1、-PAGE . z. - - . -可修- .工業大學化工原理課程設計設計題目 常壓甲醇水篩板精餾塔設計 學生化工1005 班級、*化工10011005指導教師居貴 黃莉課程設計時間2012年12月24日-2013年1月4日 課程設計成績百分制 權重設計說明書、計算書及設計圖紙質量，70%獨立工作能力、綜合能力、設計過程表現、設計辯論及答復以下問題情況，30%設計最終成績五級分制指導教師簽字化學化工學院課程名稱 化工原理課程設計 設計題目 常壓甲醇水篩板精餾塔的設計 學生化工1005 專業 化學工程與工藝 班級* 10011005設計日期 2012年12月 24 日至 2013年1月4日設計條

2、件及任務：設計體系：甲醇水體系設計條件: 進料量F= 240kmol/h進料濃度ZF= 0.25摩爾分數，下同進料狀態：q 1 操作條件：塔頂壓強為4 kPa(表壓)，單板壓降不大于0.7kPa。塔頂冷凝水采用深井水，溫度t12。塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱采用3kgf/cm2水蒸汽。 全塔效率ET = 52%別離要求： *D= 0.995質量分數；*W= 0.002質量分數；回流比R/Rmin =1.6 。指導教師 2012年12月24日 -. z.TOC o 1-4 h z uHYPERLINK l _Toc266003587緒論 PAGEREF _Toc266003587 h 1HYPER

3、LINK l _Toc266003588一.化工原理課程設計的目的與要求 PAGEREF _Toc266003588 h 1HYPERLINK l _Toc266003589二.化工原理課程設計的根本容 PAGEREF _Toc266003589 h 1HYPERLINK l _Toc266003590三化工原理課程設計的根本程序 PAGEREF _Toc266003590 h 1HYPERLINK l _Toc266003591第一節概述 PAGEREF _Toc266003591 h 2HYPERLINK l _Toc2660035921.1精餾操作對設備的要求 PAGEREF _Toc2

4、66003592 h 2HYPERLINK l _Toc2660035931.2 體系介紹 PAGEREF _Toc266003593 h 2HYPERLINK l _Toc2660035941.3板式塔類型 PAGEREF _Toc266003594 h 4HYPERLINK l _Toc266003595泡罩塔 PAGEREF _Toc266003595 h 4HYPERLINK l _Toc2660035961.3.2 篩板塔 PAGEREF _Toc266003596 h 5HYPERLINK l _Toc266003597浮閥塔 PAGEREF _Toc266003597 h 5HY

5、PERLINK l _Toc2660035981.4 設計要求 PAGEREF _Toc266003598 h 5HYPERLINK l _Toc2660035991.5精餾塔的設計步驟 PAGEREF _Toc266003599 h 6HYPERLINK l _Toc266003600第二節設計方案確實定 PAGEREF _Toc266003600 h 6HYPERLINK l _Toc2660036012.1操作條件確實定 PAGEREF _Toc266003601 h 6HYPERLINK l _Toc2660036022.1.1 操作壓力 PAGEREF _Toc266003602 h

6、 6HYPERLINK l _Toc2660036032.1.2 進料狀態 PAGEREF _Toc266003603 h 6HYPERLINK l _Toc2660036042.1.3 加熱方式 PAGEREF _Toc266003604 h 7HYPERLINK l _Toc2660036052.1.4 冷卻劑與出口溫度 PAGEREF _Toc266003605 h 7HYPERLINK l _Toc2660036062.1.5 回流比R的選擇 PAGEREF _Toc266003606 h 7HYPERLINK l _Toc266003607熱能的利用 PAGEREF _Toc2660

7、03607 h 7HYPERLINK l _Toc2660036082.2 確定設計方案的原則 PAGEREF _Toc266003608 h 8HYPERLINK l _Toc266003609第三節板式精餾塔的工藝計算 PAGEREF _Toc266003609 h 8HYPERLINK l _Toc2660036101理論塔板數的計算與實際板數確實定 PAGEREF _Toc266003610 h 8HYPERLINK l _Toc2660036111.1 理論板數計算 PAGEREF _Toc266003611 h 8HYPERLINK l _Toc2660036121.1.1 物料衡

8、算 PAGEREF _Toc266003612 h 8HYPERLINK l _Toc2660036131.1.2 q線方程 PAGEREF _Toc266003613 h 9HYPERLINK l _Toc2660036141.1.3 Rmin和R確實定 PAGEREF _Toc266003614 h 9HYPERLINK l _Toc2660036151.1.4 精餾段操作線方程確實定 PAGEREF _Toc266003615 h 9HYPERLINK l _Toc266003616精餾段和提餾段氣液流量確實定 PAGEREF _Toc266003616 h 9HYPERLINK l _

