丙醇水體系課程設計 《化工原理》課程設計設計題目常壓甲醇—水篩板精餾塔設計 學生姓名化工1005班級、學號化工指導教師姓名居沈貴黃莉 百分制權重設計最終成績(五級化學化工學院 化工原理課程設計 塔的設計 設計條件:FFTDWmin=。一.化工原理課程設計的目的與要求設計的能力。。培養學生實事求是的科學態度和嚴謹認真的工作作風。二.化工原理課程設計的基本內容物料衡算、能量衡算、工藝參數的選定、3.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4.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、5.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結構尺寸、技術6.設計說明書：包括目錄、設計任務書、流程圖、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。結合設計任務進行生產實際的調研，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結構附屬設備及測量控制儀表的裝配。第一節概述精餾操作對設備的要求所用的塔設備，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，為了滿足工業生產和需要，塔設備還得具備下列各種基本⑴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、，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統無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。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體系介紹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-x-xy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，根同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔噴射塔等多種。板式塔在工業上最早使用的板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及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。泡罩安兩種，國內應用較多的是圓形泡罩。泡罩尺寸分為080mm、罩篩板的主要優點是操作彈性較大，液汽范圍大，不易堵塞，適于處理降大，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1.3.2篩板塔類。工業應用中以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合(如分離大；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。和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應用日趨廣泛。在確保精確設計和采用先進控制手段的前提下，設計中可大膽選浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發展起來的，它吸收了兩種塔板的優點。其結構特點是在塔板上開有若干個閥孔，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浮閥塔板的優點是結構簡單、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，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據的不斷發表及設計要求體系進料濃度Z=(摩爾分數)Fa全塔效率E=52%TDWmin分離要求：X=；X=；回流比R/DWmin精餾塔的設計步驟a)根據設計任務和工藝要求，確定設計方案；b)根據設計任務和工藝要求，選擇塔板類型；c)確定塔徑、塔高等工藝尺寸d)進行塔板的設計，包括溢流裝置的設計塔板的布置升氣道(泡罩篩孔或浮閥等)的設計及排列；e)進行流體力學驗算；f)繪制塔板的負荷性能圖；g)根據負荷性能圖，對設計進行分析，若設計不夠理想，可對某些參數進一直到滿意為止。第二節設計方案的確定操作條件的確定2.1.1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。2.1.2進料狀態釜的傳熱面積大，設備體積大，此外，因提餾段氣液流量大，提餾段塔徑提餾段塔徑增大，亦有不利之處。泡點進料時，塔的操作易于控制，不受2.1.3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內有足夠的熱量供應；由于甲醇-水體系中，甲醇是輕組分由塔頂冷凝器冷2.1.4冷卻劑與出口溫度左右，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2.1.5回流比(R)的選擇實際操作的R必須大于R，但并無上限限制。選定操作R時應考minRRR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。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，使生產達到技術先進、經濟合理原則，具體考慮以下幾點。⑴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，可方便地進行流量和傳熱量的調節。