化工原理課程設(shè)計(jì)甲醇和水篩板精餾塔分離

設(shè)計(jì)計(jì)算<一>設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離甲醇-水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)加熱器至泡點(diǎn)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(diǎn)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。<二>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=0.273×32.04+（1—0.273）×18.02=21.85kg/kmolMD=0.9947×32.04+(1—0.9947）×18.02=31.96kgMW=0.002818×32.04+(1—0.002818)×18.02=18.06kg3、物料衡算原料處理量：F=kmol/h總物料衡算：F=D+W115.57=D+W甲醇物料衡算：FXF=DXD+WXW115.57×0.273=D×0.9947+W×0.002818聯(lián)立解得D=31.48kmol/hw=84.09kmol/h<三>塔板數(shù)的確定1、理論板數(shù)的求取=1\*GB3①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a92.90.05310.28347.0581.60.20830.62736.490.30.07670.40018.0380.20.23190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33330.69184.4983.20.16740.55866.2976.20.35130.73475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.30.59370.81833.0866.90.87410.91941.64700.68490.84922.59am==4.83得到相平衡方程y=因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以q=1且Xq=XF=0.273且q點(diǎn)過相平衡線則yq==0.645Rmin==0.94取操作回流比求精餾塔的氣液相負(fù)荷1.88×31.48=59.18kmol/hV=(R+1)D=2.88×31.48=90.66kmol/h=L+F=59.18+115.57=174.75kmol/h=V=90.66kmol/h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-2.614×10-35、逐板計(jì)算法求理論板數(shù)因?yàn)樗敒槿魍ㄟ^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(fù)得y1=0.99947x1=0.9749y2=0.9818x2=0.9179y3=0.9446x3=0.7793y4=0.8541x4=0.5482y5=0.7032x5=0.3291y6=0.5603x6=0.2087<0.273當(dāng)X6<Xq后，改用相平衡方程與提餾段操作方程yn+1=1.927Xn-12.614×10-3計(jì)算.如此反復(fù)得y7=0.3995x7=0.1211y8=0.2308x8=0.0585y9=0.1101x9=0.025y10=0.0455x10=0.1474y11=0.02578x11=5.45×10-3y12=7.88×10-3x12=1.64×10-3<0.002818可得到進(jìn)料板位置NF=6總理論板數(shù)NT=12<包括再沸器>2、實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù)：N精==8.3≈9提餾段實(shí)際板層數(shù)：N提=≈10（不包括再沸器）<四>精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力PD=101.3+4=105.3KPa每層塔板壓力降P=0.7KPa進(jìn)料板壓力PF=105.3+0.7×9=111.6KPa塔底壓力Pw=PF+0.7×10=118.6KPa精餾段平均壓力Pm=KPa提餾段平均壓力Pm′=KPa操作溫度計(jì)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(jìn)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′=℃平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由XD=y1=0.9947通過相平衡方程求得X1=0.9749MVDM=y1M甲+（1-y1）M水=0.9947×32.04+(1-0.9947)×18.02=31.97MLOM=X1M甲+（1-X1）M水=0.9749×32.04+(1-0.9749)×18.02=31.69進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算通過逐板計(jì)算得進(jìn)料板yF=0.5603，再通過相平衡方程得XF=0.2087MVFM=yFM甲+（1-yF）M水=0.5603×32.04+（1-0.5603）×18.02=25.87KgMLFM=XFM甲+（1-XF）M水=0.2087×32.04+（1-0.2087×18.02）=20.95Kg塔釜平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由Xw=0.002818查平衡曲線得yw=0.01346MVWM=ywM甲+（1-yw）M水=0.01346×32.04+（1-0.01346）×18.02=18.21Kg/KmolMLWM=XWX甲+（1-XW）M水=0.002818×32.04+（1-0.002818）×18.02=18.06Kg/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(jì)算⑴氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算即精餾段VM=Kg/m提餾段vm′=⑵液相平均密度計(jì)算液相平均密度按下式計(jì)算即塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD=64.79℃查手冊得甲=747.168Kg/m水=980.613Kg/mLPM=Kg/m進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由tF=78.3℃查手冊得甲=735.53Kg/m水=972.82Kg