化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告4萬(wàn)噸年甲醇水板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告 4萬(wàn)噸/年 甲醇水板式精餾塔設(shè)計(jì)目 錄一、概述41.1 設(shè)計(jì)依據(jù)41.2 技術(shù)來(lái)源41.3 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求5二：計(jì)算過(guò)程61. 塔型選擇62. 操作條件的確定62.1 操作壓力62.2 進(jìn)料狀態(tài)62.3 加熱方式72.4 熱能利用73. 有關(guān)的工藝計(jì)算73.1 最小回流比及操作回流比的確定83.2 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算93.3 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量93.4 熱能利用103.5 理論塔板層數(shù)的確定103.6 全塔效率的估算113.7 實(shí)際塔板數(shù)124. 精餾塔主題尺寸的計(jì)算124.1 精餾段與提餾段的體積流量124.1.1 精餾段124.1.2 提餾段

2、144.2 塔徑的計(jì)算154.3 塔高的計(jì)算175. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定175.1 塔板尺寸185.2 弓形降液管185.2.1 堰高185.2.2 降液管底隙高度h0195.2.3 進(jìn)口堰高和受液盤195.3 浮閥數(shù)目及排列195.3.1 浮閥數(shù)目195.3.2 排列205.3.3 校核206. 流體力學(xué)驗(yàn)算216.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)216.1.1 干板阻力216.1.2 板上充氣液層阻力216.1.3 由表面張力引起的阻力226.2 漏液驗(yàn)算226.3 液泛驗(yàn)算226.4 霧沫夾帶驗(yàn)算237. 操作性能負(fù)荷圖237.1 霧沫夾帶上限線237.2 液泛線247.3 液體

3、負(fù)荷上限線247.4 漏液線247.5 液相負(fù)荷下限線247.6 操作性能負(fù)荷圖258. 各接管尺寸的確定278.1 進(jìn)料管278.2 釜?dú)堃撼隽瞎?78.3 回流液管288.4 塔頂上升蒸汽管288.5 水蒸汽進(jìn)口管28一、概述1.1 設(shè)計(jì)背景塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，已經(jīng)受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產(chǎn)中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面，都有非常重大的影響。精餾過(guò)程的實(shí)質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中，汽相

4、中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中，從而達(dá)到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。為了加強(qiáng)工業(yè)技術(shù)的競(jìng)爭(zhēng)力，長(zhǎng)期以來(lái)，各國(guó)都在加大塔的研究力度。如今在我國(guó)常用的板式塔中主要為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔和舌型塔等。填料種類出拉西、環(huán)鮑爾環(huán)外，階梯環(huán)以及波紋填料、金屬絲網(wǎng)填料等規(guī)整填料也常采用。更加強(qiáng)了對(duì)篩板塔的研究，提出了斜空塔和浮動(dòng)噴射塔等新塔型。同時(shí)我國(guó)還進(jìn)口一些新型塔設(shè)備，這些設(shè)備的引進(jìn)也帶動(dòng)了我國(guó)自己的塔設(shè)備的科研、設(shè)計(jì)工作，加速了我國(guó)塔技術(shù)的開發(fā)。國(guó)外關(guān)于塔的研究如今已經(jīng)放慢了腳步，是因?yàn)橐呀?jīng)研究出了塔盤的效率并不取決與塔盤的結(jié)構(gòu)，而是主要取決與物系的性質(zhì)，如：揮發(fā)度、

5、黏度、混合物的組分等。國(guó)外已經(jīng)轉(zhuǎn)向研究“在提高處理能力和簡(jiǎn)化結(jié)構(gòu)的前提下，保持適當(dāng)?shù)牟僮鲝椥院蛪毫?，并盡量提高塔盤的效率?！痹谛滦吞盍戏矫鎰t在努力的研究發(fā)展有利于氣液分布均勻、高效和制造方便的填料。經(jīng)過(guò)我國(guó)這些年的努力，在塔研究方面與國(guó)外先進(jìn)技術(shù)的差距正在不斷的減小目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì)于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。1.2 設(shè)計(jì)條件原料：甲醇、水原料溫度：泡點(diǎn)進(jìn)料處理量：4萬(wàn)噸/年原料組成：甲醇的質(zhì)量分率=0.35（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）產(chǎn)品要求：塔頂甲醇的質(zhì)量分率=0.94（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），塔底甲醇質(zhì)量分率=0.02（質(zhì)量