9、Toc266003617提餾段操作線方程確實定 PAGEREF _Toc266003617 h 10HYPERLINK l _Toc2660036181.1.7 逐板計算法 PAGEREF _Toc266003618 h 10HYPERLINK l _Toc2660036191.1.8MT圖解法 PAGEREF _Toc266003619 h 12HYPERLINK l _Toc2660036201.2實際板層數確實定(以逐板計算法為依據) PAGEREF _Toc266003620 h 13HYPERLINK l _Toc2660036212精餾塔操作條件計算 PAGEREF _Toc266

10、003621 h 14HYPERLINK l _Toc2660036222.1操作壓強的選擇 PAGEREF _Toc266003622 h 14HYPERLINK l _Toc2660036232.2操作溫度的計算 PAGEREF _Toc266003623 h 14HYPERLINK l _Toc2660036242.3塔物料平均分子量、力、流量及密度的計算 PAGEREF _Toc266003624 h 15HYPERLINK l _Toc2660036252.3.1 密度及流量 PAGEREF _Toc266003625 h 15HYPERLINK l _Toc266003626液相外

11、表力確實定： PAGEREF _Toc266003626 h 16HYPERLINK l _Toc2660036272.3.3 液體平均粘度計算 PAGEREF _Toc266003627 h 17HYPERLINK l _Toc2660036283塔徑確實定 PAGEREF _Toc266003628 h 18HYPERLINK l _Toc2660036294.塔有效高度 PAGEREF _Toc266003629 h 21HYPERLINK l _Toc2660036305.整體塔高 PAGEREF _Toc266003630 h 21HYPERLINK l _Toc2660036316

12、.塔板主要工藝參數確定 PAGEREF _Toc266003631 h 22HYPERLINK l _Toc2660036326.1溢流裝置 PAGEREF _Toc266003632 h 22HYPERLINK l _Toc266003633堰長lw PAGEREF _Toc266003633 h 23HYPERLINK l _Toc266003634出口堰高hw PAGEREF _Toc266003634 h 23HYPERLINK l _Toc266003635弓形降液管寬度Wd和面積Af PAGEREF _Toc266003635 h 25HYPERLINK l _Toc2660036

13、36降液管底隙高度 PAGEREF _Toc266003636 h 26HYPERLINK l _Toc2660036376.2塔板布置及篩孔數目與排列 PAGEREF _Toc266003637 h 27HYPERLINK l _Toc266003638塔板的分塊 PAGEREF _Toc266003638 h 27HYPERLINK l _Toc266003639邊緣區寬度確定 PAGEREF _Toc266003639 h 27HYPERLINK l _Toc266003640開孔區面積計算篩孔計算及其排列 PAGEREF _Toc266003640 h 27HYPERLINK l _T

14、oc2660036417.篩板的力學檢驗 PAGEREF _Toc266003641 h 29HYPERLINK l _Toc2660036427.1塔板壓降 PAGEREF _Toc266003642 h 29HYPERLINK l _Toc266003643干板阻力計算 PAGEREF _Toc266003643 h 29HYPERLINK l _Toc266003644液體外表力的阻力計算計算 PAGEREF _Toc266003644 h 30HYPERLINK l _Toc266003645氣體通過每層塔板的液柱高 PAGEREF _Toc266003645 h 31HYPERLIN

15、K l _Toc2660036467.2 液面落差 PAGEREF _Toc266003646 h 32HYPERLINK l _Toc2660036477.3液沫夾帶 PAGEREF _Toc266003647 h 32HYPERLINK l _Toc2660036487.4漏液 PAGEREF _Toc266003648 h 33HYPERLINK l _Toc2660036497.5液泛 PAGEREF _Toc266003649 h 34HYPERLINK l _Toc2660036508.塔板負荷性能圖 PAGEREF _Toc266003650 h 35HYPERLINK l _T

16、oc2660036518.1漏液線 PAGEREF _Toc266003651 h 35HYPERLINK l _Toc2660036528.2液沫夾帶線 PAGEREF _Toc266003652 h 36HYPERLINK l _Toc2660036538.3液相負荷下限線 PAGEREF _Toc266003653 h 37HYPERLINK l _Toc2660036548.4液相負荷上限線 PAGEREF _Toc266003654 h 37HYPERLINK l _Toc2660036558.5液泛線 PAGEREF _Toc266003655 h 38HYPERLINK l _T

17、oc2660036568.6操作彈性 PAGEREF _Toc266003656 h 39HYPERLINK l _Toc2660036579. 輔助設備及零件設計 PAGEREF _Toc266003657 h 40HYPERLINK l _Toc2660036589.1塔頂冷凝器固定管板式換熱器 PAGEREF _Toc266003658 h 40HYPERLINK l _Toc266003659估計換熱面積 PAGEREF _Toc266003659 h 40HYPERLINK l _Toc266003660計算流體阻力 PAGEREF _Toc266003660 h 42HYPERLI

