課程設(shè)計---甲醇—水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計

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文檔簡介

1、　　《化工原理》課程設(shè)計說明書　　設(shè)計題目年產(chǎn)3萬5千噸甲醇精餾塔的設(shè)計　　甲醇生產(chǎn)過程精餾塔的設(shè)計　　1 甲醇－水連續(xù)精餾塔設(shè)計條件　?。ǎ保?生產(chǎn)能力：35000噸/年，年開工7200小時　?。ǎ玻?料

2、液組成：甲醇含量30%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）　?。ǎ常?采用間接蒸汽加熱　　（４）采用泡點(diǎn)進(jìn)料　?。ǎ担?塔頂餾出液甲醇含量98%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）　　（６）塔頂易揮發(fā)組分99%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）　?。ǎ罚?塔頂壓強(qiáng)1.05atm（絕對壓強(qiáng)）<

3、;/p>　?。ǎ福?單板壓降≤70Kpa液柱　　（９）加熱蒸氣壓力：0.5Mpa（表壓）　?。?主要使用數(shù)據(jù)　　表1 甲醇水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)（摩爾）　?。?設(shè)計方案的確定

4、　　本設(shè)計任務(wù)為甲醇的精餾。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(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)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易揮發(fā)物系，最小回流比較小，塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。　　4 主要工藝計算&l

5、t;/p>　　4.1 原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率　　xF== 0.194　　xD= 0.965　　xw=0.0024　　圖1 精溜塔工藝流程圖</p&

6、gt;　　4.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量　　MF=0. 194×32.04+(1-0.194)×18.02=20.74kg/kmol　　MD=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55 kg/kmol　　MW=0.002

7、4×46+(1-0.0024)×18.02=18.10 kg/kmol　　4.3 物料衡算 　　原料處理量 F= kg/kmol　　總物料衡算 F=D+W　　又∵ xF=0.194 xD =0.965

8、　　由　　得 D=46.65kmol/h　　代入上式得：W=F-D =187.73kmol/h　　甲醇物料衡算 F×xF=xD×D+W×xw　　xw =0.0024</p

9、>　　4.4 塔板數(shù)的確定　　1 理論塔板層數(shù)Nt的求取　　可利用圖解法求理論板層數(shù)　?、儆墒謨圆榈盟?甲醇物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見圖2。　?、谇笞钚』亓鞅燃安僮骰亓鞅?。　　采用作圖法求

10、最小回流比。在圖（二）中對角線上，自點(diǎn)（0.194，0.194）作垂線即為進(jìn)料線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.574 xq=0.194　　故最小回流比為 Rmin=　　取操作回流比為 R=2Rmin=2×0976=1.952　　4.4.1 操作線方程

11、　　求精餾塔的氣液相負(fù)荷　　L=RD=1.952×46.65=91.06kmol/h　　V=(R+1)D=2.952×46.65=137.71kmol/h　　L＇=L+F=91.68+234.38=325.44 kmol/h　　V＇=V=137.71

12、kmol/h　　精餾段操作線方程：　　提留段操作線方程：　　4.4.2 理論塔板數(shù)的確定　　作出兩條操作線，并用M.T法求出理論板數(shù)：NT=10.5&l

13、t;b>　　精餾段：NT=6　　提餾段：NT=4.5，由圖可知第7塊為進(jìn)料板 　　圖2 理論塔板數(shù)示意圖　　塔板效率和實(shí)際塔板數(shù)　　由查圖可知　　當(dāng) xD=

14、0.965時， TD=65.76℃　　當(dāng) xw=0.0024時， Tw=99.64℃　　平均溫度：　　tm=（65.76+99.64）/2=82.7℃　　當(dāng)t=82.7℃時，

15、　求得，pA=199.25kPa　　而 　　求得，pB =52.794 kPa　　a=pA/ pB =199.25/52.794=3.774　　求得 a=3.72　　當(dāng)進(jìn)料液黏度

16、在82.7時　　μL=xFμA+(1-xA)μB=0.194×0.48+（1-0.194）×0.3447=0.37095　　aμL=1.4000　　用O`connell法　　ET=0.49×(aμL)-0.245=0.45

17、　　實(shí)際板NP=塊　　精餾段實(shí)際層數(shù)N精=6/0.45=13塊　　提餾段實(shí)際層數(shù)N提=4.5/0.45=10塊　　4.5 物性數(shù)據(jù)計算　　4.5.1平均分子量　　4.5

