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1、机械工程学 院食工原理课程设计题 目: 甲醇 -水溶液连续精馏塔设计系 别: 生物与环境工程系专 业:_ 09 食品科学与工程学 号:姓 名:指导教师 :2011 年 10 月 21 日甲醇 -水溶液连续精馏塔的设计一、设计名称甲醇 -水溶液连续精馏塔的设计二、设计条件处理量： t/a（17500）料液组成（质量分数）：（30）塔顶产品组成（质量分数）：（92.5）塔顶易挥发组分回收率：（99）每年实际生产时间： 330 天/年，每天 24 小时连续工作连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压进料状况：冷液进料（ 55）塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.3Mpa塔顶冷凝水用冷却水的进、出
2、口温度差20-40三、设计任务完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。设计内容包括：1、精馏装置流程设计与论证2、浮阀塔内精馏过程的工艺计算3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定4、塔盘设计5、流体力学条件校核、作负荷性能图6、主要辅助设备的选型四、设计说明书内容1、目录2、概述（精馏基本原理）3、工艺计算4、结构计算5、附属装置评价6、参考文献7、对设计自我评价目录 设计任务书1 概述32 精馏塔工艺计算22.1 精馏塔物料衡算22.2 相对挥发度的计算32.3 泡点温度的计算32.4 最小回流比的计算42.5 求精馏塔的气液相负荷 .4
3、2.6 操作线方程53 塔板数的求取53.6 理论塔板数的求取53.7 实际塔板数的求取64 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算74.1 初选塔板间距74.2 物性数据的计算74.2.1 操作压力计算74.2.2 操作温度计算74.2.3 平均摩尔质量计算84.2.4 平均密度84.2.4.1 气相平均密度84.2.4.2 液相平均密度84.2.5 液体表面张力94.2.6 液体粘度105 精馏塔主要尺寸的计算105.1 塔径 .105.2 精馏塔有效高度的计算125.3 溢流装置的确定 .125.4 塔板布置145.5 浮阀数目及排列146 流体力学校核166.1 气相通过浮阀塔板的压力降
4、166.2 液泛的验算176.3 雾沫夹带的验算176.4 漏液验算177 塔板负荷性能图187.1 以精馏段为例187.1.1 液沫夹带线187.1.2 液泛线 .197.1.3 液相负荷上限线207.1.4 漏液线 .207.1.5 液相负荷下限线217.2 以提馏段为例217.2.1 液沫夹带线217.2.2 液泛线 .227.2.3 液相负荷上限线237.2.4 漏液线 .247.2.5 液相负荷下限线247.3 负荷性能图及操作弹性24参考文献25自我总结271 概述设计方案的确定塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔
5、和填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。其内部设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大，不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小，将大大节省动力消耗，从而降低操作费用；
6、（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。（7）还要求耐腐蚀、不易堵塞等。板式塔大致可分为两类：（ 1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、 S 型、多降液管塔板；（ 2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。本次设计主要是浮阀板式塔的设计。F-1 型 V-4 型 A 型十字架型 方形浮阀图 2 浮阀塔板本设计书介绍的是浮阀塔的设计，其中包括设计方案的确定、塔主要设备的工艺设计计算。本设计任务为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离
7、，应采用连续精馏流程。设计中采用冷夜进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2 精馏塔工艺设计计算2.1 精馏塔物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量MA =32.04 kg/kmol 水的摩尔质量 MB =18.02kg/kmol02. 18/55. 004. 32/45. 004. 32/45. 0+=xF=0.314897. 002. 18/06. 004. 32/94. 004. 32/94. 0=+=xDM F =
