化工原理課程設(shè)計(jì)甲醇和水

1、武漢工程大學(xué)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書 4.4 20 2 摘要. Abstract 引言. 第1章 1.2 第2章 2.1 2.2 2.3 2.4 第3章 3.1 設(shè)計(jì)條件與任務(wù). 設(shè)計(jì)條件 設(shè)計(jì)任務(wù) 設(shè)計(jì)方案的確定. 操作壓力 進(jìn)料方式 加熱方式 熱能的利用 精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 全塔物料衡算 3.1.1 .3 .3 .1 .2 2 2 .3 3 3 3.2 3.3 3.4 3.5 3.6 第4章 4.1 4.2 4.3 3.1.2 3.1.3 3.1.4 原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 物料衡算進(jìn)料處理量 物料衡算 實(shí)際回流比 3.2.1 最小回流比及實(shí)際回流比確定

2、 操作線方程 汽、液相熱負(fù)荷計(jì)算 3.2.2 3.2.3 理論塔板數(shù)確定 實(shí)際塔板數(shù)確定 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算 3.5.1 3.5.2 3.5.3 操作壓力計(jì)算 操作溫度計(jì)算 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算. 平均密度計(jì)算 液體平均表面張力計(jì)算 3.5.4 3.5.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 3.6.1塔徑計(jì)算 3.6.2精餾塔有效高度計(jì)算 塔板工藝尺寸的計(jì)算. 精餾段塔板工藝尺寸的計(jì)算 4.1.1溢流裝置計(jì)算. 4.1.2塔板設(shè)計(jì) 提餾段塔板工藝尺寸設(shè)計(jì) 4.2.1溢流裝置計(jì)算. 4.2.2塔板設(shè)計(jì) 塔板的流體力學(xué)性能的驗(yàn)算 4.3.1精餾段 4.3.2提餾段 板塔的負(fù)荷性能圖 4.4.1

3、精餾段 3 3 .5 5 .5 .5 5 5 6 .6 7 .7 7 8 .9 10 11 12 12 14 .15 15 15 16 16 16 仃 17 17 19 20 武漢工程大學(xué)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書 4.4.2提餾段. 第5章板式塔的結(jié)構(gòu) 5.1塔體結(jié)構(gòu) 5.1.1 5.1.2 5.1.3 塔頂空間 塔底空間 人孔 塔高 22 .24 24 24 24 24 5.1.4 5.2塔板結(jié)構(gòu) 第6章附屬設(shè)備 6.1冷凝器 6.2原料預(yù)熱器 第7章接管尺寸的確定 7.1蒸汽接管 7.1.1塔頂蒸汽出料管 7.1.2塔釜進(jìn)氣管. 7.2液流管 7.2.1 進(jìn)料管 7.2.2回流管 7.2.3塔釜出料

4、管. 第8章附屬高度確定. 8.1 24 25 .25 25 25 .27 27 .27 27 27 27 27 28 8.2 8.3 8.4 8.5 8.6 8.7 筒體 封頭 塔頂空間 塔底空間 人孔 支座 塔總體高度. .29 29 29 29 29 29 29 第9章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 設(shè)計(jì)小結(jié)與體會(huì). 參考文獻(xiàn) 30 .31 .33 . 34 6 課程設(shè)計(jì)不同于平時(shí)的作業(yè)，在設(shè)計(jì)中需要我們自己做出決策，即自己確定方案、選擇流程、 查取資料、進(jìn)行過(guò)程和設(shè)備計(jì)算，并要求自己的選擇作出論證和核算，經(jīng)過(guò)反復(fù)的分析比較，擇優(yōu) 選定最理想的方案和合理的設(shè)計(jì)。所以，課程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)提高學(xué)生獨(dú)立工作能力的有

5、益實(shí)踐。對(duì)我 們以后的設(shè)計(jì)方面有很大的幫助。 ，塔板 ，塔 主要任務(wù)是：全塔物料衡算、操作回流比和理論塔板數(shù)的確定，計(jì)算冷凝器的熱負(fù)荷，計(jì)算精 餾段、提餾段的塔板效率，確定實(shí)際塔板數(shù)，塔徑的估算，板式塔的工藝尺寸的計(jì)算（溢流裝置和 塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算），流體力學(xué)性能的校核（板壓力降、液面落差、液沫夾帶、漏液、及液泛） 的負(fù)荷性能圖的繪制（液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線、漏液先、液沫夾帶線和溢流液泛線） 的結(jié)構(gòu)確定（塔體結(jié)構(gòu)和塔板結(jié)構(gòu)）附屬設(shè)備的選型（塔頂冷凝器，塔底再沸器的，原料預(yù)熱器換 熱面積）接管尺寸的確定，繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖和裝備圖。 本次設(shè)計(jì)的是年處理量為25000 t.a-1甲醇和

6、水的溶液，采用直接蒸汽加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料。進(jìn)過(guò)確 定方案計(jì)算和核算，得到操作回流比為1.5,理論塔板數(shù)為10塊，實(shí)際板數(shù)為25,塔板效率為42.43%， 估算塔徑為800mm，塔的總體高度為 18.19m，堰長(zhǎng)為0.42m，堰高為0.044m （精）0.0373m （提）， 篩孔直徑為0.004m，篩孔數(shù)目為2250，板間距0.40m，塔的操作彈性1.29 （精） 1.75 （提）。 關(guān)鍵詞：精餾塔、設(shè)計(jì)、效率、塔板、人孔、塔間距 Abstract Course desig n is differe nt from the usual op eratio n, thedesig n decisi

