1、化工原理課程設計合 肥 學 院Hefei University化工原理課程設計題 目: 甲醇-水溶液連續精餾塔設計 系 別: 生物與環境工程系 專 業:_ 09食品科學與工程（2）班 學 號: 09020620 姓 名: 指導教師: 胡慶國 2011年 10月 15 日目錄設計任務書一、概述1、精餾操作對塔設備的要求和類型42、精餾塔的設計步驟5二、精餾塔工藝設計計算 1、設計方案的確定62、精餾塔物料衡算63、塔板數的確定73.1理論板層數NT的求取 73.2實際板層數的求取 84、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算4.1操作溫度的計算114.2平均摩爾質量的計算114.3平均密度的計算1

2、24.4液相平均表面張力計算124.5液體平均粘度計算135、精餾塔塔體工藝尺寸計算5.1塔徑的計算 145.2精餾塔有效高度的計算156、塔板主要工藝尺寸計算6.1溢流裝置計算166.2塔板的布置176.3浮閥計算及排列177、浮閥塔流體力學性能驗算198、塔附件設計26三、總結27化工原理課程設計任務書一、 設計題目: 甲醇-水溶液連續精餾塔設計二、 設計條件:處理量: t/a (15 000)料液組成(質量分數): (30%)塔頂產品組成(質量分數): (98%,)塔頂易揮發組分回收率: (99%)每年實際生產時間: 330天/年,每天24小時連續工作連續操作、中間加料、泡點回流。操作壓

3、力：常壓進料狀況：泡點進料塔釜間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為0.3Mpa塔頂冷凝水用冷卻水的進、出口溫度差2040三, 設計任務完成精餾塔的工藝設計,有關附屬設備的設計和選型,繪制精餾塔系統工藝流程圖和精餾塔裝配圖,編寫設計說明書.設計內容包括：1、 精餾裝置流程設計與論證2、 浮閥塔內精餾過程的工藝計算3、 浮閥塔主要工藝尺寸的確定4、 塔盤設計5、 流體力學條件校核、作負荷性能圖6、 主要輔助設備的選型四,設計說明書內容1 目錄2 概述(精餾基本原理)3 工藝計算4 結構計算5 附屬裝置評價6 參考文獻7 對設計自我評價一、摘要摘要：設計一座連續浮閥塔，通過對原料，產品的要求和物性參數的確定

4、及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對甲醇-水精餾工藝流程和主題設備設計。首先根據設計任務，確定操作條件。比如：操作壓力的確定、進料狀態等的確定。然后設計工藝流程草圖。根據確定的方案，確定具體的參數，即一個完整的設計就初步的確定了。最后計算塔的工藝尺寸、浮閥的流體力學演算、塔板的負荷性能，最后根據計算選擇合適的輔助設備。關鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設備。一、精餾操作對塔設備的要求和類型對塔設備的要求精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質，而作為氣(汽)、液兩相傳質所用的塔設備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質效率。但是，為了滿足工業生

5、產和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求： 氣(汽)、液處理量大，即生產能力大時，仍不致發生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現象。 操作穩定，彈性大，即當塔設備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質效率下進行穩定的操作并應保證長期連續操作所必須具有的可靠性。 流體流動的阻力小，即流體流經塔設備的壓力降小，這將大大節省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節和檢修。 塔內的滯留量要小。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，

6、況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優點，設計時應根據物系性質和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。板式塔類型 氣液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣液傳質設備，其種類繁多，根據塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業生產的迅速發展，相繼出現了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射

7、塔板及角鋼塔板等。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。 篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優點有： 結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 操作彈性較小(約23)。 小孔篩板容易堵塞。二、精餾塔的設計步驟 本設計按以下幾個階段進行： 設計方案確定和說明。根據給定任務，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設備型式及其材質的選

8、取等進行論述。 蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。 塔板設計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。 管路及附屬設備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。 抄寫說明書。 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設備圖。二、精餾塔工藝設計計算1、設計方案的確定及概述本設計任務為分離甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。精餾是指由不同揮發度的組分所組成的混合液，在精餾塔中同時多次地進行部分氣化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態組分的過程。塔頂蒸汽冷凝回流和塔釜溶液再汽化是精餾高成婚度分離的充分必要條件。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后