18、.1.1 塔頂 　　xD=y1=0.965,查平衡曲線x1=0.916　　氣相 MVDM=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55㎏/kmol　　液相 MJDM=0.916×32.04+0.084×18.02=30.86㎏/kmol<

19、;/p>　　4.5.1.2 進(jìn)料板　　由圖可知， 　　xF=0.120 yF=0.460　　氣相 MVDM=0.46×32.04+(1-0.46)×18.02=24.47㎏/kmol<p

20、>　　液相 MLDM=0.12×32.04+(1-0.12)×18.02=19.70㎏/kmol　　4.5.1.3精餾段　　氣相 MVFM=0.5×(31.55+24.47)=28.01㎏/kmol　　液相 MLFM=0.5×(30.86+19.70

21、)=25.28㎏/kmol　　4.5.2 平均密度　　因?yàn)?PD=1.03atm=101.325+4=105.325kPa　　單板壓降 ΔP=70mm　　液柱=0.070×1×103×10×13=9100Pa=9.1 kP

22、a　　PF=PD+0.70×13=114.425kPa　　精餾段平均壓力 Pm=(105.325+114.425)/2=109.875KPa　　4.5.2.1 氣相　　Pm= 109.875 kPa

23、　　kg/m3　　4.5.2.2 液相　　LM=　　(1) 塔頂　　因?yàn)樗?T=65.76℃　　查手冊得 A=749

24、.85㎏/m3； B=980㎏/m3　　代入公式得 LDM= 756.06㎏/m3　　（2）進(jìn)料板　　由圖2可知：　　X進(jìn)料板=0.120，

25、查氣液相平衡數(shù)據(jù)可知：T進(jìn)料板=82℃　　所以，進(jìn)料板 B=970.5㎏/m3 ；A=734.85㎏/m3 　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率　　液相密度 　　精餾段液相平均密度為　　L

26、M=0.5×(LDM+LFM)=0.5×(756.06 +913.38)=834.72㎏/m3　　4.5.3 表面張力　　由公式σm=分別進(jìn)行計算　　4.5.3.1 塔頂　　由tD=65.76℃，查手冊得

27、　σA=18.00mN/m σB=65.28mN/m　　σLDm =0.965×18.00+0.035×65.28=19.651mN/m　　4.5.3.2 進(jìn)料板　　由tF=82.00℃，查手冊得　　σA=16.8mN/m

28、 σB=62.22mN/m　　σLFm=0.12×16.8+0.88×62.22=56.77mN/m　　4.5.3.3 平均表面張力　　精餾段液相平均表面張力為：　　σLm=(19.65+56.77)/2= 38.21mN/m

29、　　液體平均粘度的計算　　液體平均粘度的計算公式　　lgμLM=　　4.5.4.1 塔頂　　由tD=65.76℃,查手冊得μA=0.340mPa?s ；μB=0.436mPa?

30、s　　lgμLDM=0.965lg0.340+0.035lg0.436　　得 μLDM=0.343　　4.5.4.2 進(jìn)料板　　由tF=82.00℃,查手冊得μA=0.5mPa?s ；μB=0.347mPa?s　　得

31、 μLFM=0.363 mPa?s　　精餾段的平均表面張力為 μlm=0.353 mPa?s　　4.6 塔和塔板工藝尺寸計算　　VS=m3/s　　LS= m3/s<

32、;p>　　可得：　　Lh=Ls×3600=2.7576m3/h　　Vh=Vs×3600=3618 m3/h　　4.6.1 塔徑　　取HT=0.45m,取板上清液hL=0

33、.06m　　HT-hL=0.39m　　由 Umax=C　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖　　C20=0.084　　取安全系數(shù)為0.

34、7，則空塔氣速為　　u=0.7umax=0.7×2.069=1.4486m/s　　D= 　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.0m　　塔截面積為<

35、b>　　實(shí)際空塔氣速為　　u=1.005/0.785s=1.280m/s　　精餾塔高度的計算　　精餾段有效高度為　　Z精=（N精-1）HT=（13-1）HT=12

36、5;0.45=5.4m　　提餾段有效高度為　　Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.4=9×0.45=4.05m　　在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m　　故精餾塔的有效高度為<

37、p>　　Z=Z精+Z提+0.8=5.4+4.05+0.8=10.25m　　溢流裝置　　因塔徑D=1.0m<2.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤.　　4.6.3.1 堰長　　取溢流堰長LW=0.66×