7、ons that n eed our own, that his ide ntificati on of p rograms, select the pro cess, access ing in formati on, carry out the pro cess and equipment calculati on and asked to dem on strate their choice and acco un ti ng, through rep eated an alysis comp aris on, the best op ti on be selected and reas

8、 on able desig n. Therefore, the curriculum is to train stude nts to work independen tly to improve the useful p ractice. The desig n of our future is very help ful. Main tasks : full tower material bala nee, op erati ng reflux ratio and theoretical p late nu mber of iden tified, the conden ser heat

9、 load calculati on, calculati on of distillati on secti on, stri pping sect ion tray efficie ncy, to determ ine the actual nu mber of trays, colu mn diameter estimate the size of p late colu mn calculatio n pro cess (overflow devices and p late desig n and calculatio n),Hydrody namic PerformaneeVeri

10、fication(plate pressure drop, liquid level drop, entrainment, weeping, and floodi ng), tray mapping of the load p erforma nee (lower line liquid load, liquid load limit lin e, leak ing first, entrainment flooding line and overflow line), determined the structure of tower (the tower structure and tra

11、y con figuratio n) an cillary equipment Select ion (tower conden ser, reboiler bottom of the colu mn, the raw material p reheater heat tran sfer area) to determ ine the size to take over, draw ing flow chart of distillati on systems and equipment plan. This desig n is the annual pro cess ing cap aci

12、ty of 20000 ta-1 soluti on of metha nol and water, direct steam heat ing, bubble point feed. Been to determ ine the p rogram compu tati on and acco un ti ng, are op erati ng reflux ratio of 1.16, theoretical p late nu mber 15, the actual p late nu mber was 32, tray efficie ncy was 43.8%, estimate th

13、e tower diameter of 700mm, the overall tower height 18.19m, weir len gth 0.42m, weir height is 0.044m (fine) 0.0373m (men tio ned), sieve diameter is 0.004m, the nu mber of mesh 2250, p late spacing 0.40m, Towers op erat ing flexibility 1.29 (fine) 1.75 (me nti on). Keywords: distillati on colu mn,

14、desig n, efficie ncy, trays, man holes, tower spacing 武漢工程大學(xué)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書 在煉油、石油加工、精細(xì)化工、食品、醫(yī)藥等部門，塔設(shè)備屬于使用量大，應(yīng)用面廣的重要單 元設(shè)備。塔設(shè)備廣泛用于蒸餾、吸收、萃取、洗滌、傳熱的單元操作中。所以塔設(shè)備的研究與設(shè)計(jì) 一直是國(guó)內(nèi)外學(xué)者普遍關(guān)注的重要課題。 塔設(shè)備按其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為兩類：板式塔和填料塔。板式塔為逐板接觸式汽液傳質(zhì)設(shè) 備，它具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、安裝方便、壓降低，操作彈性大，持液量小等優(yōu)點(diǎn)。同時(shí)也有投資費(fèi)用較高, 填料易堵塞等缺點(diǎn)。 本設(shè)計(jì)目的是分離甲醇-水混合液，采用篩板式精餾塔。 1、與物

15、性有關(guān)的因素 （1） 塔型的選擇因素很多，主要有物料性質(zhì)、操作條件、塔設(shè)備的制造安裝和維修等。 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離甲醇-水混合物，對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)該使用連續(xù)精餾。 應(yīng)選填料塔。本設(shè)計(jì)為 易起泡的物系在板式塔中有較嚴(yán)重的霧沫夾帶現(xiàn)象或引起液泛， 甲醇和水，可選用板式塔。 對(duì)于有懸浮物或容易聚合物系的分離，為防止堵塞，宜選用板式塔。 2、與操作條件有關(guān)的因素 （1）對(duì)于有側(cè)線進(jìn)料和出料的工藝過(guò)程，選用板式塔為適宜； （2）對(duì)于液體噴淋密度極小的工藝過(guò)程，若采用填料塔，填料層得不到充分潤(rùn)濕，使其分離 效率明顯下降，故宜選用板式塔。 在設(shè)計(jì)過(guò)程中應(yīng)考慮到設(shè)計(jì)的精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求

16、，另外還要有一定的潛 力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟(jì)合理，冷卻水進(jìn)出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。 另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有影響，因此設(shè)計(jì)是否合理的利 用熱能R等直接關(guān)系到生產(chǎn)過(guò)程的經(jīng)濟(jì)問(wèn)題。 本課程設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容是過(guò)程的物料衡算，塔的工藝計(jì)算、結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核。 1 武漢工程大學(xué)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書 第1章設(shè)計(jì)條件與任務(wù) 1.1設(shè)計(jì)條件 在常壓操作的連續(xù)板式精餾塔內(nèi)分離甲醇-水混合物。塔釜直接蒸汽加熱，生產(chǎn)能力和產(chǎn)品的質(zhì) 量要求如下： 生產(chǎn)能力：年處理甲醇 -水混合液25000噸（300天/年） 原 料：甲醇（含50%質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）的常溫液體 分離要求