6、分?jǐn)?shù)）生產(chǎn)時(shí)間：300天/年冷卻水進(jìn)口溫度：25加熱劑：0.9mp飽和水蒸汽單板壓降：小于或等于0.7kpa生產(chǎn)方式：連續(xù)操作，泡點(diǎn)回流全塔效率：et=50%1.3 設(shè)計(jì)要求1.撰寫課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書一份2.帶控制點(diǎn)的工藝流程圖一張3.塔裝備的總裝圖一張1.4 設(shè)計(jì)說(shuō)明書的主要內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案的確定2.帶控制點(diǎn)的工藝流程圖的確定 3.操作條件的選擇（包括操作壓強(qiáng)、進(jìn)料狀態(tài)、加熱劑、冷卻劑、回流比）4.塔的工藝計(jì)算（1）全塔物料衡算（2）最佳回流比的確定（3）理論板及實(shí)際板的確定（4）塔徑的計(jì)算（5）降液管及溢流堰尺寸的確定（6）浮閥數(shù)及排列方式（篩板孔徑及排列方式）的確定（7）塔板流動(dòng)性能的校核（

7、液沫夾帶校核，塔板阻力校核，降液管液泛校核，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核，嚴(yán)重漏液校核）（8）塔板負(fù)荷性能圖的繪制（9）塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表5.輔助設(shè)備工藝計(jì)算（1）換熱器的面積計(jì)算及選型（2）各種接管管徑的計(jì)算及選型（3）泵的揚(yáng)程計(jì)算及選型6.塔設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：（包括塔盤、裙座、進(jìn)出口料管）二：計(jì)算過(guò)程1. 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。2. 操作條件的確定2.1 操作壓力壓力為（pa）2.2 進(jìn)料狀態(tài)雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受

8、季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，無(wú)論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料（q=1）。2.3 加熱方式精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于乙醇水體系中，乙醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時(shí)只需在塔底安裝一個(gè)鼓泡管，于是可省去一個(gè)再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進(jìn)行加熱，無(wú)論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。2.4 熱能利用精餾過(guò)程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進(jìn)入再沸器

9、的能量只有5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜?dú)堃簩?duì)原料液進(jìn)行加熱。3. 物料的工藝計(jì)算由于精餾過(guò)程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)。原料液的摩爾組成：甲醇的摩爾質(zhì)量為：32 kg/kmol水的摩爾質(zhì)量為： 18kg/kmol以年工作日為300天，每天開車24小時(shí)計(jì)，進(jìn)料量為：進(jìn)料液的平均摩爾數(shù) 根據(jù)公式可求出由全塔的物料衡算方程可寫出：求得表1. 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁棵Q原料液餾出液釜?dú)堃?質(zhì)量分?jǐn)?shù))0.350.940.02(摩爾分?jǐn)?shù))0.230.8980.01流

10、量261.864.86196.943.1相對(duì)揮發(fā)度 可根據(jù)平衡線圖（圖3-1）查得塔頂、塔底溫度1汽相 2液相圖3-1 甲醇-水的等壓曲線或用計(jì)算法求得：塔頂：，假設(shè)t = 83,利用安托因方程，計(jì)算得出，再利用，求得假設(shè)t = 82，同理求得，利用比例差值法求出塔頂溫度：，則當(dāng)t=82.25時(shí)，計(jì)算得出，此時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度塔進(jìn)料處：假設(shè)t=90, 同理求得，假設(shè)t=91, 同理求得，利用比例差值法求出塔進(jìn)料處溫度：，則當(dāng)t=90.94時(shí)，計(jì)算得出，此時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度塔底：假設(shè)t=108, 同理求得，假設(shè)t=109, 同理求得，則得出塔底溫度：當(dāng)t=109時(shí)， 此時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度全塔的相對(duì)揮發(fā)度3.