38、D=0.66m　　4.6.3.2 堰高　　由　hW＝hL-hOW　　選用平直堰，堰上液層高度hOW由式計算，即　　how=×E()2/3　　取　E=1<

39、;p>　　how=×()2/3=0.007m　　取板上清液高度　hL=0.06m　　hW=hL-how=0.06-0.007=0.053m　　4.6.3.3弓形降液管寬度Wd與降液管面積Af　　由lW/D=0.66,查弓形降液管的寬度與面積圖得：</

40、p>　　Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722　　Wd=0.124×D=0.124×1.0=0.124m　　Af=0.0722××D2=0.0722×AT=0.0567㎡　　4.6.3.4 降液管停留時間以檢驗(yàn)降液

41、管面積：　　T===23.02s>5s　　故符合要求。　　4.6.3.5降液管底隙高度h0　　取降液管底的流速為 =0.08m/s,根據(jù)h0=Lh/(lw××3600)計算得：<

42、p>　　h0==0.0145m　　hw-h0=0.053-0.0145=0.03851m>0.006m　　故降液管底隙高度設(shè)計合理，符合要求　　選用凹形受液盤，深度 h′=50nm　　4.6.4 塔板布置　　4.6

43、.4.1 塔板的分塊　　因?yàn)镈≥800mm，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。　　如下圖所示:　　圖3 塔板分塊示意圖　　4.6.4.2邊緣區(qū)寬度確定　　取WS==0.065m

44、,WC=0.035m　　4.6.4.3 開孔區(qū)面積計算　　開孔區(qū)面積按下式計算，即　　Aa=2(X+Sin-1)　　其中　　X=D/2-（Wd+Ws）=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311m　　R=D/2-WC=1.

45、0/2-0.035=0.465m　　故　　　Aa=2(X+Sin-1)　　=2×(0.311×+ Sin-1)　　=0.532m2 　　圖5 塔板布置圖　　4.6.4

46、篩孔計算及其排列　　取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列，碳鋼板原為δ=3mm　　取 t/d0=3.0　　孔心距 t=3.0×5.0=15.0mm　　篩孔數(shù)目　　n= 1

47、.155Ao/t2=1.155×0.532/0.0152=2731個　　開孔率為Φ=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=0.0101　　氣體通過閥孔的氣速為　　u0=Vs/A0=1.005/(0.0101×0.532)=18.07m/s

48、　　圖6 篩孔布置圖　　4.6.5 塔高的計算　　H=（n-n F-n P-1）HT+n FHF+n PHP+HD+HB+H1+H2 　　H——塔高，m；　　n——實(shí)際塔板數(shù)（不包括加熱釜），23塊；</

49、p>　　nF——進(jìn)料板數(shù)，3個；　　HF——進(jìn)料孔處板間距，0.45m；　　nP——人孔數(shù)（包括塔頂塔底空間所開人孔;塔頂塔底空間各一個，進(jìn)料板處一個，見工藝圖），5個；　　HB——塔底空間高，3m；　　HP——設(shè)人孔處的板間距，0.8m；&l

50、t;/p>　　HD——塔頂空間高，取1.2m；　　HT——板間距，0.45m；　　H1——封頭高度，0.5m；　　H2——裙座高度；3m;　　求得：

51、;　　H=18.65m　　4.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算　　4.7.1 塔板壓降　　氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊嚎馗叨萮p　　依式 hp=hc+hl+hδ 來計算　　4.7.1.1 干板阻力hc計算

52、　　干板阻力hc,　　由d0/δ =5/3=1.67,查圖得， C0=0.772m　　故 m 　　4.7.1.2 氣流通過板上液層的阻力hc計算<p&g

53、t;　　氣體通過液層的阻力hl計算　　h=βhL　　查表得β=0.60　　故 hl=βhL=β（hW+hOW）=0.60×(0.0467+0.0133)=0.036m液柱　　4.7.1

54、.3 液體表面張力的阻力的計算　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力　　m液柱　　氣體通過篩板的壓降　　hp=hc+hl+hδ=0.0382+0.036+0.0037=0.0779

55、　　單板壓降 ΔPp= hpLg=0.0779×834.72×9.81=638Pa≤0.7KPa　　故設(shè)計合理　　4.7.2 液面落差　　對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。</p&

56、gt;　　4.7.3 液沫夾帶　　hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m　　故 =0.0152㎏液/㎏氣<0.1㎏液/㎏氣　　故在本設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi),不會發(fā)生夾帶過量液沫.　　4.7.4 漏液驗(yàn)算<

