1、黃石理工學院 課程設計目錄課程設計任務書21.設計方案的確定及工藝流程的說明31.1 流程示意圖31.2 流程和方案的說明及論述31.2.1流程的說明31.2.2 設計方案確定32.精餾塔的工藝計算42.1 精餾塔的物料衡算42.1.1 物料衡算42.1.2 相對揮發度的計算42.2 塔板數的確定42.2.1 理論板數的計算42.2.2 精餾塔塔效率的計算62.3 塔的工藝條件及物性數據計算72.3.1 混合液平均摩爾質量計算72.3.2 平均密度計算72.3.3 液體平均表面張力82.3.4 提餾氣液相體積流量82.4 塔體工藝尺寸計算82.4.1 精餾段塔徑計算82.4.2 精餾塔高度計算

2、102.4.3 溢流裝置計算102.5 塔板負荷性能102.5.1浮閥計算及其排列102.6 塔板流體性能校核112.6.1泡沫夾帶量校核112.6.2塔板阻力計算122.6.3降液管液面校對122.6.4液體在降液管內停留時間校核122.6.5 嚴重漏液校核132.6.6塔板負荷性能圖132.7 換熱器的計算142.7.1原料預熱器142.7.2塔頂冷凝器152.7.3塔底再沸器152.7.4貯罐體積計算152.7.5進料罐線直徑153.設備結果匯總表164.主要參考文獻18課程設計任務書一、設計題目：分離甲醇乙醇板式精餾塔的設計二、設計要求工藝條件與數據（1） 原料液含甲醇79%（mol，

3、下同）；含乙醇21%（2） 餾出液含甲醇99.85%，殘留液含甲醇2%；（3） 年產10萬噸精甲醇，設每年工作時間為7200小時；（4） 料液可視為理想溶液，取=0.5，K=1；（5） 常壓操作，泡點進料。三、設計內容1、精餾塔的物料衡算及塔板數的確定；2、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算；3、精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算；4、塔板的流體力學運算；5、塔板的負荷性能圖的繪制；6、精餾塔接管尺寸計算；7、繪制帶控制點的生產工藝流程圖；8、繪制主體設備圖。四、設計說明書1、目錄2、設計方案的確定及工藝流程的說明3、工藝計算及主體設備設計4、設計結果一覽表5、對本設計的評述及有關問題的說明6、

4、主要符號說明7、參考文獻8、附圖1設計方案的確定及工藝流程的說明1.1 流程示意圖 原料 冷凝器塔頂產品冷卻器甲醇的儲罐甲醇 回流 原料罐原料預熱器精餾塔 回流 再沸器 塔底產品冷卻器乙醇的儲罐乙醇 1.2 流程的說明及方案的確定1.2.1 流程的說明 首先，甲醇和乙醇的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫

5、到泡點，其中的液態部分進入到塔頂產品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成甲醇和乙醇的分離。1.2.2設計方案的確定1.操作壓力精餾操作可在常壓，加壓，減壓下進行。應該根據處理物料的性能和設計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設計甲醇和乙醇為一般物料因此，采用常壓操作。2.進料狀況進料狀態有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和

6、氣，過熱氣。但在實際操作中一般將物料預熱到泡點或近泡點，才送入塔內。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節氣溫的影響，此外泡點進料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設計和制造上也叫方便。本次設計采用泡點進料，即q=1。3.加熱方式精餾塔釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產物基本上就是水，而且在濃度極稀時溶液的相對揮發度較大，便可以采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費用和設備費用均可節省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發組分的濃度應較