18、NK l _Toc266003661殼程流體阻力 PAGEREF _Toc266003661 h 43HYPERLINK l _Toc266003662計算傳熱系數 PAGEREF _Toc266003662 h 43HYPERLINK l _Toc2660036639.2塔底再沸器： PAGEREF _Toc266003663 h 44HYPERLINK l _Toc2660036649.3原料預熱器 PAGEREF _Toc266003664 h 45HYPERLINK l _Toc2660036659.4 管道設計與選擇 PAGEREF _Toc266003665 h 45HYPERLI

19、NK l _Toc266003666塔頂回流管 PAGEREF _Toc266003666 h 45HYPERLINK l _Toc2660036679.4.2 塔頂蒸汽出口管 PAGEREF _Toc266003667 h 46HYPERLINK l _Toc266003668塔頂產品出口管 PAGEREF _Toc266003668 h 46HYPERLINK l _Toc2660036699.4.4 進料管 PAGEREF _Toc266003669 h 46HYPERLINK l _Toc2660036709.4.5 塔釜出料管 PAGEREF _Toc266003670 h 47HY

20、PERLINK l _Toc2660036719.4.6 塔釜回流管 PAGEREF _Toc266003671 h 47HYPERLINK l _Toc2660036729.4.7 塔釜產品出料管 PAGEREF _Toc266003672 h 48HYPERLINK l _Toc2660036739.4.8 冷凝水管 PAGEREF _Toc266003673 h 48HYPERLINK l _Toc2660036749.5 泵 PAGEREF _Toc266003674 h 49HYPERLINK l _Toc2660036759.5.1 進料泵 PAGEREF _Toc26600367

21、5 h 49HYPERLINK l _Toc2660036769.5.2 回流泵 PAGEREF _Toc266003676 h 49HYPERLINK l _Toc26600367710.設計結果匯總 PAGEREF _Toc266003677 h 50HYPERLINK l _Toc26600367811. 參考文獻及設計手冊 PAGEREF _Toc266003678 h 52HYPERLINK l _Toc266003679第四節設計感想 PAGEREF _Toc266003679 h 53-. z.緒論化工原理課程設計的目的與要求提高學生綜合運用所學知識進展化工工藝設計的能力。提高學

22、生分析問題和獨立工作的能力。培養學生實事的科學態度和嚴謹認真的工作作風。提高學生工程繪圖的能力。化工原理課程設計的根本容設計方案確實定:所選定的工藝流程設備形式等的理論依據。主要設備的化工工藝及構造計算:物料衡算、能量衡算、工藝參數的選定、設備的主要構造尺寸確實定等。附屬設備的設計或選型：主要附屬設備的主要工藝尺寸的計算和設備型號規格的選定工藝流程圖：以單線圖的形式描繪，標出主體設備與附屬設備的物料流向、物流量和主要測量點等，用2號圖紙繪制。主要設備裝配圖：圖面應包括設備的工藝尺寸主要零部件的構造尺寸、技術特性表和接收表等，用1號圖紙按工程制圖要求繪制。設計說明書：包括目錄、設計任務書、流程圖

23、、設計方案的說明與論證、設計計算與說明、對設計中有關問題的分析討論、設計結果匯總主要設備尺寸各物料量和狀態能耗主要操作參數以及附屬設備的規格型號等和參考文獻目錄。三化工原理課程設計的根本程序1.準備工作：認真閱讀設計任務書，明確所要完成的設計任務。結合設計任務進展生產實際的調研，收集現場資料，或查閱技術資料，以便了解與設計任務有關的典型裝置的工藝流程主體設備構造附屬設備及測量控制儀表的裝配情況等，為后面的設計工作做好準備。2.確定設計方案，繪制工藝流程圖。3.進展工藝設計計算。4進展設備的構造構造設計，繪制主體設備的總裝配圖。5.進展附屬設備的設計計算和選型。6.編寫設計說明書。概述1.1精餾

24、操作對設備的要求精餾所進展的是氣(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，以到達較高的傳質效率。但是，為了滿足工業生產和需要，塔設備還得具備以下各種根本要求：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)、液負荷有較大圍的變動時，仍能在較高的傳質效率下進展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

25、要的真空度，最終破壞物系的操作。構造簡單，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，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有*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，進展選型。1.2 體系介紹常壓下甲醇與水的二元溶液就屬正偏差溶液。由于對于一定的*值，其兩組分的蒸汽壓均比理想溶液計算的值偏高，必然泡點比理想溶液的低，在t-*-y圖中其泡點線除兩端點外均下移，使泡點線與露點線之間的間距增大，亦即使a增大。甲醇水體系汽液平衡數據 (101.325kPa)：參考課程設計數據t/*ya10