11、2回流比r的確定由于是泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1），相平衡方程 當(dāng),求出夾緊點(diǎn)，因此： 操作回流比最少理論板數(shù)的確定：利用芬斯克方程由于設(shè)備的綜合費(fèi)用與n(r+1)有直接的關(guān)系，因此繪制n(r+1)r圖就可以求當(dāng)r值時(shí)n(r+1)最小的為實(shí)際r令，由不同得到r值利用吉利蘭圖求出n值，進(jìn)而能得到n(r+1)吉利蘭圖分別取=1.1、1.2、1.3、1.4、1.45、1.5、1.55、1.6、2，將查上圖或計(jì)算出相應(yīng)的值，見下表：1.11.21.31.41.45r1.1431.2471.3511.45461.5070.0490.0930.1330.1690.1870.590.520.510.4950.49n1

12、8.715.815.4714.9814.82n(r+1)40.035.536.3736.7737.161.51.551.62r1.561.611.66242.0780.2030.2190.2340.3380.460.4650.460.37n13.914.0813.9411.8n(r+1)35.736.7637.1336.32驗(yàn)算：若時(shí)，可以用下公式：若r=1.2，則,利用公式求出，則，求得。 若r=1.3，利用公式求出，則，求得若r=1.4，利用公式求出，則，求得。計(jì)算結(jié)果表明在r=（1.151.35）范圍內(nèi)，但值確隨r值增大而減小，無(wú)最小值，所以根據(jù)作圖找到最適回流比r=(1.561.61)

13、.取r=1.57 3.3 物料平衡精餾段操作方程：精餾段液體的摩爾流量：氣體的摩爾流量：提餾段操作方程：液體的摩爾流量：氣體的摩爾流量：q線方程：3.5 理論塔板層數(shù)的確定精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：線方程：相平衡方程：利用逐板法計(jì)算理論塔板層數(shù)：（進(jìn)料板）從上計(jì)算中可以得出理論塔板層數(shù)塊（含塔釜）其中，第6塊為進(jìn)料板。由條件知全塔效率則可計(jì)算出實(shí)際塔板層數(shù)（含塔釜）4. 基本物性數(shù)據(jù)計(jì)算根據(jù)苯甲苯系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) (加料板) (塔釜)全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度：全塔的平均溫度：4.1 精餾段 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見下頁(yè))，由表中數(shù)據(jù)可知：表3 精餾段的已

14、知數(shù)據(jù)位置進(jìn)料板塔頂(第一塊板)質(zhì)量分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)量/溫度/90.9482.25液相平均摩爾質(zhì)量：平均溫度：在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)所以，精餾段的液相負(fù)荷 汽相平均摩爾質(zhì)量：壓強(qiáng)汽相平均密度為：其中，平均壓強(qiáng)所以，精餾段的汽相負(fù)荷 精餾段的負(fù)荷列于表4。表4 精餾段的汽液相負(fù)荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/81.91380.268平均密度/805.92.78體積流量/7.204(0.002)3349.7(0.93047)4.2 提餾段整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表5，采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表6。表5 提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板質(zhì)量分?jǐn)?shù)

15、摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)量/溫度/10990.94液相平均摩爾質(zhì)量：平均溫度：在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)所以，提餾段的液相負(fù)荷 汽相平均摩爾質(zhì)量：汽相平均密度為：平均壓強(qiáng)所以，提餾段的汽相負(fù)荷 表6 提餾段的汽液相負(fù)荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/87.96886.582平均密度/795.63.036體積流量/16.931(0.004703)3308.6(0.91904.3 全塔的流量 由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的?jì)算結(jié)果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 5. 塔徑的計(jì)算

16、塔徑可以由下面的公式給出： 由于適宜的空塔氣速，因此，需先計(jì)算出最大允許氣速。初步設(shè)定板間距 功能參數(shù)：從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于，需先求平均表面張力：全塔的平均溫度：在此溫度下，平均摩爾分?jǐn)?shù)為查化工原理書379頁(yè)液體表面張力共線圖并計(jì)算出液體表面張力史密斯關(guān)聯(lián)圖是按液體表面張力的物系繪制的，若所處物系的表面張力為其他值，則需按式校正查出的負(fù)荷系數(shù)，即： u =（0.60.8）=（0.8081.077）m/s則取適宜的空塔氣速塔徑的確定：精餾段：氣相流量塔徑提餾段：氣相流量塔徑根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為6. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定6.1 確定塔板的流型 由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔

17、板。6.2 塔板尺寸選取，而（0.60.8）所以（0.720.96），取即然后根據(jù)上表弓形降液管的寬度與面積即可查出，從而計(jì)算出：塔板總面積弓形溢流管寬度弓形降液管面積驗(yàn)算： 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 6.3 弓形降液管6.3.1 堰上液流高度 本設(shè)計(jì)采用平堰，則堰上液頭高應(yīng)在（660mm之間）。對(duì)于平堰，則堰上液頭高可用佛蘭西斯公式計(jì)算：對(duì)于式中液流收縮系數(shù)e可用下表差得則計(jì)算當(dāng)平堰上液頭高時(shí)，堰上溢流會(huì)不穩(wěn)定，需改為齒形堰。6.3.2 堰高 采用平直堰，一般應(yīng)使塔板上得清夜層高度50100mm，而清夜層高度，因此有：取，則6.3.3 溢流管底與塔盤間距

18、離h0 因，而若取精餾段取，那么液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速為 （舍棄）若取精餾段取，那么液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速為 的一般經(jīng)驗(yàn)數(shù)值為所以取6.4 浮閥數(shù)目及排列采用f1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm。6.4.1 浮閥數(shù)目閥孔數(shù)n取決于操作時(shí)的閥孔氣速，而由閥孔動(dòng)能因數(shù)決定。浮閥數(shù)目氣體通過(guò)閥孔時(shí)的速度一般811，對(duì)于不同工藝條件，也可以適當(dāng)調(diào)整。取動(dòng)能因數(shù)，那么，因此個(gè)6.4.2 排列閥孔的排列方式有正三角形排列和等腰三角形排列。若按等邊三角形排列：孔心距（常用有：75mm，100mm，125mm，150mm）閥孔面積：開孔鼓泡區(qū)面積：則計(jì)算可得到取時(shí)畫出的閥孔數(shù)目只有60個(gè)，不能滿足

19、要求，取畫出閥孔的排布圖如圖1所示，其中圖中，通道板上可排閥孔41個(gè)，弓形板可排閥孔24個(gè)，所以總閥孔數(shù)目為個(gè)6.4.3 校核氣體通過(guò)閥孔時(shí)的實(shí)際速度：實(shí)際動(dòng)能因數(shù)：(在912之間)開孔率：開孔率在10%14之間，滿足要求。4.3 塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算： 已知實(shí)際塔板數(shù)為塊，板間距由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： 個(gè)取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：6. 流體力學(xué)驗(yàn)算6.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)6.1.1 干板阻力浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時(shí)的臨界速

20、度為：因?yàn)樗?.1.2 板上充氣液層阻力取板上液層充氣程度因數(shù)，那么：6.1.3 由表面張力引起的阻力由表面張力導(dǎo)致的阻力一般來(lái)說(shuō)都比較小，所以一般情況下可以忽略，所以：6.2 漏液驗(yàn)算動(dòng)能因數(shù)，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷為：其中所以可見不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。6.3 液泛驗(yàn)算溢流管內(nèi)的清液層高度其中，所以，為防止液泛，通常，取校正系數(shù)，則有：可見，即不會(huì)產(chǎn)生液泛。6.4 霧沫夾帶驗(yàn)算泛點(diǎn)率=查得物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)所以，泛點(diǎn)率=可見，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi)7. 操作性能負(fù)荷圖7.1 霧沫夾帶上限線取泛點(diǎn)率為80%代入泛點(diǎn)率計(jì)算式，有：整理可得霧沫夾帶上限方程為： 7.2 液泛線液泛線方程為其中，代入上式化簡(jiǎn)后可得：7.3 液體負(fù)荷上限線取，那么7.4 漏液線取動(dòng)能因數(shù)，以限定氣體的最小負(fù)荷： 7.5 液相負(fù)荷下限線取代入的計(jì)算式：整理可得：7.6 操作性能負(fù)荷圖由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)p(0.00146，1.103)在正常的操作范圍內(nèi)。連接op作出操作線，由圖可知，該塔的霧沫夾帶及液相負(fù)荷下限，即由漏液所控制。由圖可讀得：所以，塔的操作彈性為有關(guān)該浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表7表7 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果