57、/p>　　由式 u0,min=　　= 　　=9.361m/s 　　實(shí)際孔速 u0=9.361m/s>u0,min　　篩板穩(wěn)定系數(shù) K=u0/u0,min=18.70/9.365

58、>1.5　　故本設(shè)計中無明顯漏液　　4.7.5 液泛驗(yàn)算　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系,即　　Hd≤(Ht+hW)　　依式, Hd=hp+hL+hd 計算Hd<

59、;p>　　hd=0.153()2=0.153(0.08)2=0.001m　　Hd=0.0779+0.06+0.001=0.1389m　　取=0.5,則 　　(HT+hW)=0.5×(0.4+0.053)=0.2265

60、　∴Hd≤ (HT+hW)　　故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象.　　4.8 塔板負(fù)荷性能圖 　　4.8.1 漏液線　　由 u0,min=　　u0,min=Vs,min/Ao

61、　　hL=hW+hOW　　how= 　　得 　　=4.4×0.772×0.101×0.532×　　整理得 Vs,m

62、in=5.106　　表2 漏液線數(shù)據(jù)表　　4.8.2 液沫夾帶線　　以eV=0.1㎏液/㎏氣為限,求VS-LS關(guān)系如下:　　eV=　　hf=2.5(hw+how)&l

63、t;p>　　hW=0.053m　　故 hf=0.133+2.2　　HT-hf=0.267-2.2　　eV= =0.1　　整理得VS=1.486-12.245 <

64、p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個LS值,依上式算出相應(yīng)的VS值，得：　　表3 液沫夾帶線數(shù)據(jù)表　　4.8.3 液相負(fù)荷下限線　　取hOW=0.006m作為液相負(fù)荷的下限條件， 　　取E約等于1.0，則　　解得 LS,

65、min==0.00056m3/s　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3　　4.8.4 液相負(fù)荷上限線　　取液體在降液管中的停留時間為4秒，則　　LS,max=AfHt/Ls=0.00567 m3/s　　據(jù)此可作出與氣

66、體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4　　4.8.5 液泛線　　令 Hd=(HT+hw)　　由 Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+hσ；hl=βhL=β（hW+hOW）　　聯(lián)立得： HT+(-β-1)hw=(β+1)hOW+hc+hd+hσ

67、;　　忽略hσ，將hOW與LS，hd與LS,hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得　　=0.153/(lwh0)2　　=2.84×10-3E(β+1)(3600/Lw )2/3　　將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得<

68、;b>　　=0.038　　=0.5×0.4+(0.5-0.6-1)×0.053=0.142　　=1670.58　　=2.84×10-3×(0.6+1)(3600/0.794 )2/3=1.218</p&g

69、t;　　故=3.737-43947-37.395　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依上式計算出VS值，得：　　表4 液泛線數(shù)據(jù)表　　圖7 精餾段負(fù)荷性能圖　　由精餾段負(fù)荷性能圖得　　VS,max=

70、1.367m3/s；VS,min=0.75 m3/s　　可得：精餾段的操作彈性為 　　4.9 塔進(jìn)出口管徑的選擇　　4.9.1 蒸汽管　　Vs=d2 u，d為蒸汽管的直徑， u為氣體速度，取為30m/s　　d== =0.20

71、65=206.5mm　　取Φ219×6.0系列的管子　　　　　4.9.2 回流管　　取回流速度u=0.5m/s,LS=0.000766 m3/s　　d=== 0.0442m=44.2mm　　取Φ50×2.5系

72、列的管　　4.9.3 進(jìn)料管　　u=0.5m/s，泡點(diǎn)時㎏/ m3　　d= = = 0.0623m=62.3mm　　取Φ50×2.5系列的管　　4.9.4 塔釜液出口　　Tw

73、=99.8℃時查表：ρ水=958.4㎏/ m3，ρ乙醇=785㎏/ m3　　=0.00426　　ρLWD= =957.49㎏/m3　　Ws==0.00098m3/s　　取u=0.7m/s</

74、p>　　d=== 0.042m=42mm　　取Φ68×3.0系列的管　　4.9.5 間接蒸汽加熱管　　取u=20m/s,進(jìn)氣為3個大氣壓，t=132.8℃　　查表得ρ=1.618㎏/m3　　d

75、===0.165m=165mm　　取Φ168×5.0系列的管　　管徑的選擇見下表：　　表5 塔進(jìn)出口管徑列表　　4.10熱量衡算<b

76、>　　用以下公式計算焓：　　H=a(T-T0)+b(T2-T02)+c(T3-T03)+d(T4-T04)　　水：a=18.2964， b=472.118×10-3， c=-1338.78×10-6， d=1314.24×10-9　　甲醇：a=-258.25