/m進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率LFM=Kg/m提餾段液相平均密度計(jì)算由tw=99.6℃查手冊得甲=716.36Kg/m水=958.176Kg/mLWM=Kg/m精餾段液相平均密度為LM=Kg/m提餾段液相平均密度LM′=Kg/m5、液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算即LM=Xii塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD=64.79℃查手冊得甲=18.31mN/m水=65.29Mn/mLOM=XD甲+（1-XD）水=0.9947×18.31+0.0053×65.29=18.56mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF=78.3℃查手冊得甲=17.0647mN/m水=62.889mN/mLFM=XF甲+（1-XF）水=0.2087×17.0647+0.7913×62.889=53.32mN/m塔釜液相平均表面張力的計(jì)算由tw=99.6℃查手冊得甲=14.93mN/m水=58.9mN/mLWM=Xw甲+(1-Xw)水=0.002818×14.93+（1-0.2087）×62.889=53.32mN/m精餾段液相平均表面張力為LM=mN/m提餾段液相平均表面張力為LM′=mN/m6、液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度以下式計(jì)算，即LM=Xii塔頂液相平均粘度計(jì)算由tD=64.79℃查手冊得甲=0.3289mpa.s水=0.4479mpa.sLDM=XD甲+（1-XD）水=0.9947g（0.3289）+（1-0.9947）（0.4479）=—LDM=0.3292mpa.s進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算由tF=78.3℃查手冊得甲=0.28193mpa.s水=0.37084mpa.sLFM=XF甲+（1-XF）水=0.2087(0.28193)+(1-0.2087)(0.37084)=—0.4557LFM=0.35mpa.s由tw=99.6℃查手冊得甲=0.226mpa.s水=0.289mpa.sLWM=Xw甲+(1-Xw)水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818)(0.289)=-0.5394LWM=0.2888mpa.s精餾段液相平均黏度為LM=mpa.s提餾段液相平均黏度為LM′=mpa.s<五>精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)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(diǎn)關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)功能參數(shù)取板間距HT=0.35m（通過篩板塔的的泛點(diǎn)關(guān)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=0.8×2.085=1.668m/sD=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=0.8m（據(jù)書P129表10-1）塔截面積為AT=m2實(shí)際空塔氣速u=(安全系數(shù)在允許范圍內(nèi)，符合設(shè)計(jì)要求)提餾段同理查閱得C20==0.05161查表得HT=0.35mC20′=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)0.8u′=0.8Umax′=0.8×2.84=2.272m/sD′===0.6076m圓整取D′=0.8m同上AT′=0.5024㎡實(shí)際空塔氣速u′=（符合安全系數(shù)范圍，設(shè)計(jì)合理）2、精餾塔有效高度的計(jì)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=3.15m在加料板上設(shè)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<六>塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、溢流裝置計(jì)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⑴堰長lw取lw=0.6D=0.48m⑵溢流堰高度hw由hw=hL—how選用平直堰，堰上液層高度how=取E=1.03how=mmhow′=mm取板上清液高度為hL=60mmhw=60-7,35=0.05265mhw′=60-11.31=0.04869m⑶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=0.052×0.5024=0.02612㎡Wd=0.1D=0.1×0.8=0.08m所以依式計(jì)算液體在降液管中的停留時間精餾段：=>3~5s（故設(shè)計(jì)合理）提餾段：′=>3~5s(故設(shè)計(jì)合理)⑷降液管低隙高度h。h。.=u。=0.08m/s精餾：h。=提餾：h?！?故降液管設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤hw=52.65mmhw′=48.69mm2、塔板布置⑴塔板的分塊因D≥800mm,故塔板采用分塊式，塔板查表可知分為3塊⑵邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws′=0.04mwc=0.03m⑶開孔區(qū)面積計(jì)算A=2（）x=—(wd+ws)=R=—wc=故A=2（0.28）=0.3703㎡⑷篩孔計(jì)算及其排列選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d。=4.5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3.1d。=3,1×4.5=13.95mm篩孔數(shù)目n為n=開孔率=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(xué)驗(yàn)算1、塔板壓降⑴干板阻力hc計(jì)算：（由查資料附表圖3-14干篩孔的流量系數(shù)有C。=0.82）①hc=液柱②hc′=液柱⑵氣體通過液層的阻力hl及hl′①ua=F。=ua==1.4619/查資料附表圖3-15充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，由F。