26、0.00.000.0096.40.020.1347.5893.50.040.237.1791.20.060.3046.8489.30.080.3656.6187.70.100.41864684.40.150.5176.0781.70.200.5795.50780.300.6654.6375.30.400.7294.0473.10.500.7793.5271.20.600.8253.1469.30.700.872.8667.50.800.9152.69660.900.9582.53650.950.9792.4564.51.01.0備注：，算得常壓下不同溫度時甲醇對水的相對揮發度。常壓下甲醇-水物

27、系的t-*-y圖與y-*圖如以下圖所示：1.3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開展，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、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及

28、泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。泡罩塔泡罩塔板是工業上應用最早的塔板，其主要原件為升氣管及泡罩。泡罩安裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，國應用較多的是圓形泡罩。泡罩尺寸分為、三種，可根據塔徑的大小選擇。通常塔徑小于1000mm，選用的泡罩；塔徑大于2000mm，選用的泡罩。泡罩篩板的主要優點是操作彈性較大，液汽圍大，不易堵塞，適于處理各種物料，操作穩定可靠。其缺點是構造復雜，造價高；板上液層厚，塔板壓降大，生產能力及板效率較低。近年來，泡罩塔板已逐漸被篩板、浮閥塔板所取代。在設計中除特殊需要如別離黏度大、易結焦等物系外一般不宜選用。 篩板塔篩孔塔板簡稱篩板，構造特點為塔板上開有許多均勻的小孔。

29、根據孔徑的大小分為小孔徑篩板孔徑為3到8mm和大孔徑篩板孔徑為10到25mm兩類。工業應用中以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于*些特殊場合如別離黏度大、易結焦的物系。篩板的優點是構造簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產能力大；氣體分散均勻，傳質效率高。其缺點是篩孔易堵塞，不宜處理易結焦，黏度大的物料。應予指出，盡管篩板傳質效率高，但假設設計和操作不當，易產生漏液，使得操作彈性減小，傳質效率下降，故過去工業上應用較為慎重。近年來，由于設計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常準確，彌補了上述缺乏，故應用日趨廣泛。在確保準確設計和采用先進控制手段的前提下，設計中可大膽選用。浮閥塔浮閥塔

30、板是在泡罩塔板和篩孔塔板的根底上開展起來的，它吸收了兩種塔板的優點。其構造特點是在塔板上開有假設干個閥孔，每個閥孔裝有一個可以上下浮動的閥片。氣流從浮閥周邊水平的進入塔板上液層，浮閥可根據氣流流量的大小而上下浮動，自行調節。浮閥的類型很多，國常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮閥應用最為普遍。浮閥塔板的優點是構造簡單、制造方便、造價低；塔板開孔率大，生產能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。其缺點是處理易結焦、高黏度的物料時，閥片易于塔板粘結；在操作過程中有時會發生閥片脫落或卡死等現象，使塔板效率和操作彈性下降

31、。應予指出以上介紹的僅是幾種較為典型的浮閥形式。由于浮閥具有生產能力大，操作彈性大及塔板效率高等優點，且加工方便，故有關浮閥塔板的研究開發遠較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研究開發的主要方向。近年來研究開發出的新型浮閥有船型浮閥、管型浮閥、梯形浮閥、雙層浮閥、V-V浮閥、混合浮閥等，其共同的特點是加強了流體的導向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動更趨于合理，操作彈性和塔板效率得到進一步的提高。但應指出，在工業應用中，目前還多采用F1型浮閥，其原因是F1型浮閥已有系列化標準，各種設計數據完善，便于設計和比照。而采用新型浮閥，設計數據不夠完善，給設計帶來一定的困難，但隨著新型浮閥性能測定數

32、據的不斷發表及工業應用的增加，其設計數據會不斷完善，在較完善的性能數據下，設計中可選用新型浮閥。1.4 設計要求設計條件：體系：甲醇-水體系 ：進料量F=240 kmol/h進料濃度= 0.15摩爾分數進料狀態：q 1 操作條件：塔頂壓強為4 kPa(表壓)，單板壓降不大于0.7kPa。塔頂冷凝水采用深井水，溫度t12；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱 全塔效率ET = 52%別離要求： = 0.995 ；= 0.002 ；回流比/ =1.6 。1.5精餾塔的設計步驟根據設計任務和工藝要求，確定設計方案；根據設計任務和工藝要求，選擇塔板類型；確定塔徑、塔高等工藝尺寸進展塔板的設計，包括溢流裝置的設計