設置必需的儀表并安裝適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產過程。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⑶保證生產安全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的確定理論板數計算質質量分數摩爾分數XFDFKmol/h，進料組成X=0.15，進料q=1FDW(F=D+W)(240=D+W(D=36..09Kmol/hFee1.1.3R和R的確定minXY99-0.518.4精餾段操作線方程的確定nRnnV＝(R＋1)D＝hLLqF=hV’＝V－(1－q)F＝V＝hLWX203.910.001126Y=XW=X=2.85248X0.002086Vmm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,直到達到規定的分離要求為止。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Columns1through11Columns12through15b=Columns1through11Columns12through15的點 011222 23444 45566 788 9100 111112 1314 1415的點 11 3 55 7 9 11111212 13131414 DFW5)梯級在相平衡線上的頂點數即為所需要的理論板數。若塔頂采用分凝器，于一塊理論板需要看再沸器的型式，一般情況下可以看做一塊理論板予以W實際板層數的確定(以逐板計算法為依據)N=9//0.52=18塊精N=5.9256/0.52一1=11塊(不包括再沸器)提N=N+N=29塊P精提2．精餾塔操作條件計算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，利于分離，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。DFWmm操作溫度的計算FFDt)/2=74.6℃mm塔內物料平均分子量、張力、流量及密度的計算2.3.1密度及流量甲醇分子量為：32.04kg/kmol(M)a水的分子量為：18.01kg/kmol(M)baaab液相平均分子量：laaabvaaab液相密度：p=Ml=822.41kg/m3LMxMxaa+bbppab氣相密度：p=pMvm=1.1kg/m3(氣相視為理想氣體)SRT液相流量：L=LML=73.98524.11=6.02510一4m3/ss3600p3600822.41L氣相流量：V=VMV=110.074528.50=0.7922m3/sS3600p36001.1Vyaaab量：laaabM'=yM+(1一y)M=21.97kg/kmolvaaab液相密度：p'=M'l=934.328kg/m3LMxMx vRTvRT液相流量：L'=L'M'L=313.98518.78=1.753110一3m3/sS3600p'3600934.328LS3600p'36000.889V表面張力DabDab1aaabFab2aaabWab23aaab2.3.3液體平均粘度計算miilg=XmiiDm1iim1m1iim1進料板液體粘度:m2iim2m2iim2塔釜液體粘度:m3iim3m3iim3精餾段平均液相粘度==0.328mPa.s精2提餾段平均液相粘度==0.303mPa.s提2設H=0.6mh'=0.055mTL SSLSDDSSlD0.66mWT2查圖可知A/A=0.0722fTA=0.0722A=0.05668m2fTA/A=7.22%fTV2u=S==1.088m/V2ATfTfS設H=0.45m,h'L=0.06mTHThL0.39u'=u=1.9m/sS取l=0.66D=0.661.0=0.66mW查圖可知A/A=0.0722fTfTfTAfA'T=7.2%Tf4.塔有效高度精餾段有效高度ZNH.2m精P1T提P2T提P2T所以應多加高()(12/7)=0.514m5.整體塔高(1)塔頂空間HDTLA,0.785TH=1+=1.5360mw(3)整體塔高H=Z+H+H=15.7+1.5360+1.56=18.8mWD6.塔板主要工藝參數確定TV=m3/sSSL=m3/sSLTSLSL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。此種溢流方式高，塔板結構簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的WWw求h S==6.1(l)2.5(0.66)2.5WOWSW可忽略h應大于6mm，不宜大于70mm。OW可忽略求hLWh=h+h=0.05+0.0065=0.0565mLWOW求h S.8(l)2.5(0.66)2.5WOWSW求hLWLWOwWdd1dWT2查圖可知A/A=0.0722fTfTAfTTfTfSb=(l+D)/2=(0.66+1.0)/2=0.83mWdd內外堰間距離Z=D2W=0.752m1d取l=0.66D=0.661.0=0.66mW查圖可知A/A=0.0722fTfTfTA'f/A'T=7.2%TfgA'A'0.785TfV12(HV12(Hh')0降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以h表示O降液管底隙高度h應低于出口堰高h，才能保證降液管底端有良好的液WOW封，一般不應低于6mm。即h=hWOWh也可按下式計算：Oh=LS式中u'-液體通過底隙時的流速，m/s。Olu'oWo根據經驗，一般取u'=(，)m/s。