77、，b=3358×10-3 ，c=-11638.8×10-6， d=14051.6×10-9　　4.10.1　塔頂蒸汽帶出熱量QV　　QV＝V×HV　　從甲醇水溶液的相平衡數(shù)據(jù)查得xD＝0.965時

78、;　　泡點(diǎn)T＝65.76℃，此時甲醇的比汽化熱為1120kJ/kg　　摩爾汽化熱為　　1120×32.04＝35884.8kJ/kmol　　T＝65.76℃時，水的比汽化熱為2500kJ/kg　　摩爾汽化熱為　　2500×18.04＝45050kJ/kmol<p&

79、gt;　　組成為xD＝0.965的乙醇水溶液的摩爾汽化熱為　　Hv=35884.8×0.965+45050×0.035=36205.6 kJ/kmol　　塔頂蒸汽帶出熱量QV為 　　QV=V×Hv =137.71×36205.6=4985873.176kJ/h</p&

80、gt;　　4.10.2　塔底產(chǎn)品帶出熱量QW　　QW＝W×HW　　XW=0.00024, T=99.9℃　　HW =7538.895kJ/mol　　所以QW＝W×HW=187.73

81、5;7583.895=1415276.758kJ /h　　4.10.3　進(jìn)料帶入熱量Qf　　Qf＝F×Hf　　xf=0.194, T=82℃　　Hf =6314.114kJ/mol

82、;　　所以Qn＝F×Hf=234.38×6314.114=1479902.004kJ /h　　4.10.4　回流帶入熱量QL　　QL＝L×HL　　XL=0.965, T=65.76℃　　HL =541

83、1.95kJ/mol　　所以QL＝L×HL=91.06×5411.95=492812.16kJ /h　　4.10.5 塔釜加熱量QB　　釜液中甲醇的含量很小，可視為純水。　　在99.9℃時，水的比汽化熱為2300kJ/kg&

84、lt;p>　　摩爾汽化熱為　　2300×18.02＝41446kJ/kmol　　組成為Xw＝0.00024的甲醇水溶液的熱量為　　QB=41446×137.71=5707528.66kJ/h　　4.10.6　設(shè)備向外界散發(fā)的熱損失QN　　QN＝

85、0.17×QB＝5707528.66×0.17＝970279.8722 kJ/h　　4.10.7　　總的熱量衡算　　QL＋QF＋QB = QV＋QW＋QN　　QV＋QW＋QN＝7371429.8062 kJ/h　　QL＋QF＋QB＝7680242 .8

86、64kJ/h　　將以上數(shù)據(jù)列入下表：　　表6 熱量衡算表　　表7 計算結(jié)果總表　　5 參考文獻(xiàn)：　　[1] 賈紹義，柴誠敬. 化工原理課程設(shè)計[M].天津：天津大學(xué)出版社，200

87、2　　[2] 時鈞，汪家鼎，余國琮，陳敏恒. 化學(xué)工程手冊[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1996　　[3] 陳英南，劉玉蘭. 常用化工單元設(shè)備的設(shè)計[M]. 上海：華東理工大學(xué)出版社，2005　　[4] 楊祖榮. 化工原理[M]. 北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2004　　[5

88、] 王紅林,陳礪. 化工設(shè)計[M]. 上海：華東理工大學(xué)出版社，2001　　[6] 王志魁. 化工原理[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2005　　6 后記　　通過這次課程設(shè)計的學(xué)習(xí)，讓我從以往的純理論的思維中走了出來。認(rèn)識到在工程實(shí)際之中，還有很多理論不能解決或不能完全解決

89、的問題。這時候，更多的用到的是經(jīng)驗(yàn)公式和近似的處理方法。并且，這些經(jīng)驗(yàn)公式和近似的處理方法往往還有一定適用范圍，這些都給我們課程設(shè)計的計算帶來了一些麻煩。我想這些也給工程計算人員帶來了諸多不便。這樣就給我們化工人員提出了新的課題——建立更加合理的模型、找到更加正確理論解決工程問題。　　另外，在完成這次課程設(shè)計的過程中，我感到自己的專業(yè)知識還不夠扎實(shí)。處理問題時還不是得心應(yīng)手，在被問題卡住時，經(jīng)常

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課程設(shè)計---甲醇—水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計

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