9、送入精餾塔內。塔頂上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故采用最小回流比的2倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。2、精餾塔物料衡算1.2.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率甲醇的摩爾質量 MA=32 kg/kmol水的摩爾質量 MB=18 kg/kmol用公式x=求出：xF=30/32/(30/32+70/18)=19.41%xD=98/32/(92/32+2/18)=96.50%xF 為原料液的摩爾分率，xD 為塔頂產品的摩爾分率1.2.2原料液及塔頂的平均摩爾質量MF=0.2325

10、×32 +(1-0.2325)×18 =21.26kg/kmolMD=0.8820×32+(1-0.8820)×18=30.35kg/kmol1.2.3物料衡算原料處理量 F=89.08kmol/h總物料衡算 F=D+W甲醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw100%=0.99聯立求解 故塔釜的摩爾分率MW=0.0023×32+(1-0.0023)×18=18.03kg/kmol 3、塔板數的確定1.3.1理論板層數NT的求取甲醇水屬理想物系，可采用圖解法求理論板數由手冊查得甲醇水物系的氣液平衡數據，繪出xy圖，xyxyxy0.000.0

11、000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825如圖 1 圖解法求理論板層數（1）求最小回流比及操作回流比。采用圖解法求最小回流比。在圖中對角線上e(0.1942,0.1942)作垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為q（0.1942,0.572）故最小回流比則操作回流比可取圖中精餾段操作線方程截距（2）精餾塔的氣液相負荷 （3）操作線方程

12、 精餾段 提留段 （4）圖解法求理論塔板數 如附圖一，求解結果為總理論板層數 NT=12 進料板位置 NF=72、實際板層數的求取 （1）全塔效率的計算 用奧康奈爾法對全塔效率進行估算ET=0.49(L)-0.245×100%由相平衡方程可得根據甲醇水體系相平衡圖查得（第一塊板） （塔釜）代入方程得出甲醇-水平衡時的t、x、y數據（摘于化工工藝設計手冊）平衡溫度t10092.990.388.985.081.678.0767液相甲醇x05.317.679.2613.1520.83281833.33氣相甲醇y028.3440.0143.5354.5562.7367.7569.18平衡溫度

13、t73.872.771.370.068.066.964.7液相甲醇x46.2052.9259.3768.4985.6287.41100氣相甲醇y77.5679.7181.8384.9289.6291.94100t-x圖查t-x圖得則精餾段平均溫度提留段平均溫度全塔平均溫度在全塔平均溫度下查得，則全塔平均液體粘度全塔效率（2）實際塔板數的計算精餾段實際板層數提留段實際板層數總塔板數N=294、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算4、1操作溫度的計算查t-x圖得則精餾段平均溫度提留段平均溫度全塔平均溫度4、2平均摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量查平衡曲線得進料板平均摩爾質量查塔釜平均摩爾質量查精餾段

14、平均摩爾質量提留段平均摩爾質量4、3平均密度的計算（1）氣相平均密度的計算由理想氣體狀態方程得精餾段氣體平均密度提留段氣體平均密度（2）液相平均密度的計算塔頂：查得進料板：查得 塔釜：查得則精餾段液相平均密度：提餾段液相平均密度：4、4液相平均表面張力計算（1）塔頂：由查得（2）進料板：查得 （3）塔釜：查得精餾段液相平均表面張力：提餾段液相平均表面張力：4、5液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即（1）塔頂液相平均粘度的計算由查得（2）進料板液相平均粘度的計算查得（3）塔釜液相平均粘度 查得 精餾段液相平均粘度: 提餾段液相平均粘度:5、精餾塔塔體工藝尺寸計算5、1、塔徑的計算（1）精餾

15、段精餾段的氣液相體積流率：最大空塔氣速,其中，可由斯密斯關聯圖查得。橫坐標取板間距，板上清液層高度，則，查斯密斯圖得。則氣體負荷因子最大空塔氣速取安全系數為0.6，則塔徑按照標準塔徑規整后塔截面積為實際空塔氣速：（2）提餾段提餾段氣液相體積流率最大空塔氣速,其中，可由斯密斯關聯圖查得。橫坐標取板間距，板上清液層高度，則，查斯密斯圖得。則最大空塔氣速取安全系數為0.6，則塔徑按照標準塔徑規整后塔截面積為實際空塔氣速：5、2、精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度：提餾段有效高度：在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m，則精餾塔的有效高度為6、塔板主要工藝尺寸計算6、1溢流裝置計算 因塔徑D=0.7m