8、0.45 32 +(1-0.45 18=24.30kg/kmolhkmol F /76. 3113. 2433024100060000=?=总物料衡算 F=D+W 甲醇的物料衡算 Fx F =Dx D +Wxw94. 0D D =xFF联立求解 D=102.58kmol/h W=209.18kmol/h 0281. 0=x W 2.2 相对挥发度的计算：所以 20. 41221=? =m用内插法求得 04. 5=F 738. 2=D 606. 7=w715. 304. 5738. 2=? =F D 精 191. 604. 5606. 7=? =F W 提2.3 泡点温度的计算：2. 82=t
9、F 塔顶温度：901002. 676. 64805. 922. 67D-=- 得 55. 66=t D 塔底温度：101008. 9100043. 0100-=-w得 65. 99=t w 6. 682/2. 8255(=+=）tm则 6608. 38058. 01864. 41942. 048. 1c p ?= +? =KJ/(kg 44. 20578058. 02. 22991942. 030. 1054r =? +? =汽KJ/(kg10484. 144. 205744. 2057 552. 82(6608. 3-q rrt t c p=+-? =+=汽汽进）（ F2.4 最小回流比的计
10、算：采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e(0.1942,0.1942作垂线 ef 即为进料线（ q 线），该线与平衡线的交点坐标为2096. 0x q = 5269. 0y q = m i nR =D q q qx y y x - =0939. 12096. 05269. 05269. 08740. 0=-故取操作回流比 R=2R min =2.192.5 求精馏塔的气液相负荷：精馏段气液负荷V= （R+1） D=(2.19+1? 21.87=69.77/kmol hSV =, , 3600V V m V M精精=5251. 0978. 0360050. 2677. 69=?m s /3L
11、=RD=2.19? 21.87=47.90/kmol h, 3600L s L m L M L =精精=00041. 01. 827360050. 2590. 47=?m s /3提馏段气液负荷计算h/mol 58. 7441. 990484. 077. 69 1-q (K F V V=? +=+=，, 3600V s V m V M V=提提=5647. 0780. 0360026. 2158. 74=?m s /3h /mol 11. 15241. 990484. 189. 47q K F L L=? +=+=，, 3600L s L m L M L=提提=00088. 065. 9343
12、60040. 1911. 152=?m s /3h/mol 89. 4787. 2119. 2K RD L =? =h /mol 77. 6987. 2119. 3 1(K D R V =? =+=h /mol 11. 15241. 990484. 189. 47q K F L L =? +=+= ，h/mol 58. 7441. 990484. 077. 69 1-q (K F V V=? +=+=，2.6 操作线方程： 精馏段操作线方程2740. 06865. 01R 11+=+=+xx ynDnn R R提馏段操作线方程002562. 00396. 2mm1m -=-=+xxVx VyW
13、W3 塔板数的求取3.1 采用逐板法求理论塔板数由 x1(1x y -?+?=得 y2. 3-2. 4y x =第一块板时 8740. 0yy 1=D 7016. 02740. 06229. 06865. 06229. 08740. 02. 3-2. 48740. 0y x 21=+? =?=? =5204. 02740. 03589. 06865. 03589. 07016. 02. 3-2. 47016. 0y x32=+? =?=? =4149. 02740. 02053. 06865. 02053. 05204. 02. 3-2. 45204. 0yx43=+? =?=? =1444.
14、 04149. 02. 3-2. 44149. 0x4=? =x x 4F以下为提馏段002562. 00396. 2m 1m -=+x y08938. 02919. 02. 3-2. 42919. 02919. 0002562. 0-1444. 00369. 2xy 55 =? =?=? = 04957. 01797. 02. 3-2. 41797. 01797. 0002562. 0-08938. 00369. 2xy56=? =?=? =02537. 009854. 02. 3-2. 409854. 009854. 0002562. 0-04957. 00369. 2x y77=? =?