33、塔板的布置升氣道泡罩篩孔或浮閥等的設計及排列；進展流體力學驗算；繪制塔板的負荷性能圖；根據負荷性能圖，對設計進展分析，假設設計不夠理想，可對*些參數進展調整，重復上述設計過程，一直到滿意為止。設計方案確實定2.1操作條件確實定 操作壓力塔的操作壓力的選擇實際上是塔頂和塔底溫度的選取問題。在塔頂產品的組成確定以后，塔頂的溫度和壓力只能選定一項。 進料狀態假設進塔原料為過冷液體，q值大，則熱量主要由塔釜輸入，必要求蒸餾釜的傳熱面積大，設備體積大，此外，因提餾段氣液流量大，提餾段塔徑要加大。于是，冷液進塔雖可減少理論塔板數，使塔高降低，但蒸餾釜及提餾段塔徑增大，亦有不利之處。泡點進料時，塔的操作易于

34、控制，不受環境影響。此外，泡點進料，提餾段和精餾段塔徑大致一樣，在設備制造上比擬方便。所以根據設計要求，泡點進料，q1。 加熱方式精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔有足夠的熱量供給；由于甲醇-水體系中，甲醇是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，水為重組分由塔底排出。所以本設計應采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2溫度130間接水蒸汽加熱。 冷卻劑與出口溫度采用深井水，入口溫度t12，由于水的出口溫度一般不能超過50左右，否則溶解于水中的無機鹽將會析出，在傳熱壁面上形成污垢而影響傳熱效果。同時考慮到塔頂產品與冷卻劑之間必須保持10到20的傳熱溫差，取冷卻劑出口溫度為30 回

35、流比R的選擇實際操作的必須大于，但并無上限限制。選定操作時應考慮，隨選值的增大，塔板數減少，設備投資減少，但因塔氣、液流量L，V，L，V增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，即操作費用增大。假設值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設備投資也隨之有所增大。其設備投資操作費用與回流比之間的關系如以下圖所示。總費用最低點對應的值稱為最正確回流比。設計時應根據技術經濟核算確定最正確值，常用的適宜R值圍為：1.22。本設計考慮以上原則選用：1.6。熱能的利用精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術可使塔頂蒸

36、氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節省大量的加熱蒸汽，而且還節省了大量的冷卻介質。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統的熱源，或通入廢熱鍋爐產生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。2.2 確定設計方案的原則總的原則是盡可能多地采用先進的技術，使生產到達技術先進、經濟合理的要求，符合優質、高產、平安、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。滿足工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩定的產品。由于工業上原料的濃度、溫度經常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便

37、地進展流量和傳熱量的調節。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產過程。滿足經濟上的要求 要節省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇適宜的回流比。冷卻水的節省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。保證生產平安 生產中應防止物料的泄露，生產和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有

38、一定剛度和強度。第三節 板式精餾塔的工藝計算1理論塔板數的計算與實際板數確實定1.1 理論板數計算 物料衡算質量分數與摩爾分數轉換：質量分數摩爾分數0.2390.150.9950.9911460.0020.001126進料量，進料組成，進料設計要求：衡算方程 ： q線方程讀圖可知平衡線和q線交點為 Rmin和R確實定 精餾段操作線方程確實定精餾段操作線方程：精餾段和提餾段氣液流量確實定 D36.09kmol/h R2.05精餾段：LRD73.985kmol/h VR1D110.0745kmol/h提餾段：LLqF73.985+240=313.985kmol/h VV1qFV110.0745km

39、ol/h提餾段操作線方程確實定提餾段操作線方程： 逐板計算法逐板計算法,就是從塔頂或塔底出發,交替使用相平衡方程和操作線方程,逐板計算各理論板的氣、液相組成,直到到達規定的別離要求為止。每利用一次相平衡關系就算做一塊理論塔板，利用相平衡關系的總次數就是所需的總理論板數。根據條件編寫逐板計算程序，利用MATLAB程序進展求解，運行可得如下結果：計算結果精餾段理論塔板數為：9(塊)提餾段理論塔板數為：5.925611e+000(塊)共需理論塔板數為：1.492561e+001(塊)由上往下，各塔板上的液相組成：a = Columns 1 through 11 0.9790 0.9594 0.928

40、0 0.8779 0.8001 0.6838 0.5118 0.3054 0.1592 0.1057 0.0586 Columns 12 through 15 0.0259 0.0098 0.0033 0.0009由上往下，各塔板上的氣相組成：b = Columns 1 through 11 0.9911 0.9829 0.9698 0.9487 0.9150 0.8627 0.7845 0.6690 0.5303 0.4320 0.2995 Columns 12 through 150.1652 0.0717 0.0259 0.0075操作線上的點平衡線上的點 () () () () ()