16、，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：（1）堰長（2）溢流堰高度 選用平直堰，堰上液層高度hOW=，取E=1，則精餾段：hOW= 提餾段：hOW=m （3）弓形降液管寬度和截面積由查圖得，故，依式驗算液體在降液管中的停留時間精餾段：s>5s提餾段：>5s，故降液管設計合理(4)降液管底隙高度 取降液管底隙流體流速 精餾段： 提餾段： 故降液管設計高度合理選用凹形受液盤，深度6、2塔板的布置 （1）分塊 因D<800mm，故塔板采用整塊式。 （2）邊緣區寬度的確定： （3）開孔區面積計算開孔區面積按照式計算，其中6、3浮閥計算及排列（見附圖2） （1）閥孔氣速

17、，在9至12之間，取精餾段： （2）浮閥數 精餾段：，所以取N=30 提餾段：，所以取N=28（3）開孔率 塔板開孔率=（4）閥孔的排列 浮閥排列方式采用等邊三角形叉排。去同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則估算排間距t=0.065m 浮閥排列圖7、浮閥塔流體力學性能驗算1、 氣體通過浮閥塔的靜壓頭精餾段：（1）干板靜壓頭臨界孔速uoc= = 10.26m/s<11.12m/s所以采用hc=5.34=0.0412m（2）板上層阻力（3）液體表面張力所造成的靜壓頭，由于很小可忽略不計。提餾段：（1）干板靜壓頭臨界孔速uoc= = 12.23m/s>11.66m/s所以采用h

18、c=19.9（2）板上層阻力（3）液體表面張力所造成的靜壓頭，由于很小可忽略不計。2、液泛、液沫夾帶、漏液（1）液泛塔板設置進口堰所以得 （2）液沫夾帶 泛點率= ×100%ZL=D2Wd=0.72×0.0750.5500查得（精）=0.105 （提）=0.098=A=0.2826-2×0.01611=0.2504m2泛點率（精）= ×100%=53.87%泛點率（提）= ×100%=51.80%計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足液|kg汽的要求。（3）漏液錯流型的塔板在正常操作時，液體應沿塔板水平流動，與垂直向上流動的氣體

19、接觸后由降液管流下。但當上升氣流速度減少時，氣體通過閥孔的動壓不足以阻止板上液體從閥孔流下時，便會出現漏夜現象。發生漏夜時，由于上層板上的液體未與從下層板上升的氣體進行傳質，就漏落在濃度較低的下層板上，這勢必降低了塔板效率。漏夜嚴重時會使塔板上不能積液而無法正常操作。所以為保證塔的正常操作，漏夜量不能超過某一規定值，一般不能大于液體流量的10%。漏夜量大于10%的氣流速度稱為漏夜速度，這是塔操作的下限氣速。造成漏夜的主要原因是氣速太小和板上液面落差所引起的氣流分布不均，比如在塔板的液流入口處由于有液層較厚而往往出現漏夜，這也是在此處設置不開孔的安定區的原因之一。當液體橫向流過板面時，由于要克服

20、板上部件的局部阻力和摩擦阻力，需要一定液位差才能維持這一流動，這樣板上液體進、出口側的液面就會出現高度差，即液面落差，亦稱水力學坡度。液面落差主要與塔板結構有關外，泡罩塔板結構復雜，液體在板上流動阻力大，液面落差也就大；浮閥塔結構較簡單，液面落差則較小，篩板塔結構最簡單，所以液面落差最小。但在塔徑不大時，液面落差常忽略。液面落差除與塔板結構有關外，還與塔徑、液流量有關。當塔徑與液流量很大時，也會造成較大的液面落差。對于大塔，可采用單溢流或階梯流，以減少液面落差。(4)塔板上液面的返混在塔板上，液體的主流方向是從入口端橫向流至出口端，但因氣體攪拌及某些局部障礙，液體會發生局部的反向流動。這種與主