15、=? =01216. 004918. 02. 3-2. 404918. 004918. 0002562. 0-02537. 00369. 2x y88=? =?=? =005386. 002224. 02. 3-2. 402224. 002224. 0002562. 0-01216. 00369. 2xy59=? =?=? =002018. 0008423. 02. 3-2. 4008423. 0008423. 0002562. 0-005386. 00369. 2xy510=? =?=? =x x 10W 理论上达到设计要求因此，精馏塔理论塔板数10=N T (包括再沸器 进料板位置 4=N
16、 F3.2 实际塔板层数的求取： 10. 83265. 9955. 662tm=+=+=WD在 10. 83t m =时查得， s mpa 3440. 0? =水 s mpa 269. 0? =甲醇 则 s mpa 33. 0344. 0 1942. 01(269. 01942. 0? =? -+? = LiiL x全塔效率 ET =0.49( L -0.245 100%=45.23 实际板层数：精馏段实际板层数98. 84523. 04=N精提馏段实际板层数143. 134523. 06 =N提4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 初选塔板间距板间距 HT 的选定很重要。选取时应考
17、虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。可参照下表所示经验关系选取。板间距需要初步选定，是因为计算空塔速度已估算塔径时，必须先选定板间距。板间距的尺寸在最后还需进行流体力学验算，如不满足流体力学的要求，则可适当地调整板间距
18、或塔径。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于 600mm 。 现初选板间距 m H T 4. 0=。4.2 物性数据计算 4.2.1 操作压力计算塔顶操作压力 PD =101.3kPa 每层塔板压降 P=0.7kPa进料板压力 PF =101.3+0.7 9=107.6kPa精馏段平均压力 Pm =(101.3+107.6/2=104.45kPa塔釜板压力 Pw=101.3+140.7=111.1kPa 提馏段平均压力 35. 1092/ 1. 1116. 107(=+=P m kPa4.2.2 操作温度计算塔顶温度 tD =66.55
19、进料板温度 tF =82.2 塔底温度 tW =99.65所以，精馏段平均温度tm =(66.55+82.2/2=74.38 提馏段平均温度tm=(82.2+99.65） =90.934.2.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算8740. 0x=D71. 0y =D气相 M VDm =0.7132.04+(1-0.71 18.02=27.94kg/kmol 液相 M LVm =0.874 32.04+(1-0.874 18.02=30.27kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算1942. 0x =F 5030. 0y =F气相 M VFm =0.50332.04+(1-0.503 18.0
20、2=25.07kg/kmol 液相 M LFm =0.1942 32.04+(1-0.1942 18.02=20.74 kg/kmol 塔底平均摩尔质量计算002464. 0x =W 01027. 0y =F气相 M VWm =0.01027 32.04+(1-0.01027 18.02=18.16kg/kmol 液相 M LWm =0.002464 32.04 +(1-0.002464 18.02=18.05kg/kmol精馏段平均摩尔质量气相 M Vm =(27.94+25.07/2=26.50 kg/kmol 液相 M Lm=(30.27+20.74/2=25.50kg/kmol 提馏段
21、平均摩尔质量气相 M Vm =(25.07+18.16 /2=21.62 kg/kmol 液相 M Lm =(20.74+18.05/2=19.40kg/kmol4.2.4 平均密度m4.2.4.1 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即a. 精馏段TmvmmmR =V =m kg 3 /978. 010. 8315. 273(314. 850. 2635. 109=+? b. 提馏段TmvmmmR =V =m kg 3/780. 039. 9015. 273(314. 862. 2135. 109=+?4.2.4.2 液相密度, L m表 5, 1L m=, , A BL AL B w
22、w+进料板：, 1L F m=4. 9707. 06. 73430. 0+塔顶：, 1L m=5. 981075. 03. 753925. 0+, L m =769.23 /K g m, L F m =885.03/K g塔m釜：, 1L w m=6. 9859957. 04. 7120043. 0+, Lw m =984.33/K g m故精馏段平均液相密度, L m精 =1. 82720. 8852. 769=+3/K g m提馏段平均液相密度, L m提=65. 93423. 984885=+3/K g m4.2.5 液体表面张力mm =1ni i i x =由 t D =66.55 查
23、化工原理上册附表十九得=水 64.95/mN m =甲醇 16.58/mN m塔顶液体平均表面张力 . m D=0.874? 16.58+(1-0.874? 64.95=22.67/mN m 由 tF =82.2 查化工原理上册附表十九得=水 62.27/mN m=甲醇14.79/mN m加料板液体平均表面张力, m F=01942?. 14.79+(1-0.1942? 62.27=53.05/mN m由 t W =99.65 查化工原理上册附表十九得=水 58.97/mN m =甲醇 12.84/mN m(15. 6227. 62002464. 0179. 14002464. 0=? -+?