17、：塔頂甲醇含量不低于99% 塔低甲醇含量不高于 2% 操作條件：塔頂壓力：4kPa（表壓）； 進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料； 回流比：自選； 單板 壓降 0.7kPa。 建廠地址：武漢 1.2設(shè)計(jì)任務(wù) 全塔物料衡算、操作回流比和理論塔板數(shù)的確定。 計(jì)算冷凝器和再沸器熱負(fù)荷。 計(jì)算精餾段、提餾段的塔板效率，確定實(shí)際塔板數(shù)。 估算塔徑。 板式塔的工藝尺寸計(jì)算，包括溢流裝置與塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算。 繪制塔板的負(fù)荷性能圖。塔板的負(fù)荷性能圖由液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線、漏液線、 塔板的流體力學(xué)性能校核，包括板壓力降、液面落差、液沫夾帶、漏液及液泛的校核。 7 液沫夾帶線和溢流液泛線確定。 ，支座，封頭，塔高等。

18、8塔的結(jié)構(gòu)確定，包括塔體結(jié)構(gòu)與塔板結(jié)構(gòu)。 塔體結(jié)構(gòu)：塔頂空間，塔底空間，人孔（手孔） 塔板結(jié)構(gòu)：采用分塊式塔板還是整塊式塔板。 O 精餾塔各接管尺寸的確定。 繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖。 繪制精餾塔裝配圖。 編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書。 9塔的附屬設(shè)備選型，包括塔頂冷凝器、塔底（蒸餾釜的換熱面積，原料預(yù)熱器的換熱面積與泵 的選型（視情況而定） 11 12 10 13 14計(jì)算機(jī)要求：編寫程序、CAD繪圖等。 15英語(yǔ)要求：撰寫英文摘要。 16設(shè)計(jì)說(shuō)明書要求：邏輯清楚，層次分明，書寫工整，獨(dú)立完成。 18 第2章設(shè)計(jì)方案的確定 設(shè)計(jì)方案選定是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和主要操作條件。所選方案

19、 必須：能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量；操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)；經(jīng)濟(jì)合理；生產(chǎn) 安全。在實(shí)際的設(shè)計(jì)問(wèn)題中，上述四項(xiàng)都必須兼顧考慮。 課程設(shè)計(jì)方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力，進(jìn)料狀況，加熱方式及其熱能的利用。 2.1操作壓力 精餾可在常壓、加壓或減壓下進(jìn)行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)、技術(shù)上的可行 性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)考慮。 一般來(lái)說(shuō)，常壓精餾最為簡(jiǎn)單經(jīng)濟(jì)，若物料無(wú)特殊要求，應(yīng)盡量在常壓下操作。對(duì)于沸點(diǎn)低， 常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓下進(jìn)行精餾。加壓操作可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的 利用，或可以使用較便宜的冷卻劑，減少冷凝、冷卻費(fèi)用。在相同塔徑下，適當(dāng)提高操作壓力還

20、可 提高塔的處理能力，但增加塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對(duì)揮發(fā)度也有所下降。對(duì)于熱敏 性和高沸點(diǎn)物料常用減壓精餾。降低操作壓力，組分的相對(duì)揮發(fā)度增大，有利于分離。減壓操作降 低了平衡溫度，這樣可以只用較低溫位的加熱劑。但降低壓力也導(dǎo)致塔徑增大和塔頂蒸汽冷凝溫度 的降低，且必須使用抽真空的設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。本設(shè)計(jì)為塔頂壓力（表壓）4kPa 下操作。 2.2進(jìn)料方式 進(jìn)料的熱狀態(tài)指進(jìn)料的 q值，q的定義為使每千摩爾進(jìn)料變成飽和蒸汽所需的熱量與每千摩爾 進(jìn)料的汽化潛熱之比。進(jìn)料狀態(tài)主要有五種：冷進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料、氣、液混合進(jìn)料、飽和蒸汽進(jìn)料、 過(guò)熱蒸氣進(jìn)料等。其中泡點(diǎn)進(jìn)料的操作比

21、較容易控制，并且不受季節(jié)氣溫的影響；另外，泡點(diǎn)進(jìn)料 時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計(jì)和制造時(shí)也比較方便。所以本設(shè)計(jì)操作選擇泡點(diǎn)進(jìn)料 q=1。 2.3加熱方式 精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的能量。若待分離的物系為某種輕組 分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加熱方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。這樣，只需在 塔釜安裝鼓泡管，可以省去一個(gè)再沸器，并且可以利用壓力較低的蒸汽來(lái)進(jìn)行加熱，操作費(fèi)用和設(shè) 備費(fèi)用均可降低。但在塔頂輕組分回收率一定時(shí)，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，使殘液輕組分濃度 降低，所需的塔板數(shù)略有增加。對(duì)于某些物系（如酒精一水），低濃度時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度很大，所增 加

22、的塔板數(shù)不多，此時(shí)采用直接蒸汽加熱是合適的。若釜液粘度很大，用間壁式換熱器加熱困難， 此時(shí)用直接蒸汽加熱可取得良好的效果。 2.4熱能的利用 蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，因此，熱效率很低，通常進(jìn)入再沸器的能量?jī)H有 5%左右被有效的利用。所以，蒸餾系統(tǒng)的熱能利用問(wèn)題應(yīng)值得認(rèn)真考慮。 塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的，但其能位較低，不可能直接用來(lái)作塔釜的熱源。但可用作 低溫?zé)嵩?，或通入廢熱鍋爐，產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用?；蚩刹捎脽岜眉夹g(shù)，提高溫度后再用于 加熱釜液。 此外，通過(guò)蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可取得節(jié)能的效果。例如，可采用設(shè)置中間再沸器和中間 冷凝器的流程，因?yàn)樵O(shè)置中間再沸器，可利