21、流方向相反的流動稱為返混。當返混嚴重時，板上液體會均勻混合，各點的液體濃度將趨于一致。當濃度均勻的氣體與板上各點的液體進行接觸傳質后，則離開各點的氣體濃度也會相同。這是一種理想情況。另一種理想情況是板上液體呈活塞流流動，完全沒有返混。這時板上液體沿液流方向上液體濃度最大，在塔板進口處液體濃度大于出口濃度。當濃度均勻的氣體與板上各點液體接觸傳質后，離開塔板各點的氣體濃度也不相同，進口處的液體濃度出口出的濃度高。理論與實踐都證明了在這種情況下，塔板的效率比液體完全混合時高。實際上，塔板上液體并不處在完全混合與完全沒有返混的兩種理想狀態，而是處于部分混合狀態。3、塔板的負荷性能圖(1)精餾段漏夜線（

22、線1）精餾段:提餾段: (2)精餾段過量霧沫夾帶線（線2）根據ev=0.1kg液/kg汽時，泛點率F1=0.8計算F1=整理得則有：LS，m3/s0.000580.001VS，m3/s0.5360.529提餾段過量霧沫夾帶線×100%=0.8則有：SLS,m3/s0.000580.001VS,m3/s0.6570.649(3)液相負荷下限線取堰上液高度how=0.006m作為液相負荷下限線0.006=Lw=0.49m,故(4)液相負荷上限線35s取=5s 解得(Ls)max=0.02410.46/5=0.00222m3/s(5)液泛線精餾段：則有：LS,m3/s0.000580.00

23、10.0050.0054VS,m3/s0.52580.49590.29010.2729提餾段：則有：LS,m3/s0.000580.0010.0050.0054VS,m3/s0.84680.8190.62250.6068由上述五條線可畫出負荷性能圖精餾段提餾段由圖知（1）從塔板負荷性能圖可看出，按生產任務規定的氣相和液相流量所得到的操作點P，處在適宜操作區的位置，說明塔板設計合理。（2）因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操下限由漏夜線控制。（3）按固定的液氣比，從負荷性能圖中查得氣相負荷上限Vsmax，氣相負荷下限Vsmin，所以可得精餾段操作Vsmax=0.

24、8705m3/s, Vsmin=0.2422m3/s操作彈性=Vsmax/Vsmin=3.59提餾段操作Vsmax=0.9815m3/s, Vsmin=0.2152m3/s操作彈性=Vsmax/Vsmin=3.11塔板的這兩操作彈性在合理的范圍（35）之內，由此也可表明塔板設計是合理的現將塔板設計計算結果匯總如圖項目內容-數值或說明備注精餾段提餾段塔徑D/m0.70.6板間距HT/m0.460.46塔板形式單溢流弓形降液管整塊式塔板空塔氣速u/(m/s)0.98701.471堰長lw/m0.490.42堰高hw/m0.055280.05142板上液層高度hL/m0.060.06降液管底隙高度h

25、0/m0.0074520.01807浮閥數N/個3028等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)10.7712.65臨界閥孔氣速uoc/(m/s)10.2412.23孔心距t/m0.0750.0625同一豎排的孔心距單板壓降pa576.97液體在降液管內停留時間/s25,4010.46降液管內清液層高度Hd/m0.060.06泛點率/(%)53.8756.80液相負荷上VSmax/(m3/s)0.87050.2422霧沫夾帶控制氣相負荷下VSmin/(m3/s)0.98150.3152漏液控制操作彈性3.593.11后面為提餾段8、塔附件設計1、接管（1）進料管 (VS)F=0.0006282m

26、3/s 取uF=1.6m/s dF=0.02236m=22.36 mm經圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）：【4】（2）塔頂蒸汽出口管dv qv=取uv=18m/s 則dv=0.1366m=136.6mm經圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）：【4】（3）回流液管dRqR=取uR=2m/s 則 dR=0.01144m=11.44mm經圓整選取焊接鋼管（GB3091-93）:【4】（4）釜液排出管徑dwqw=取uw=0.6m/s 則 dw=0.02822m=28.22mm經圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）:【4】（5）、飽和蒸汽管徑ds0 加熱蒸汽壓力為0.3Mpa查=1.65kg/m3【4】Vs0=Us0=25m/s ds0=0.1053m=105.3mm經圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）:小結兩個星期的時間，我們完成了甲醇-水精餾塔的設計，一份設計書和一張流程圖、一張裝配圖。過程很復雜且長，在設計精餾塔的過程中，我們以從未有過的熱