24、 =mW /mN m精馏段平均表面张力, m 精=83. 37205. 5362. 22=+/mN m提馏段平均表面张力6. 57215. 6205. 53=+=提 m /m N m4.2.6 液体粘度, L m(P P 57312, L m =1ni i x i =t D =66.55，查化工原理上册=甲醇 11.14. a m P s水= 0.4262. a m P s, L D =0.874? 11.14+(1-0.874? 0.4262=9.79. a m P s t F =82.2，查化工原理上册=甲醇 11.68. a m P s水= 0.3483. a m P s, L F =0
25、.1942? 11.68+(1-0.1942? 0.3483=2.55. a m P s t W =99.65，查化工原理上册=甲醇 12.28. a m P s水= 0.2894. a m P s(3188. 02893. 0002464. 0128. 12002464. 0. =? -+? =W L 精馏段液体平均粘度, L M精 =17. 6255. 279. 9=+. a m P s提馏段液体平均粘度43. 123188. 055. 2, =+=提 M L . am P s5 主要工艺尺寸计算5.1 塔径参考有关资料，初选板间距T H =0.40m，取板上液层高度L h =0.06m
26、故 T H -L h =0.40-0.06=0.34m精馏段：2/1? VLS S V L =023. 0978. 01. 8275251. 000041. 02 /1=?查史密斯关联图可得20C =0.053校核至物系表面张力为37.83mN/m 时的 C ，即C=20C 0.220?=0.053? 1. 02083. 372. 0=?m ax u=C906. 2978. 0978. 01. 827=-?m/s可取安全系数 0.70，则u=0.70m ax u =0.70? 2.906=2.03 m/s故提馏段：2/1? VLS S V L =054. 0780. 068. 9345647.
27、 000088. 02/1=?查图可得 20C =0.040校核至物系表面张力为57.6mN/m 时的 C ，即C=20C 0.220?=0.040? 049. 0206. 572. 0=?m ax u=C70. 178. 078. 068. 934=-?m/s可取安全系数 0.70，则u=0.70m ax u =0.70? 1.70=1.19m/s故 D按标准，塔径圆整为0.7m ，则塔截面积 A=D 24=0.38465精馏段空塔气速为u=1.37 m/s提馏段空塔气速为u=1.47 m/s 5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为1Z N =-T 精精（） H =(9-1? 0.40
28、=3.2m 提馏段有效高度为1Z N =-T 提提（） H =(14-1? 0.40=5.2m 精馏塔的有效高度： 3.2+5.2=8.4m5.3 溢流装置的确定采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 堰长w l取堰长 w l =0.66Dw l =0.66? 0.7=0.462m 出口堰高w h =L ow h h -选用平直堰，堰上液层高度ow h 由下式计算ow h =2/32.841000h w L E L ?精馏段：近似取 E=1，则m h OW0062. 0462. 0360000041. 01100084. 23/2=? =取板上清液层高度h L =0.06m故 m h W 0538. 00062. 006. 0=-=提馏段：近似取 E=1，则m h OW01010. 0462. 0360000088. 01100084. 23/2=? =取板上清液层高度h L =0.06m故 m h W 0499. 001010. 006. 0=-= (3 弓形降液管的宽度d W 与弓形降液管的面积f A由66. 0=Dl w 查化工设计手册得d W D=0.125,f TA A =0.072故 d W =0.125D=0.088m f A =0.072(24D =0.02772m