23、用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比 塔頂高的熱量。 第3章精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 3.1全塔物料衡算 3.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 甲醇（CH30H ）的摩爾質(zhì)量: M A 32.04kg/kmol 水（H2O）的摩爾質(zhì)量: Mb 18.02kg/kmol 則各部分的摩爾分?jǐn)?shù)為: Wp M； Xp Wp 1 Wp 0.99 32.04 0.01 1802 MA Mb wF M A 0.50 32.04 Xf Wf 1 Wf 0.50 32.04 0.50 18.02 M A Mb Ww MA 0.02 32.04 Xw Ww 1 Ww 0 02 32.04 0.98 18

24、.02 MA Mb 0.0113 0.99 32.04 0.9824 0.3600 (3.1) (3.2) (3.3) 3.1.2原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 Mp XpMA (1 Xp) M B 0.9824 32.04 (1 0.9824) 18.02 31.79kg/ kmol (3.4) Mf XF M A (1 XF ) M B 0.3600 32.04 (1 0.3600) 18.02 23.07kg/kmol (3.5) Mw xw M A (1 Xw)M B 0.0113 32.04 (1 0.0113) 18.02 18.18kg/kmol (3.6) 3.1.3物料

25、衡算進(jìn)料處理量 25000 1000 300 24 M F 150.51kmol / h (3.7) 3.1.4物料衡算 總物料衡算（直接蒸汽加熱） (3.8) 輕組分（甲醇）衡算: 由恒摩爾流假設(shè)得: FXf Dx D Vxw (3.9) D (R 1)D (3.10) 求解得到: D F XfXw XDRxW ;W f rd ; S (R 1)D ; L F RD ; V S 圖(見圖3.2 ),泡點(diǎn) 3.2實(shí)際回流比 ye0.705 Rmin yeXe xdye 0.98240.714 0.8039 0.714 0.0.3600 100 0 0 75.3 0.4 96.4 0.02 0.

26、134 73.1 0.5 93.5 0.04 0.234 71.2 0.6 91.2 0.06 0.304 69.3 0.7 89.3 0.08 0.365 67.6 0.8 87.7 0.1 0.418 66 0.9 84.4 0.15 0.517 65 0.95 81.7 0.2 0.579 64.5 1 78 0.3 0.665 x y x x-y 由數(shù)據(jù)手冊(cè)查的甲醇-水(101.325kPa )的物系汽液平衡數(shù)據(jù)如下: 表3.1常壓下的甲醇 t/ C -水的氣液平衡數(shù)據(jù) t/ 3.2.1最小回流比及實(shí)際回流比確定 根據(jù)101.325KPa下，甲醇-水的汽液平衡組成關(guān)系繪出甲醇-水 進(jìn)料

27、，所以q=1，即q為一條直線。此時(shí)，Xe=XF=0.5 由上表的內(nèi)插法求得： 通過(guò)Excel軟件，算得R (1.22)Rmin下對(duì)應(yīng)的塔板數(shù)并作圖如下: 3.2.2 (1) 3.2.3 N=10 確 定 旦1.5 Rmin 52.69kmol/h ;W 操作線方程 精餾段操作線方程: 提餾段操作線方程: 汽、液相熱負(fù)荷計(jì)算 (1 )精餾段: (2 )提餾段: 3.3理論塔板數(shù)確定 214.06kmol/h ;S Yn 1 yn 1 L1 V1 L2 V2 Xn w Xn s RD (R 116.21kmol/h ; L 214.06kmol/h ;V 116.21kmol/h Xp R w X

28、w s -0.7166xn 0.2348 1 1.6713xn 0.0337 38.72 kmol/h 1)D72.26 kmol/h 166.05 kmol/h 72.26 kmol/h (3.11) (3.12) 3.4實(shí)際塔板數(shù)確定 板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反應(yīng)了實(shí)際塔板上傳 質(zhì)過(guò)程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計(jì)算： (3.12) Et0.49( L) 0.245 注: 塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度 P當(dāng)?shù)?P表 101.3 4 105.3kPa 每層塔板壓降: 0.7k Pa 塔頂操作壓力: Pw Pd 0.7 25 122.8k Pa

29、 操作溫度的計(jì)算 ;塔頂溫度用內(nèi)插法, tD 65.0 C，tw 105.10 C 平均溫度：tm (tD tw)/2(65.0 105.10)/285.05 C L 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPags 實(shí)際板層數(shù)的初步求取 設(shè) Et 0.42 ，則 精餾段實(shí)際板層數(shù)： N 精 6/0.42 15 提餾段實(shí)際板層數(shù)： N 提 4/0.42 10 總實(shí)際板層數(shù)：N N精 N提 25 (2)塔板總效率估算 操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力：Pd 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算: 塔頂相對(duì)揮發(fā)度: y1 /X1 (1 y1) /(1 X1) 0.9824/0.9578 (1 0.9824)/(1 0.9578)2

30、.46 塔頂相對(duì)揮發(fā)度: y / X2 (1 y2) /(1 X2) O.。847/。.。1118.24 (1 0.0824)/(1 0.0111) 平均相對(duì)揮發(fā)度: W J2.46 8.244.50 tm 85.05 C時(shí)，查得 L 0.4mPa ? s， 塔板總效率的估算。根據(jù) Et 0.49(L)-0.2450.49(4.5 0.4)-0.24542.43%，且 |Et Et| 0.43% 1%，則 Et 42.43%，N精 6/42.43% 15，N提 4/42.43% 10， 則 N 15 10 25 3.5精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算 3.5.1操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力:

31、Pd 101.3 4 105.3kPa ； 每層塔板壓降： 操作壓力：Pf 塔頂操作壓力： 塔頂操作壓力： Pd Pd Pw 0.7kPa ； 22 0.7 P當(dāng)?shù)?P表 120.7k Pa 101.3 4 105.3kPa (1 )精餾段平均壓力 Pd 0.7 25 122.8kPa cPd Pf(105.3 120.7) 一 Pm1 113k Pa (2)提餾段平均壓力： 3.5.2操作溫度計(jì)算 前面已求得： 塔頂溫度tD 78.29 C 塔底的溫度： 2 c Pf Pw Pm2 2 進(jìn)料板的溫度: tw 95.34 C (1)精餾段平均溫度: tm1 (2)提餾段平均溫度: 3.5.3平

32、均摩爾質(zhì)量計(jì)算 tm2 tDtF 2 tw tF 塔頂平均摩爾質(zhì)量：Xd y1 0.9824, Mldm xdMa (1-xd)Mb MvdmyDMA (1-yD)M b 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量: MvfmyFMA (1-yF)MB MlfmxfMa (1-xf)Mb 塔底平均摩爾質(zhì)量: 2 竺丄進(jìn)123.15k Pa tF 82.04 C 78.29 82.04 2 95.34 82.04 80.16 C 88.69 C X1 0.9578 0.811546.07 0.828446.07 0.3238 46.07 0.5859 46.07 (1-0.8115) 18.0240.78kg/km o

33、l 0.171618.02 41.25kg/kmol 0.676218.02 27.07kg/kmol 0.414118.02 34.40kg/kmol Mlwm xwMa (1-xw)Mb 0.018046.070.982018.02 18.50kg/kmol MvwmyWMA (1-yW)MB 0.1676 46.07 0.8324 18.02 22.70kg/kmol (3.21) (3.22) (1)精餾段平均摩爾質(zhì)量：Mlm (40.78 27.07)/2 33.93kg/kmol Mvm (41.2534.40)/2 37.83kg/kmol (2 )提餾段平均摩爾質(zhì)量：Mlm (

34、27.07 18.50)/2 22.78kg/kmol Mvm(34.4022.70)/2 28.55kg/kmol 3.5.4平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算：由理想氣體狀態(tài)方程，即 Vm PmM Vm RTm (3.31) 液相平均密度計(jì)算: Lm - (3.32) 注：i為該物質(zhì)的質(zhì)量分?jǐn)?shù) 3 B 973kg/m 塔頂平均密度計(jì)算：由tD 65.0 C，查手冊(cè)得A 744.4kg/m 3， 759.2kg/m 3 1 1 ldm D/ A (1 D)/ B 0.917/7440.083/973 進(jìn)料板平均密度計(jì)算：由t2 82.04，查手冊(cè)得A 737.3kg/m 3， B 969kg/m

35、3 0.3238 46.07 質(zhì)量分?jǐn)?shù)：F 0.323 46.07 0.6762 18.02 0.55 1 lfm A/ A (1A)/ B 0.55/737.30.45/969 3 826.20 kg/m 33 塔底平均密度計(jì)算：由tw 95.34 C，查手冊(cè)得A 703kg/m ， b 960kg/m 0.0180 46.07 W 0.0180 46.07 0.9820 18.02 0.045 LWM W / A _1 (1 (1)精餾段平均密度: PmM VM VM 氣相: RTM 液相: LM (LDM (2)提餾段平均密度: VM 氣相: P M M VM RTm W)/ B 113

36、 3 0.045/7030.955/960.944.46kg/m 37.83 8.314 (80.16273.15) 3 1.46 kg/m LFM )/2(759.2826.20)/2792.7kg/m 3 123.15 28.55 8.314 (88.69273.15) j17kg/m 液相: LM( LDM 3 lfm)/2(826.20944.46)/2 885.33kg/m3 3.5.5液體平均表面張力計(jì)算 對(duì)于二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下試計(jì)算: 并用下列關(guān)聯(lián)式求出sW , 1/4 m sO 1/4 sW W 1/4 SO O (3.36) sW A 陽(yáng)o) sO 1 B Q

37、lg( sW / so) ig( Vw 0.411/T)( oVo2/3 q XWV/ (xWVW XOVO ) xoVo/ ( xwVw XOVO ) Mw.V Mo w wV2/3) (3.37) 注：下標(biāo) W表示水，O表示有機(jī)物； Vw 表示水的摩爾體積；Vo 有機(jī)物的摩爾體積。 (未修改：(1)精餾段平均表面張力：由 tm1 71.965 C，查表得：O 17.65mN/m ； Xo 0.44 33 W 63.98mN/m ； o 750kg /m ; w 976.62kg /m ； Xo 0.56 ； xw 1 帶入上述公式計(jì)算得: m1 21.92mN/m (2 )提餾段平均表面張

38、力：由tm2 88.488 C ,查表得： O 16.27mN/m ； W 61.00mN/m ； o 33 728kg/ m ; w 966.28kg /m ； xO 0.09 ；心 1 xO 0.91 帶入上述公式計(jì)算得: m1 42.59mN/m) 3.5.6液體平均黏度計(jì)算 液體平均黏度計(jì)算公式： 塔頂平均黏度計(jì)算：由 tD lg LDMXA lg A lg Lm Xjig i 65.0 C，查手冊(cè)得A 0.34mPa ?s , b XB lg B 0.9824 lg 0.340.0176 lg 0.46 (3.38) 0.46 mP a?s 得到: 0/466 LDM 0.342 m