7、低，因而塔板數稍微有增加。但對有些物系。當殘液中易揮發組分濃度低時，溶液的相對揮發度大，容易分離故所增加的塔板數并不多，此時采用間接蒸汽加熱是合適的。4.冷卻方式塔頂的冷卻方式通常水冷卻，應盡量使用循環水。如果要求的冷卻溫度較低。可考慮使用冷卻鹽水來冷卻。5.熱能利用精餾過程的特性是重復進行氣化和冷凝。因此，熱效率很低，可采用一些改進措施來提高熱效率。因此，根據上述設計方案的討論及設計任務書的要求，本設計采用常壓操作，泡點進料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式，適當考慮熱能利用。2.精餾塔的工藝計算2.1精餾塔的物料衡算2.1.1物料衡算：甲醇的摩爾質量：MA =32.04kg/kmol乙醇的摩

8、爾質量：MB =46.07kg/kmol餾出液的平均摩爾質量MF=0.9985*32.04 +（1-0.9985）*46.07=32.06kg/kmol餾出液流量：D=100000*1000/(7200*32.06)=433.22kmol/h料液中甲醇的摩爾分數：xF =79%塔頂產品甲醇的摩爾分數：xD=99.85%塔底產品甲醇的摩爾分數：xW=2% 總物料衡算：F=D+W 苯的物料衡算：F*xF=D*xD+W*xW 聯立式得：F=550.53kmol/h W=117.31kmol/h2.1.2 相對揮發度的計算：T=337.9K時，PA=101.3KPa , PB=57.43KPa . 1

9、=PA/PB=101.3/57.43=1.764T=351.6K時, PA=168.2KPa , PB=101.3KPa . 2=PA/PB=168.2/101.3=1.66則 =1.712.2塔板數的確定2.2.1理論板層數的求算(1)平衡線方程的求算 汽液相平衡方程式： (2)q線方程進料狀態由五種，即過冷液體進料（q>1),飽和液體進料（q1），氣液混合進料（1>q>0)和過熱蒸汽進料(q<0)，本設計選用的為泡點進料，故q=1。最小回流比 xp=xF=0.79 , yp=1.71xF/(1+0.71xF) 由兩式得：yp=0.8655 , Rmin=(xD-yp

10、)/(yp-xp)=1.76 R=(1.12.0)Rmin=2.5 (3) 精餾段液相流量：L=RD=2.5×433.22=1083.05kmol/h 精餾段氣相流量：V=L+D=1083.05+433.22=1516.27kmol/h 精餾段操作線方程：y=0.714x+0.285 提餾段液相流量：L'=L+ q*F=1083.05+1×550.53=1633.58kmol/h 提餾段氣相流量：V'=V+ (q-1) *F=1516.27mol/h 汽相回流比：R'=V'/W=12.9 提餾段操作線方程：y=1.08x-0.0016(4)理

11、論塔板數的確定先交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計算如下： y1=xD=0.9985x1=0.997 y2=0.997x2=0.995 y3=0.996x3=0.992 y4=0.994x4=0.989 y5=0.991x5=0.985 y6=0.988x6=0.980 y7=0.985x7=0.974 y8=0.981x8=0.967 y9=0.976x9=0.959 y10=0.970x10=0.950 y11=0.963x11=0.938 y12=0.955x12=0.925 y13=0.946x13=0.911y14=0.935x14=0.894y15=0.923x15=0.876

12、y16=0.910x16=0.856y17=0.896x17=0.835y18=0.881x18=0.812y19=0.865x19=0.789xF交替由相平衡方程和提餾段操作線方程計算如下：y20=0.851x20=0.769y21=0.829x21=0.739y22=0.797x22=0.697y23=0.751x23=0.638y24=0.687x24=0.562y25=0.606x25=0.473y26=0.509x26=0.378y27=0.407x27=0.286y28=0.307x28=0.206y29=0.221x29=0.142y30=0.152x30=0.095y31=0.

