1、黃石理工學(xué)院 課程設(shè)計(jì)目錄課程設(shè)計(jì)任務(wù)書21.設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明31.1 流程示意圖31.2 流程和方案的說明及論述31.2.1流程的說明31.2.2 設(shè)計(jì)方案確定32.精餾塔的工藝計(jì)算42.1 精餾塔的物料衡算42.1.1 物料衡算42.1.2 相對揮發(fā)度的計(jì)算42.2 塔板數(shù)的確定42.2.1 理論板數(shù)的計(jì)算42.2.2 精餾塔塔效率的計(jì)算62.3 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算72.3.1 混合液平均摩爾質(zhì)量計(jì)算72.3.2 平均密度計(jì)算72.3.3 液體平均表面張力82.3.4 提餾氣液相體積流量82.4 塔體工藝尺寸計(jì)算82.4.1 精餾段塔徑計(jì)算82.4.2 精餾塔高度計(jì)算

2、102.4.3 溢流裝置計(jì)算102.5 塔板負(fù)荷性能102.5.1浮閥計(jì)算及其排列102.6 塔板流體性能校核112.6.1泡沫夾帶量校核112.6.2塔板阻力計(jì)算122.6.3降液管液面校對122.6.4液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核122.6.5 嚴(yán)重漏液校核132.6.6塔板負(fù)荷性能圖132.7 換熱器的計(jì)算142.7.1原料預(yù)熱器142.7.2塔頂冷凝器152.7.3塔底再沸器152.7.4貯罐體積計(jì)算152.7.5進(jìn)料罐線直徑153.設(shè)備結(jié)果匯總表164.主要參考文獻(xiàn)18課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目：分離甲醇乙醇板式精餾塔的設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)要求工藝條件與數(shù)據(jù)（1） 原料液含甲醇79%（mol，

3、下同）；含乙醇21%（2） 餾出液含甲醇99.85%，殘留液含甲醇2%；（3） 年產(chǎn)10萬噸精甲醇，設(shè)每年工作時(shí)間為7200小時(shí)；（4） 料液可視為理想溶液，取=0.5，K=1；（5） 常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料。三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1、精餾塔的物料衡算及塔板數(shù)的確定；2、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；3、精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計(jì)算；4、塔板的流體力學(xué)運(yùn)算；5、塔板的負(fù)荷性能圖的繪制；6、精餾塔接管尺寸計(jì)算；7、繪制帶控制點(diǎn)的生產(chǎn)工藝流程圖；8、繪制主體設(shè)備圖。四、設(shè)計(jì)說明書1、目錄2、設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明3、工藝計(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)4、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表5、對本設(shè)計(jì)的評述及有關(guān)問題的說明6、

4、主要符號說明7、參考文獻(xiàn)8、附圖1設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明1.1 流程示意圖 原料 冷凝器塔頂產(chǎn)品冷卻器甲醇的儲罐甲醇 回流 原料罐原料預(yù)熱器精餾塔 回流 再沸器 塔底產(chǎn)品冷卻器乙醇的儲罐乙醇 1.2 流程的說明及方案的確定1.2.1 流程的說明 首先，甲醇和乙醇的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫

5、到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成甲醇和乙醇的分離。1.2.2設(shè)計(jì)方案的確定1.操作壓力精餾操作可在常壓，加壓，減壓下進(jìn)行。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計(jì)總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設(shè)計(jì)甲醇和乙醇為一般物料因此，采用常壓操作。2.進(jìn)料狀況進(jìn)料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和

6、氣，過熱氣。但在實(shí)際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計(jì)和制造上也叫方便。本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1。3.加熱方式精餾塔釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時(shí)溶液的相對揮發(fā)度較大，便可以采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較

7、低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對有些物系。當(dāng)殘液中易揮發(fā)組分濃度低時(shí)，溶液的相對揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時(shí)采用間接蒸汽加熱是合適的。4.冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻，應(yīng)盡量使用循環(huán)水。如果要求的冷卻溫度較低?？煽紤]使用冷卻鹽水來冷卻。5.熱能利用精餾過程的特性是重復(fù)進(jìn)行氣化和冷凝。因此，熱效率很低，可采用一些改進(jìn)措施來提高熱效率。因此，根據(jù)上述設(shè)計(jì)方案的討論及設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求，本設(shè)計(jì)采用常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式，適當(dāng)考慮熱能利用。2.精餾塔的工藝計(jì)算2.1精餾塔的物料衡算2.1.1物料衡算：甲醇的摩爾質(zhì)量：MA =32.04kg/kmol乙醇的摩

8、爾質(zhì)量：MB =46.07kg/kmol餾出液的平均摩爾質(zhì)量MF=0.9985*32.04 +（1-0.9985）*46.07=32.06kg/kmol餾出液流量：D=100000*1000/(7200*32.06)=433.22kmol/h料液中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)：xF =79%塔頂產(chǎn)品甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)：xD=99.85%塔底產(chǎn)品甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)：xW=2% 總物料衡算：F=D+W 苯的物料衡算：F*xF=D*xD+W*xW 聯(lián)立式得：F=550.53kmol/h W=117.31kmol/h2.1.2 相對揮發(fā)度的計(jì)算：T=337.9K時(shí)，PA=101.3KPa , PB=57.43KPa . 1