39、 Pa?s 進(jìn)料板平均黏度計(jì)算: 由tF 78.25 C，查手冊(cè)得 A 0.29mPa ?s, 0.37 mP a?s 得至 U： lg lfmxAlgA XB lg B 0.3076 lg0.290.6924 lg 0.370.464 LFM 0.344mPa ?s 塔底平均黏度計(jì)算: 由tw 105.1 C，查手冊(cè)得 A 0.215mPa ?s , b 0.249mP a?s 得到: LWM 0.213 mP a?s (1)精餾段液體平均黏度 LM (LD lf)/2(0.344 0.342)0.343m Pa?s (2)提餾段液體平均黏度: LM ( LD LF)/2(0.344 0.2

40、13)0.279mPa?s 3.6精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 3.6.1塔徑計(jì)算 (1)精餾段 精餾段的氣、液相體積流率為： Vs V1Mvm116.21 29.61 3600 L.M3600 1.142 3 0.837m /s Ls 63.76 26.890.000594m3/s 3600 ；M 3600 802.32 武漢工程大學(xué)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書 橫 Vs V Ls 3600( Vs 3600( 0.000594 3600(80232 塔板有效高度為：Z (Np-1) 3 0.6 12.2m 第4章塔板工藝尺寸的計(jì)算 4.1精餾段塔板工藝尺寸的計(jì)算 4.1.1溢流裝置計(jì)算 因塔徑D=0.8m,

41、可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下: 4.1.1.1 堰長(zhǎng) |w 取 Iw0.6D0.6 0.8 0.48m 4.1.1.2溢流堰咼度how hL how，選用平直堰，堰上液層高度 how 2.84 1000 O.。00594 3600）0.00749m 0.48 取板上清液層高度hL 50mm，故 hw hL how 0.05 .00749 0.0423m 4.1.1.3弓形降液管寬度 Wd和截面積 Af 由Iw/D 0.60查弓形降液管參數(shù)圖得: Af Wd At 0.055 ；二 0.11 D 故 故則 Wd 0.105 0.80.084m,Af 0.05 2 0.50

42、240.02512m2 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間 ,即: 3600Af Ht 3600 Ih 0. 002512 19.03s 5s（設(shè)計(jì)合理） 0.00594 3600 故降液管設(shè)計(jì)合理。 4.1.1.4降液管底隙高度h0 0.000594 3600IwU00.48 0.07 取 h0 30mm,hw ho 42.3 h0 Lh 0.0177m 0.20m,則h。 hw-0.006 0.363m 30 12.3mm 0.006mm 武漢工程大學(xué)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 4.1.2塔板設(shè)計(jì) 4.1.2.2邊緣區(qū)寬度確定 0.035m。 取人口安定區(qū)寬度為 Ws Ws 0.0

43、6m，邊緣區(qū)寬度為 Wc 4.1.2.3開孔區(qū)面積的計(jì)算 開孔區(qū)面積 Aa計(jì)算：開孔面積為 Aa 2 r sin 180 其中x D 2 D 2 (WdWs) 0.8 2 0.035 故: (0.084 0.06) 0.365m ； 2(0.256J0.36520.2562 0.256m ； 2 3.1415 0.365. Sin 180 1 連)0.326m2 0.365 23 4.1.2.4篩孔計(jì)算及其排列 本物系無(wú)腐蝕性，可選用板厚 3mm碳鋼板，取篩孔直徑 do 5mm, 篩孔按正三角形排列，取孔中心距: t 2.5do 2.5 5 12.5mm； 篩孔數(shù)目：n 1.155 Aa “5

44、5 O.3了62410 個(gè) (12.5 10 ) 開孔率為：開孔率為: 精餾段每層板上的開孔面積是: 0.907(空)20.907 (丄)214.5%; t2.5 2 A0 Ae 0.145 0.326 0.0473m 氣體通過(guò)篩孔的氣速為: Vs U0 一 A0 鳥37 17.7m/s 0.0473 4.2提餾段塔板工藝尺寸設(shè)計(jì) 4.2.1溢流裝置計(jì)算 4.2.1.1溢流堰高度how 由hw hL how，選用平直堰，堰上液層高度: 武漢工程大學(xué)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書 50 裟 1(0.0132m 0.48 取板上清液層高度hL 50mm，故 hw hL how 0.05 0.0132 0.0368

45、m 4.2.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af 由|w/D 0.60查弓形降液管參數(shù)圖得: Af Wd At O.。55;舌 O.11 故則 Wd 0.105 0.80.084m, Af 0.05 0.50240.02512m2 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間 ,即: 3600Af Ht 3600 故降液管設(shè)計(jì)合理。 Ih 0. 00251219.03s 5s(設(shè)計(jì)合理) 0.00594 3600 4.2.1.4降液管底隙高度ho 0.001337 3600IwU00.48 0.07 取 h0 30mm,hw ho 39.8 h。 Lh 0.0398m (0.20m-0.25m) 30 9.8m