o取h=12mmO取u'=0.1m/s，得h=26mmoO塔板布置及篩孔數目與排列SCmSC6.2.3開孔區面積A計算篩孔計算及其排列aOO得A=m2ad0.004d0.004對單溢流型塔板，開孔區面積A可用下式計算，即aa180rmSCdSCA=m2a氣體通過閥孔的氣速為a取d=4mm,t/d=3OOa180r查表10-33弓形寬度與面積取W=0.07m,W=0.05m。SCdSCdd0.004氣體通過閥孔的氣速為a7.篩板的力學檢驗塔板壓降c6OCCCpOLh=0.0512(O)2(S)=0.0512()2()CCp0.84822.4OL取6=3mm，O=1.33，由圖12-58得C=0.846Oupupσ張力壓頭hpd=436.34=0.0045m液柱面張力壓頭OOSh=h+h=0.05+0.0065=0.0565LWOW由圖12-59得液層的有效阻力h=0.046m液柱l則h=h+h+h=0.0236+0.046+0.0045=0.0741m液柱PClPPLF=up=150.889=14OOSh=h+h=0.05+0.0133=0.0633LWOW由圖12-59得液層的有效阻力h=0.05m液柱l則h=h+h+h=0.01533+0.05+0.00621=0.07154m液柱PClPPL液面落差液沫夾帶e=(0.0057)(ug)3.2=(0.0057)(1.088)3.2=TfVK=O=K=K=O=K=O=e=(0.0057)(ug)3.2=(0.0057)(1.0395)3.2=0.00584kg/kg汽TLV漏液LLpS即按漏液氣速考慮的負荷下限為設計負荷值。K值應大于1，宜在及之間，塔的操作可有較大彈性。LLpS即按漏液氣速考慮的負荷下限為設計負荷值6%。K值應大于1，宜在及之間，塔的操作可有較大彈性。泛降液管內液面高度H=h+h+hdLdPdlh0.660.012WOH=h+h+h=++=0.131486m液柱dLdPdWTT式中dW dWTfA0.05668fH0.6T=T==60s>5sf降液管內液面高度H=h+h+hdLdPdlh0.026WOH=h+h+h=++=0.136437m液柱dLdPdWT下限氣速uom下限氣速uomT式中dW dWTL’fHufL’fHuf0.45漏液線LGLSVomAOhLWOWLS=4.4根0.84根0.050961000(0.66)液沫夾帶線VSS由e=(0.0057)(ug)3.2VH-hTfu=VS=VS=1.373Vm/sgA-A0.785-0.05668STfOWSWSSWfLWOWShLTfSSS5AAHT=fTLSu=V'S=V'S=1.373V'm/sgAA0.05668STfOWSWSSh=0.05mWh=2.5h=2.5(h+h)=+L'2/3fLWOWSe=()(g)3.2=()(S)3.2VHh56.910.450.1252.288L2/3TfSSS液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度h=0.006m作為最小液體負荷標準，由式owh=0.00284E(L/l)2/3計算OWSW整理得精餾段L=0.000816l提餾段L=0.000804lsWSW液相負荷上限線L=0.056680.45=0.0051m3/液泛線H=0(H+h)dTWdLdPpclσlLLwowaVbcL-dL2/3SSS其中〈TwCOOLSH.6mTWWmOSSSAmC=0.84OOLSTWWOSSS操作彈性由圖V=2.43m3/s，V=0.72m3/sS,MAXS,min故精餾段操作彈性為V/V=n故提餾段操作彈性為V/V=n9.輔助設備及零件設計塔頂冷凝器(固定管板式換熱器)管程，采用逆流形式①．甲醇-水冷凝蒸汽的數據D40.3℃下，水在平均溫度16℃下)(kg/m3)水1b．冷卻水的流量：G=Q=1085.72=32.41kg/sPm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(MPa)341管程通道面積/m2(一)管程i4n44pG32.41管內水的流速u=2==4.8m/s水iiρA998.95水i(二)殼程on=1.1n=1.186=10.2取n=11ccOcoOco殼內甲醇-水流速u=G1=0.975865=41.5m/sooρA1.20.0196o當量直徑d=4(3/2t2π/4d2)o=0.018meπd0i12tpSF—結垢校正系數，無因次。0252.5mm的換熱管取tN=1N=1F=1.4PSt設管壁粗糙度ε為0.1mm，則ε/d=,Re=8.66104iii022i12tSpi12tSpo2tSo2tS12212e000管子排列為正三角形排列，取F=BB2So管程對流給熱系數ai入idi殼程對流給熱系數a計計mRe=1992i0以管外面積為基準則K=1=(m2.℃)計ddbd1 0+Rs0+0+Rs+adid入d0aiiim0計算傳熱面積A=Q=17.2m2需K編t所選換熱器實際面積為0熱器合適sms熱s冷原料預熱器壓強為的飽和水蒸汽加熱，溫度為130℃，冷凝溫度至130℃流體形式，采用逆流加熱查表Cp=kJ/(kgK)Cp=kJ/(kgK)甲醇水摩爾分數x=F根據上式可知：Cpc=×+×=(kgK)G36003600pcm管道設計與選擇LLdd=計9.4.2塔頂蒸汽出口管取蒸汽流速為30m/s,d=4110.074532=0.186m計301.23600設產品流速為1.5m/s,d=436.0932=0.019m計1.575136009.4.4進料管9.4.5塔釜出料管w取適宜的輸送速度ww計塔釜回流管wwdd=計9.4.7塔釜產品出料管wwd=40.00102=0.04m計0.8幾9.4.8冷凝水管ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363103Pa.S,C=4.129KJ/(Kg.K)p深井水的質量流率G=32.41kg/s，取流速為2m/s2計999.42幾32.泵9.5.1進料泵121212R