41、() () () () () () () () () MT圖解法圖解法以在y-*直角坐標中的直角階梯法最為常用。圖解法簡單步驟：首先在直角坐標上作出恒壓下的y-*相平衡線和對角線。在*軸上定出、三點，并通過三點做垂線交對角線于a、e、b三點。借助于q線，作出精餾段和提餾段的操作線。從點a開場在平衡線和精餾段操作線之間做梯級，當梯級跨過兩段操作線交點d時，改在相平衡線和提餾段操作線之間做梯級，直到梯級到達或跨過b點為止。梯級在相平衡線上的頂點數即為所需要的理論板數。假設塔頂采用分凝器，則分凝器相當于一塊理論版，應從總梯級數中減去1；塔底再沸器是否相當于一塊理論板需要看再沸器的型式，一般情況下可以

42、看做一塊理論板予以扣除。進料板相當于跨過交點d的梯級。讀圖可知：精餾段理論板數9塊，提餾段理論板數=6塊1.2實際板層數確實定(以逐板計算法為依據)2精餾塔操作條件計算2.1操作壓強的選擇 應該根據處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性原則。對熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對揮發度增大，利于別離，但壓力減小，導致塔徑增加，要使用抽空設備。對于物性無特殊要求的采用常壓操作。塔頂壓力 單板壓降進料板壓力塔底壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力2.2操作溫度的計算泡點進料： 通過t-*-y圖查得：進料板溫度塔頂溫度：塔底溫度：精餾段平均溫度提餾段平均溫度2.3塔物料平均分子量、力、流量及

43、密度的計算 密度及流量設甲醇為a，水為b甲醇分子量為：32.04kg/kmol ()水的分子量為：18.01 kg/kmol ()、精餾段精餾段平均溫度74.6查t-*-y圖得 *a0.435，ya0.748查表得：= 738.2(按飽和液體計)，液相平均分子量：氣相平均分子量：液相密度：氣相密度：氣相視為理想氣體液相流量： 氣相流量： 、提餾段提餾段平均溫度：91.7查t-*-y圖得液相平均分子量：氣相平均分子量：液相密度：氣相密度：氣相視為理想氣體液相流量： 氣相流量： 液相外表力確實定：查化工原理附錄2水的物理性質及附錄9有機液體的外表力共線圖知：塔頂液相外表力, 進料板液相外表力,塔底

44、液相外表力，精餾段平均液相外表力提餾段平均液相外表力全塔平均液相外表力 液體平均粘度計算塔頂液體粘度:,進料板液體粘度:,塔釜液體粘度:,精餾段平均液相粘度提餾段平均液相粘度全塔平均液相粘度3 塔徑確實定3.1精餾段設 0.021由圖12-41得到0.146允許有效空塔速度取平安系數為0.6, 0.6=2.3m/s圓整取塔徑為1.0m實際空塔氣速即初步核算：霧沫夾帶： 取查圖可知0.05668m2液層上部的氣體速度 ，停留時間：自以上兩項核算初步認為塔徑取1.0m是適宜的。3.2提餾段 設 =0.45m,=0.06m0.075由圖12-41得到0.0080.098允許有效空塔速度0.6=1.9

45、m/s取塔徑為1.0m，實際空塔氣速即初步核算：霧沫夾帶： 取查圖可知0.05668m2液層上部的氣體速度 ，停留時間：自以上兩項核算初步認為塔徑取1.0m是適宜的。4.塔有效高度精餾段有效高度 提餾段有效高度從塔頂開場每隔7塊板開一個人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米所以應多加高(0.7-0.6)18/7+0.7-0.4512/7=0.514mZ=+1.4=10.2+4.95+0.514=15.7m5.整體塔高(1)塔頂空間HD取HD=1.6=0.96m加一人孔0.6米,共為1.56m(2)塔底空間塔底儲液高度依停留4min而定取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開

46、一直徑為0.6米的人孔 1+0.5360=1.5360m(3)整體塔高6.塔板主要工藝參數確定精餾塔：條件：T=74.6 P=111.6kPa =0.7922=0.0006025=1.1=822.436.34mN/m =0.328mPa/ s提餾段：條件：T=91.7 P=122.8kPa =0.7571=0.0017531=0.889=934.32856.91mN/m =0.303mPa/ s6.1溢流裝置單溢流又稱直徑流。液體自受液盤橫向流過塔板至溢流堰。此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板構造簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。選用單溢流弓形管降液管，不設進口堰,

47、采用凹形受液盤。堰長lw精餾段：堰長0.66m提餾段：堰長0.66m出口堰高hw精餾段：求由圖12-48查得E=1.030.0065m應大于6mm，不宜大于70mm。求前面已假設： 故取為0.05。提餾段：求由圖12-48查得E=1.040.0133m求前面已假設： 故取為0.05。弓形降液管寬度Wd和面積Af精餾段：求液面梯降由圖12-46得=外堰間距離取查圖可知0.05668m2液層上部的氣體速度 ，停留時間：提餾段：求液面梯降由圖12-46得=外堰間距離取查圖可知0.05668m2液層上部的氣體速度 ，停留時間：降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示降液管底隙高