13、101x31=0.062y32=0.065x32=0.039y33=0.041x33=0.024y34=0.024x34=0.014xW故理論板為34塊，精餾板為18塊，第19塊為進料板。故理論板為26塊，精餾板為14塊，第15塊為進料板。2.2.2 精餾塔實際塔板數與全塔效率的計算板效率ET利用奧康爾的經驗公式計算，其中為塔頂與塔底的平均溫度下的相對揮發度，為塔頂與塔底的平均溫度下的相對液體粘度mPa.s。 對于多組分的相對液體黏度其中為液態組分i的液相黏度; x為液態組分i的摩爾分數。 =0.79*0.306+0.21*0.508= 0.3484(t=70) ， =1.71 ， 0.556

14、3 ， 實際塔板數N實=N理/ET=472.3 塔的工藝條件及物性數據計算2.3.1 混合液的平均摩爾質量計算 進料板的甲醇的摩爾分數為：x=0.79 y=0.8655 =0.8655*32.04+(1-0.8655)*46.07=33.93kg/kmol=0.79*32.04+(1-0.79)*46.07=34.99kg/kmol塔底甲醇的摩爾分數為： x=0.014 y=0.024平均摩爾質量： =(33.93+45.73)/2=39.83kg/kmol=(34.99+45.87)/2=40.43kg/kmol 2.3.2平均密度計算 1.氣相平均密度計算 由理想氣體狀態方程計算，即 2.

15、液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 (1)塔頂液相平均密度的計算 由tD64.7，查手冊得 , 從而 (2)進料板液相平均密度的計算 由tF78.4，查手冊得 精餾段液相平均密度為2.3.3 液體的平均表面張力塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD64.7，查手冊得 A=18.9 m N/m B=18.8 m N/mLDm=0.9985×18.9+(1-0.9985)×18.8=18.90 mN/m進料板液相平均表面張力的計算 由 tF78.4，查手冊得 A=17.6 m N/m B=17.4 mN/mLFm=0.02×17.6+(1-0.02)×

16、;17.4=17.40 mN/m精餾段液相平均表面張力為 Lm=（18.90+17.40）/2=18.15 mN/m2.3.4 精餾塔的汽、液相負荷 L=RD=2.5433.22=1083.05kmol/hV=（R+1）D=(2.5+1) 433.22=1516.27 kmol/h L´= L+ q*F=1083.05+1×550.53=1633.58 kmol/hV´=V=1516.27 kmol/h 2.4 塔體工藝尺寸計算2.4.1 精餾段塔徑計算 L*L/(V*V)=0.0161×755.22/（5.907×2.84）=0.725,取板

17、間距HT=0.3m查上圖得 C20=0.03 取安全系數為0.75，則空塔氣速為 u = 0.75×umax0.75×0.4790.359m/s可取塔徑D4.5m, 塔截面積為AT=0.785D2=0.785×20.25 =15.90m2 u=VS/AT=5.907/15.90=0.3715 m/s2.4.2 精餾塔高度計算精餾段有效高度為 Z精=( N精-1)HT=(26-1) ×0.3=7.5 m提餾段有效高度為 Z提=( N提-1)HT=(21-1) ×0.3=6.0m故精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提=7.5m+6.0m=13.5

18、m 2.4.3 溢流裝置的計算 降管液的尺寸： 降液管寬度： 選取hb=0.04m 溢流堰尺寸： 堰上液頭高how, 取E=1 堰高： 溢流強度： 降液管底隙流體速度：2.5 塔板負荷性能2.5.1 浮閥計算及其排列（1） 浮閥數 選取F1型浮閥，閥孔直徑d0=0.039m 根據表54選擇單流型 初取F0=11 , 則 浮閥數： （2）排列方式 取塔板上液體進，出口安定區寬度 取邊緣區寬度bc=0.05m 根據估算提供孔心距進行布孔，按t=75mm進行布孔，實排閥數n=163 閥孔氣速 動能因子 塔板開孔率 2.6 塔板的流體性能的校核2.6.1泡沫夾帶量校核 為控制液沫夾帶量eV過大，應使泛