46、m 0.006m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 4.2.2塔板設(shè)計(jì) 與精餾段塔板設(shè)計(jì)相同，但氣體通過(guò)篩孔的流速不同: 氣體通過(guò)篩孔的氣速: Vs U0 A0 咤 17.4m/s 0.0473 4.3塔板的流體力學(xué)性能的驗(yàn)算 4.3.1精餾段 4.3.1.1塔板壓降 (1 )干板阻力he計(jì)算 he 0.051(直)2(d) e0L (4.8) d。/1.33 查 圖 得C0 0.772 1.754m/s; 0.5024 0.02512 1 1 Ua/r 1.754 71.142 1.874Kg可（s.m2）； （下）P182圖10-46）充氣系數(shù)與能動(dòng)因子關(guān)聯(lián)圖得：B h1 hL（hw how）

47、0.57 （0.0423 0.00769） 0.0285m液柱 （3 ）液體表面張力阻力計(jì)算 液面的表面張力的阻力 氣體能動(dòng)因子Fa 查（化工原理 hL（ hw =0.57,則 h L.M gd0 h可由下式計(jì)算： 4 22 10 3 4 0.00224m液 柱 802.32 9.81 0.005 則hc 0.051 (24：Z3)2( 1.142 )0.0382m液柱。 0.772802.32 （3）氣體通過(guò)液層的阻力 h的計(jì)算 氣體通過(guò)液層的阻力 h1可由下式計(jì)算：h1 hL 按面積（At 2Af）計(jì)算的氣體流速為： 0.837 氣體通過(guò)每層塔板的液面高度為： hp hf hhc h1 h

48、 0.0745 0.0258 0.00224 0.0653m液柱; 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為： P hp Lg 0.0653 802.32 9.81514Pa 700Pa 4.3.1.2 4.3.1.3 液面落差（忽略液面落差的影響） 液沫夾帶 (4.11) ev 5.7 10 6 ( hf 2.5hL (4.12) Ua L Ht hf )32 0.1故在本設(shè)計(jì) 5.7 10 3 1.7543.2 22 (0.45 0.125)3.2 6 5.7 10Ua)3.2 m1 (Hthf) 中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。 4.3.1.4 漏液 U0,min 4.400.13hLh ) LmVVm1 (

49、4.13) 實(shí)際孔速uo u0,min 4.4 17.7m/s uo,min c (0.00560.13 0.05 0.00224) 802.32 0.772f 1.142 8.94m/s 穩(wěn)定系數(shù)為 K-U 177 1.98 (1.5 2.0) U0.min 8.04 故本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。 4.3.1.5 液泛 為防止發(fā)生液泛，降液管內(nèi)也層高度應(yīng)滿足: Hd(Ht hw) (4.14) 0.5 得到：(Ht hw) 0.5 (0.45 0.0423)0.246m hd 0.153 (U0)20.153 0.072 0.00075m 液柱 Hd 0.0653 0.05 0.000750.24

50、3m液柱 (Ht hW) 故本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛。 4.3.2提餾段 提餾段計(jì)算方法與精餾段相同，驗(yàn)算結(jié)果如下: 4.3.2.1塔板壓降（1）干板阻力he計(jì)算 則he 0.051 (絲蘭幾哎33)0.0249m液柱。 0.772948.99 氣體通過(guò)液層的阻力 h1的計(jì)算 氣體通過(guò)液層的阻力 h1可由下式計(jì)算：h1hL （At 2Af）計(jì)算的氣體流速為： Vs 按面積 0.8242 Ua AtAf 0.5024 0.02512 j727m/S; 氣體能動(dòng)因子Fa 查（化工原理 h1hL（hw 1 1 Ua/r 1.754 J1.142 1.874Kg引(s.m2); (下)P182圖10-46)

51、充氣系數(shù)與能動(dòng)因子關(guān)聯(lián)圖得：B how)0.58 (0.03680.0132)0.029m液柱； =0.58，則 （3 ）液體表面張力阻力計(jì)算 液面的表面張力的阻力 h可由下式計(jì)算： 4 37.8 10 0.00342m 液柱 900.625 9.81 0.005 氣體通過(guò)每層塔板的液面高度為： h L.M gd。 hp hf hhe h, h 0.0249 0.029 0.00342 0.0573m液柱； 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為： Php Lg 0.0573 802.32 9.81 451Pa 700Pa (設(shè)計(jì)允許) 4.3.2.2液面落差（忽略液面落差的影響） 4.3.2.3 液沫夾帶

52、 Ua m2HT 訐2 (4.15) (4.16) hf2.5hL ev 5L竺亠嚴(yán) LHt hf ua 0.1故在本設(shè)計(jì) 5.7 10 3 1.7273.2 22 (0.45 0.125)3.2 中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。 4.3.2.4 漏液 U0,min 4.4C0j(0.0056 0.13n h ) 52/ vm2 (4.17) 實(shí)際孔速uo 穩(wěn)定系數(shù)為 U 0,min 4.4 0 772 (0.0056 0.13 0.05 0.00224) 900.625 0.9133 10.59m/s 17.4m/s U 0, min U0.min 1.65(1.5 2.0) 10.59 本設(shè)計(jì)中

53、無(wú)明顯漏液。 4.3.2.5 液泛 為防止發(fā)生液泛，降液管內(nèi)也層高度應(yīng)滿足: Hd(Ht hw ) (4.18) 取 0.5 得到：(Ht hw) 0.5 (0.45 0.0368)0.243m hd0.153 (U0)20.153 0.072 0.00075m 液柱 Hd 0.0573 0.05 0.00075 0.108m 液柱(Ht hw) 故本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛。 4.4板塔的負(fù)荷性能圖 4.4.1精餾段 4.4.1.1漏液線: 由 U0,min 4.4cj(0LhL h)L 2 how,.84E(L) 1000Lw hL Vh,min3600u0,min A), hwhow； I2 1