48、度應低于出口堰高，才能保證降液管底端有良好的液封，一般不應低于6mm。即=-0.006也可按下式計算： 式中-液體通過底隙時的流速，m/s。根據經歷，一般取=0.07，0.25m/s。精餾段：取=12mm提餾段：取=0.1m/s，得=26mm6.2塔板布置及篩孔數目與排列塔板的分塊D800mm，故塔板采用分層，查表塔板分為3塊。邊緣區寬度確定精餾段：查表10-33弓形寬度與面積 取0.07m,0.05m。提餾段： 查表10-33弓形寬度與面積 取0.07m,0.05m。開孔區面積計算 篩孔計算及其排列精餾段：取則t=12mm對單溢流型塔板，開孔區面積可用下式計算，即查表10-33弓形寬度與面積

49、 取0.07m,0.05m。0.306m0.45m0.306/0.45=0.68得 0.5046篩孔按正三角形排列，篩孔數目開孔率為氣體通過閥孔的氣速為提餾段：取則t=12mm對單溢流型塔板，開孔區面積可用下式計算，即查表10-33弓形寬度與面積 取0.07m,0.05m。0.306m0.45m0.306/0.45=0.68得 0.5046篩孔按正三角形排列，篩孔數目開孔率為氣體通過閥孔的氣速為7.篩板的力學檢驗7.1塔板壓降干板阻力計算精餾段：甲醇-水體系無腐蝕性，可選用碳鋼板取，由圖12-58得提餾段：取，由圖12-58得液體外表力的阻力計算計算精餾段：外表力壓頭提餾段：外表力壓頭氣體通過

50、每層塔板的液柱高精餾段：由圖12-59得液層的有效阻力0.046m液柱則提餾段：由圖12-59得液層的有效阻力0.05m液柱則7.2 液面落差對于D1.6m的篩板，液面落差可以忽略不計。7.3液沫夾帶精餾段：0.0025，符合要求。提餾段：，符合要求。7.4漏液精餾段：下限氣速K=即按漏液氣速考慮的負荷下限為設計負荷值的59.5%。K值應大于1，宜在1.5及2.0之間，塔的操作可有較大彈性。提餾段：下限氣速K=即按漏液氣速考慮的負荷下限為設計負荷值的66%。K值應大于1，宜在1.5及2.0之間，塔的操作可有較大彈性。7.5液泛精餾段：降液管液面高度 =0.0565+0.0008854+0.07

51、41=0.131486m液柱為了防止液泛現象，應使式中 故不可能產生降液管液泛。提餾段：降液管液面高度 =0.0633+0.001597+0.07154=0.136437m液柱為了防止液泛現象，應使式中 故不可能產生降液管液泛。8.塔板負荷性能圖8.1漏液線下限氣速得精餾段：=得=提餾段：=得=8.2液沫夾帶線以kg液/kg汽為限求-關系：由精餾段：0.125+2.266提餾段：0.125+2.2888.3液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負荷標準，由式計算整理得 精餾段 提餾段 精餾段 提餾段 8.4液相負荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留的下限故精

52、餾段： 提餾段： 8.5液泛線由，得其中精餾段：精餾段所以精餾段：提餾段： 提餾段所以提餾段：8.6操作彈性由圖，故精餾段操作彈性為 /=3.4 由圖，故提餾段操作彈性為/=3.43 精餾段提餾段操作彈性均大于3小于5,符合要求。9. 輔助設備及零件設計9.1塔頂冷凝器固定管板式換熱器甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式估計換熱面積甲醇-水冷凝蒸汽的數據tD=64.7 冷凝蒸汽量：壓力105.3KPa 溫度64.7 甲醇冷凝潛熱.,r=1100.18KJ/kg冷凝水始溫為12，取冷凝器出口水溫為20，在平均溫度物性數據如下甲醇在膜溫40.3下，水在平均溫度16下kg/m3Cp(KJ/kg

53、.)Pa.s(w/(m.)甲醇-水1.24.2115450.1888水998.954.1874110.810-50.5912a. 設備的熱參數：b冷卻水的流量：c平均溫度差：根據傳熱系數K估計表取K=1100W/(m2.) 傳熱面積的估計值為：將此面積作為公稱面積，在化工原理附錄中選擇換熱器，并列出所選擇的換熱器參數。公稱直徑DN/mm400公稱面積/m220公稱壓力 PN/MPa0.6換熱管尺寸/mm25管子排列方法正三角形管長/m3管子外徑/mm25管數n/根86管程數N4殼程數1管程通道面積/m20.00692按上列數據核算管程、殼程的流速及Re:一管程流通截面積：管水的流速二殼程 單程