19、點F10.80.82 浮閥塔板泛點率計算如下： 由塔板上氣相密度及板間距HT=0.45m查圖526（泛點荷因數）得系數GF=0.128,根據表511（物性系數）所提供的數據，取k=1塔板液流道長ZL=D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m)液流面積 故得： 故不會產生過量的液沫夾帶2.6.2塔板阻力計算 （1）干板阻力h0 臨界孔速 閥孔u0大于其臨界孔閥氣速u0c,故應在浮閥全開狀態計算干板阻力。 （2） 塔板清液層阻力 hl (m) (3)克服表面張力所造成阻力 由以上三阻力之和求得塔板阻力hf: 2.6.3降液管液面校對 流體流過降液管底隙的阻力： 浮閥塔板上液面落差較小可以忽略

20、，則降液管內清液層高度： 取降液管中泡沫層相對密度，則可求降液管中泡沫層高度： 而，故不會發生降液管液泛。2.6.4液體在降液管內停留時間校核 應保證液體在降液管內的停留時間大于3S5S，才能保證液體所夾帶的氣 體的釋放。 故所夾帶氣體可以釋出 2.6.5嚴重漏液校核 當閥孔的動能因子F0=5的相應孔流氣速： 穩定系數 故不會發生嚴重漏液2.6.6塔板負荷性能圖 （1）過量液沫夾帶線關系式 根據前面液沫夾帶的校核選擇F1=0.8 則有 由此兩點作過量液夾帶線（a) (2)液相下限線關系式 對于平直堰，其堰上液頭高度how必須大于0.006m。 取how=0.006m，即可以確定液相流量的下限線

21、 取E=1.0，代人lw=0.98 該線為垂直軸的直線，記為（b) (3)嚴重漏液線關系式： 因動能因子F0<5時，會發生嚴重漏液，故取F0=5,計算相應氣體流 量： 該線為平行軸的直線，為漏液線，也稱為氣相下限線，記（c)(4)液相上限線關系式： 降液的最大流量為： 該線為平行軸的直線，記為（d)(5)降液管液泛關系式： 根據降液管液泛的條件，得以下將液管液泛工況下的關系： 或 即 10 20 30 40 50 60 6133.7 590.75 566.2 538.3 506.06 468.1 操作彈性 適宜裕度=46.9%2.7換熱器的計算2.7.1原料預熱器： 設加熱原料溫度由10

22、加熱到104 則 2.7.2塔頂冷凝器： R苯=390kJ/kg 2.7.3塔底再沸器： 2.7.4貯罐的體積計算：由化工單元過程及設備課程設計查得在0.11MPa下，塔頂采量 D=7394kmol/h 故 設冷凝液停留20min，補充系數 則貯罐容積估算結果表：位號名稱停留時間容量/ m3V-101原料中間罐20min13V-102 回流罐10min7V-103塔頂產品罐24h937V-104塔底產品罐24h9372.7.5進料罐線管徑選擇原液流速： u=0.5m/s管線直徑： 選取管材，其內徑為0.121m 其實際流速為： u=10471/(3600*798*0.785*0.09162)=

23、0.5m/s3.設計結果匯總表 表一 設備一覽表序號位號設備名稱形式主要結構參數或性能1T-101循環精餾塔浮閥塔D=1400 Np=27 H=185002E-101原料預熱器固定管板式24m23E-102塔T-101頂冷凝器固定管板式151m24E-103塔T-101再沸器固定管板式166m25E-104塔頂產品冷卻器固定管板式55m26E-105塔底產品冷卻器固定管板式62m27P-101進料泵2號離心泵qv=14m3/h H=10m8P-102釜液泵2號離心泵qv = 8 m3/h H=4m9P-103回流泵2號離心泵qv=11 m3/h H=19m10P-104塔頂產品泵2號離心泵qv=6 m3/h H=19m11P-105塔底產品泵2號離心泵qv=8 m3/h H=4m12V-101原料罐臥式V=13m313V-102回流罐臥式V=