=1.4619得=0.59hc=hL=（hw+how）=0.59×（0.05265+0.00735）=0.0354m液柱②ua=F。=ua=/查資料附表圖3-15充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，由F0=1.258得′=0.62hc′=hL=（hw′+how′）=0.62⑶液體表面張力的阻力h及h計(jì)算h=h=氣體通過每層塔板的液柱高度hp及hp′計(jì)算hp=hp′=氣體通過每層塔板的壓降Pp及Pp′計(jì)算Pp=（設(shè)計(jì)允許值）Pp′=（設(shè)計(jì)允許值）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(jì)算按經(jīng)驗(yàn)，一般hf=2.5hc=2.5×0.06=0.15mev=3.2=3.2=0.07986Kg液/Kg氣<0.1Kg液/Kg氣ev′=3.2=3.2=0.0489Kg液/Kg氣<0.1Kg故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev及ev′在允許范圍內(nèi)4、漏液對篩板塔，漏液氣速（）由下式計(jì)算①實(shí)際孔速u。=19.04m/s>穩(wěn)定系數(shù)K=②實(shí)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(yīng)服從下式Hd≤（HT+hw）[取0.5]；Hd′≤（HT′+hw′）（HT+hw）=0.5×（0.35+0.03882）=0.19441m液柱（HT′+hw′）=0.5×（0.35+0.04869）=0.199m液柱而Hd=hp+hL+hd；Hd′=hp′+hL′+hd′板上不設(shè)進(jìn)口堰h(yuǎn)d=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=0.1279m液柱<0.199m液柱故在本設(shè)計(jì)中不會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象（八）塔板負(fù)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(jì)算出值，計(jì)算結(jié)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①2、液沫夾帶線以=0.1㎏液/㎏氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下由整理得同理可計(jì)算出整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls（Ls′）值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表：Ls（Ls′），0.00050.00100.00150.0020Vs，0.8620.8250.7930.766Vs′，0.8640.8220.7860.754由上表得出液沫夾帶線②3、液相負(fù)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(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由下式得取E=1，則同理，據(jù)此作出氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限圖③4、液相負(fù)荷上限圖以θ=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(guān)的垂直液相負(fù)荷上限圖④5、液泛線令由式中，故在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)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）<九>換熱器的設(shè)計(jì)1、冷凝器的選擇有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500~1500kcal/(㎡.h.℃)本設(shè)計(jì)取k=600w/(㎡.℃)出料溫度：64.6℃（飽和氣）→（飽和液）64.6℃冷卻水溫度：30℃→40℃逆流操作：t1=34.6℃t2=24.6℃tm=傳熱面積：A=在此溫度下，查化工原理<第三版>附錄得甲=1200KJ/Kg，水=2378KJ/KgQ===1.094×0.6657×[0.9947×1220+（1-0.9947）×2378]=0.7303×1226=895.35KJ/sA=設(shè)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(jì)算換熱面積25×2.5600mm1.6MPa2232160.0364㎡3000mm52.8㎡2、再沸器的選擇選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=600w/(㎡.℃)料液溫度：99.6℃→100℃熱流體溫度：120℃→120℃逆流操作：t1′=20℃t2′=20.4℃tm′===同上′=v′Vs′=0.8427×0.6586=0.555Kg/s′=xw甲+（1-xw）水查表知此溫度下甲=1100KJ/Kg水=2400KJ/Kg′=0.002818×1100+（1-0.002818）×2400=2396KJ/Kg′=′′=2396×0.555=1329.8KJ/sA′=設(shè)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(jì)算換熱面積25×2.5700mm4.00MPa4322210.0253㎡4500mm111.2㎡（十）餾塔接管尺寸計(jì)算1、接管①進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：D=取=1.6m/s25℃進(jìn)料，此溫度下甲=786.9Kg/m3水=996.95Kg/m3LP=Vs=D=查標(biāo)準(zhǔn)系列取32×3②回流管采用直管回流管取uR=1.6m/sDR=查表取89×4③塔釜出料管取uw=1.6m/sDw=查表取38×3④塔頂蒸氣出料筒直管出氣，取出口氣速u=20m/sD=查表取273×8⑤塔釜進(jìn)氣管采用直管取氣速u=23m/sD=查表取273×8⑥法蘭本設(shè)計(jì)常壓操作，采用進(jìn)料管接管法蘭2、筒體與封頭①筒體壁厚選6mm，所用材質(zhì)為A3②封頭本設(shè)計(jì)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(fēng)同樣DN800×6。（選自《常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)》附表1（A）橢圓封頭尺寸與質(zhì)量（J