54、按正三角形排列取管心距橫過管束中心線的管數 取=11流通截面積：殼甲醇-水流速當量直徑 計算流體阻力管程流體阻力結垢校正系數，無因次。的換熱管取1.4 N=1 設管壁粗糙度為0.1mm，則/=0.005,查得摩擦系數=0.022 符合一般要求殼程流體阻力Re=907500，故管子排列為正三角形排列，取F=0.5擋板數 5塊 代入得取污垢校正系數F=1.0故管殼程壓力損失均符合要求計算傳熱系數管程對流給熱系數膜的雷諾數所以為垂直湍流管管流體強制湍流時的給熱系數為Pr=7.85殼程對流給熱系數膜層湍流時冷凝給熱系數Re=1992計算傳熱系數取污垢熱阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW

55、以管外面積為基準 則K=1.3kW/(m2.)計算傳熱面積 A=17.2m2所選換熱器實際面積為A=n=20.3m2裕度所選換熱器適宜9.2塔底再沸器：計算熱負荷：考慮到5%的熱損失后 選用0.2MPa飽和水蒸氣加熱，因兩側均為恒溫相變 取傳熱系數K=1000W/m2.K估算傳熱面積取平安系數0.8，實際傳熱面積A=183/0.8=228.8m29.3原料預熱器原料加熱：采用壓強為270.25kPa的飽和水蒸汽加熱，溫度為130，冷凝溫度至130流體形式，采用逆流加熱 查表Cp甲醇=2.48 kJ/(kgK) Cp水=4.183 kJ/(kgK)摩爾分數 *F=0.15根據上式可知：Cpc=2

56、.480.15+4.1380.85=3.8893kJ/(kgK)設加熱原料溫度由20到84.5考慮到5%的熱損失后選擇傳熱系數K=800 w/(m2K)計算傳熱面積：取平安系數為0.8 A實際=6.05/0.8=7.6m29.4 管道設計與選擇塔頂回流管回流液體積流量利用液體的重力進展回流，取適宜的回流速度，則經圓整選取熱軋無縫鋼管，規格：57mm3.5mm實際管流速： 塔頂蒸汽出口管取蒸汽流速為30m/s,經圓整選取熱軋無縫鋼管，規格：219mm15mm實際管流速：塔頂產品出口管設產品流速為1.5m/s,經圓整選取冷拔無縫鋼管，規格：25mm3mm實際管流速：9.4.4 進料管進料液密度設進

57、料流速為1.0m/s,經圓整選取冷拔無縫鋼管，規格：45mm1mm實際管流速： 塔釜出料管取適宜的輸送速度uw=0.8m/s則經圓整選取熱軋無縫鋼管，規格：45mm2.5mm實際管流速： 塔釜回流管取適宜的輸送速度uw=0.5m/s則經圓整選取冷拔無縫鋼管，規格：40mm1.5mm實際管流速： 塔釜產品出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度uw=0.8m/s則經圓整選取熱軋無縫鋼管，規格：45mm2.5mm實際管流速： 冷凝水管深井水溫度為12，水的物性數據：=999.4kg/m3,=,=深井水的質量流率，取流速為2m/s管徑選取 1594.5mm熱軋無縫鋼管實際流速為m/s9.5 泵 進料

58、泵流量管路壓降每100m下降9807Pa。精餾塔高度18.8m 進料口高度 6.486m。儲罐液面高度取0.5m。泵的性能參數：型號IS65-40-200流量/(m3/h)揚程/m轉速/(r/min)汽蝕余量/m泵效率/%軸功率/KW7.513.214502.0430.63 回流泵流量管路壓降每100m下降9807Pa。第一塊板高度17.24m 冷凝器高度放在第三層樓上H1=11m。泵的性能參數：型號IS50-32-160流量/(m3/h)揚程/m轉速/(r/min)汽蝕余量/m泵效率/%軸功率/KW3.75814502.0480.2810.設計結果匯總參數符號參數名稱精餾段提餾段T m (C

59、)平均溫度74.691.7P m (kpa)平均壓力111.6122.8M Lm(kg/kmol)液相平均摩爾質24.1118.78M Vm(g/kmol)氣相平均摩爾質量28.5021.97lm (kg/m)液相平均密度822.4934.328vm (kg/m)氣相平均密度1.10.889m (dyn/cm)液體平均外表力36.3456.91m (mpas)液體平均粘度0.3280.303Vs(m/s)氣相流量0.79220.7571Ls (m/s)液相流量0.00060250.0017531N實際塔板數1812Z( m)有效段高度10.24.95D(m)塔徑1.01.0H T(m)板間距0.60.45 (m)板厚0.0030.003溢流形式單溢流單溢流降液管形