送速度uw=0.785m/s則 經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：42mm3mm 5.2.4冷凝水管 冷凝水進口溫度為12，水的物性數據： , 冷凝水質量流率，取流速為1.6m/s 選取 1804.5mm熱軋無縫鋼管 5.2.5冷凝水泵 取=0.01，查圖摩擦系數=0.0315.3進料管線管徑 各管件及閥門阻力系數如下:名稱水管入口進口閥90彎頭4半開型球閥0.560.7549.55.4進料泵的選擇 設管長為50米, 塔有效高度加裙座加全凝器高度取ho=20m 揚程取29m 流量 選擇is150-40-315型離心泵,參

25、數為 流量v=200,揚程,轉速, 泵效率,軸功率 f=210kmol/h=1.815kg/s=7.627m3/h 料液罐的壓強為常壓1atm，加料板的壓強為109650pa 進料口的高度為11.7m ，進料段的表壓為1.08216atm，管路阻力 管路的高度為 11.7+1.0821610+=22.522+,所以要選一個適合這個流量和高度的泵，查型離心泵性能表 ，使用重力回流 從各個方面考慮下來，is65-40-315比較適合作進料泵，其有關參數為：流量/(m3/h)揚程/m轉速/(r/min)氣蝕余量/m泵效率/%軸功率配帶功率12.53214502.5372.944三 精餾塔設計結果總匯

26、總一覽表項目符號單位計算數據精餾段提留段各段平均溫度69.7487.71平均流量氣相vsm3/s1.191.255液相l(xiāng)sm3/s0.00080.002實際塔板數n塊815板間距htm0.40.4塔的有效高度zm2.85.6塔徑dm1.01.0空塔氣速um/s1.6431.599塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm0.60.6堰高hwm0.05190.0451溢流堰寬度wdm0.1380.138底與受液盤距離hom0.02220.020板上清液層高度hlm0.060.06孔徑domm3939孔心距排間距ttmmmm75657565浮閥數n個9888開孔率%14.8613

27、.4閥孔氣速uom/s9.9711.94單板壓降pppa493.9585.6液體在降液管中停留時間s26.310.52降液管內清液層高度hdm0.128560.197泛點率evkg液/kg氣0.680.79閥孔動能因數fo9.87210.329臨界閥孔氣速uocm/s10.28氣相最大負荷vsmaxm3/s2.53氣相最小負荷vsminm3/s0.71操作彈性2.92塔頂全凝器公稱直徑mm 600管長mm 7960換熱面積m2 18.756 泵規(guī)格is150-40-315四 主要符號1英文字母aa塔板開孔區(qū)面積，m2hw進口堰高度，maf降液管截面積，m2h與克服表面張力的壓降相當的液柱高度，m液柱a0篩孔總面積，m2hd降液管內清液層高度，mat塔截面積，m2hp人孔處塔板間距，mc0流量系數，無因次ht塔板間距，mc計算時的負荷系數，lw堰長，mcs氣相負荷因子，m/sls液體體積流量，m3/sd0篩孔直徑，mn篩孔數目d塔徑，mnt理論板層數ev液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)p操作壓力