54、(0.0056 0.13 0.0423(苴円 0.0017802.32 得Vh,min3600 4.4C0A0 f100f42 1.40 0.1655$7.7984 99.3844L幕 把漏液點(diǎn)近似看成直線，可由下面表中4點(diǎn)大致確定其位置, Lh/(m 3/h) 0.0002 0.001 0.0018 0.0026 Vh/(m3/h) 0.4721 0.4907 0.5089 0.5149 441.2液沫夾帶線 Ua Vs Vs 0.47477 hw hf Ht Vs At Af0.5024 0.02763 0.0368, how 1.0882Ls2/3 2.5hL 2.5(hw how)2.

55、5(0.0368 1.0882Ls2/3)0.092 2.7205Ls2/3 hf 0.45 0.092 2.7205Ls2/3 0.358 2.7205Ls2/3 4.V.1.3液相負(fù)荷下限： 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how L 2 how 2.48 103E （丿）3 取 Lw 0.005m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式 E=1， how 1.4 0.005 0.00031m3/s 0.48 1 4.4.1.4液相負(fù)荷上限： 取液體在降液管中的停留時(shí)間為 HTAf 5s. 根據(jù) .，可得: Lh,max 4.4.1.5液泛線 Lh,max HTAf O.。2512 O.450.002490m

56、3/s 0.9731 4616.5Ls2 12.333 (4.23) 漏液線 液沫夾帶線 Ls/(m 3/s) Vs/(m 3/s) Ls Vs 0 0.393 0 1.241 0.00045 0.41 0.0004 5 1.191 0.0006 0.414 0.0006 1.18 0.00075 0.417 0.0007 5 1.171 0.0009 0.42 0.0009 1.161 0.004 0.462 0.004 1.026 液泛線 Ls Vs 0 1.935 0.00045 1.886 0.0006 1.875 0.00075 1.863 0.0009 1.853 0.004 1.

57、57 精餾段負(fù)荷性能圖： Vs,min2 1 Vs,max=0.988, Vs,mi n=0.48 Vs,max/Vs,mi n= 2.058333 圖4.1 精餾段負(fù)荷性能圖 由圖得到： 操作彈性為： 4.4.2提餾段 442.1漏液線: 由 u0,min 4.4C0 K0.0056 0.13% h ) L V Vh,min3600u0,min A), v 2 how乩) 1000 Lw hL hwhow; (0.0056 0.130.0368(山)弓0.0017900.625 得 Vh,min3600 4心0(餘嚴(yán) 4.578Jo.OO6964 0.141L；3 把漏液點(diǎn)近似看成直線，可由

58、下面表中4點(diǎn)大致確定其位置, 4.4.2.2液沫夾帶線: 4.4.2.3液相負(fù)荷下限：對(duì)于平直堰, I ? （嚴(yán)）3 3 how 2.48 10 E 取堰上液層高度 取 E=1， how 0.005m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式 貝 yLh,min l (丄) w0.48E) 3 1 4 ( 0.005 )0.00031m3/s 0.48 1 442.4液相負(fù)荷上限：取液體在降液管中的停留時(shí)間為 HTAf Lh,max 根據(jù) HTAf Lh,max ，可得: 5s. O-02512 O-450.00249m3/s 442.5液泛線 提餾段負(fù)荷性能圖: 由圖得到：Vs,max=1.143, Vs,

59、mi n=0.467操作彈性為：Vs,max/Vs,mi n=3.57601 第5章板式塔的結(jié)構(gòu) 5.1塔體結(jié)構(gòu) 5.1.1塔頂空間 其高度應(yīng)大于板 塔頂空間為最上層塔板與塔頂間的距離，為了利于出塔氣體夾帶的液滴沉降, 間距，設(shè)計(jì)中通常取（1.5： 2.0）Ht。 5.1.2塔底空間 塔底空間為塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。 5.1.3人孔 人孔 800: -般直徑為 1200mm。 對(duì)于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，一般每隔6-8層塔板設(shè)一人孔。 450: 600mm，其伸出塔體的筒體長(zhǎng)為 200: 250mm，人孔中心距操作平臺(tái) 設(shè)人孔處的板間距離應(yīng)大于或等于600mm。 5.1.4塔高 板式塔的

60、塔高按下式計(jì)算： H (n Hf Hp 1)Ht f H f npH P H d H b H1 H2 (5.1) 式中：H 塔高；n 實(shí)際塔板數(shù); nF進(jìn)料板數(shù); H f 進(jìn)料板處板間距; np 人孔數(shù)；H P 設(shè)人孔處板間距；H B 塔底空間高度; Hd 塔頂空間高度; H1 封 頭高度；H2 裙座高度; 5.2塔板結(jié)構(gòu) 由于塔徑D=800，采用整塊式塔板。 第6章附屬設(shè)備 6.1冷凝器 出料液溫度：64.7 C （飽和蒸汽）一一64.7 C （飽和液體） 塔頂氣體：冷凝水 20 C -40 C rB=2475kJ/kg 查的汽化潛熱：甲醇rA=1170kJ/kg 水 冷凝器的熱負(fù)荷 ： Q