9、=PA/PB=101.3/57.43=1.764T=351.6K時(shí), PA=168.2KPa , PB=101.3KPa . 2=PA/PB=168.2/101.3=1.66則 =1.712.2塔板數(shù)的確定2.2.1理論板層數(shù)的求算(1)平衡線方程的求算 汽液相平衡方程式： (2)q線方程進(jìn)料狀態(tài)由五種，即過冷液體進(jìn)料（q>1),飽和液體進(jìn)料（q1），氣液混合進(jìn)料（1>q>0)和過熱蒸汽進(jìn)料(q<0)，本設(shè)計(jì)選用的為泡點(diǎn)進(jìn)料，故q=1。最小回流比 xp=xF=0.79 , yp=1.71xF/(1+0.71xF) 由兩式得：yp=0.8655 , Rmin=(xD-yp

10、)/(yp-xp)=1.76 R=(1.12.0)Rmin=2.5 (3) 精餾段液相流量：L=RD=2.5×433.22=1083.05kmol/h 精餾段氣相流量：V=L+D=1083.05+433.22=1516.27kmol/h 精餾段操作線方程：y=0.714x+0.285 提餾段液相流量：L'=L+ q*F=1083.05+1×550.53=1633.58kmol/h 提餾段氣相流量：V'=V+ (q-1) *F=1516.27mol/h 汽相回流比：R'=V'/W=12.9 提餾段操作線方程：y=1.08x-0.0016(4)理

11、論塔板數(shù)的確定先交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計(jì)算如下： y1=xD=0.9985x1=0.997 y2=0.997x2=0.995 y3=0.996x3=0.992 y4=0.994x4=0.989 y5=0.991x5=0.985 y6=0.988x6=0.980 y7=0.985x7=0.974 y8=0.981x8=0.967 y9=0.976x9=0.959 y10=0.970x10=0.950 y11=0.963x11=0.938 y12=0.955x12=0.925 y13=0.946x13=0.911y14=0.935x14=0.894y15=0.923x15=0.876

12、y16=0.910x16=0.856y17=0.896x17=0.835y18=0.881x18=0.812y19=0.865x19=0.789xF交替由相平衡方程和提餾段操作線方程計(jì)算如下：y20=0.851x20=0.769y21=0.829x21=0.739y22=0.797x22=0.697y23=0.751x23=0.638y24=0.687x24=0.562y25=0.606x25=0.473y26=0.509x26=0.378y27=0.407x27=0.286y28=0.307x28=0.206y29=0.221x29=0.142y30=0.152x30=0.095y31=0.

13、101x31=0.062y32=0.065x32=0.039y33=0.041x33=0.024y34=0.024x34=0.014xW故理論板為34塊，精餾板為18塊，第19塊為進(jìn)料板。故理論板為26塊，精餾板為14塊，第15塊為進(jìn)料板。2.2.2 精餾塔實(shí)際塔板數(shù)與全塔效率的計(jì)算板效率ET利用奧康爾的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算，其中為塔頂與塔底的平均溫度下的相對揮發(fā)度，為塔頂與塔底的平均溫度下的相對液體粘度mPa.s。 對于多組分的相對液體黏度其中為液態(tài)組分i的液相黏度; x為液態(tài)組分i的摩爾分?jǐn)?shù)。 =0.79*0.306+0.21*0.508= 0.3484(t=70) ， =1.71 ， 0.556

14、3 ， 實(shí)際塔板數(shù)N實(shí)=N理/ET=472.3 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算2.3.1 混合液的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 進(jìn)料板的甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)為：x=0.79 y=0.8655 =0.8655*32.04+(1-0.8655)*46.07=33.93kg/kmol=0.79*32.04+(1-0.79)*46.07=34.99kg/kmol塔底甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)為： x=0.014 y=0.024平均摩爾質(zhì)量： =(33.93+45.73)/2=39.83kg/kmol=(34.99+45.87)/2=40.43kg/kmol 2.3.2平均密度計(jì)算 1.氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 2.

15、液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 (1)塔頂液相平均密度的計(jì)算 由tD64.7，查手冊得 , 從而 (2)進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tF78.4，查手冊得 精餾段液相平均密度為2.3.3 液體的平均表面張力塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 tD64.7，查手冊得 A=18.9 m N/m B=18.8 m N/mLDm=0.9985×18.9+(1-0.9985)×18.8=18.90 mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由 tF78.4，查手冊得 A=17.6 m N/m B=17.4 mN/mLFm=0.02×17.6+(1-0.02)×

16、;17.4=17.40 mN/m精餾段液相平均表面張力為 Lm=（18.90+17.40）/2=18.15 mN/m2.3.4 精餾塔的汽、液相負(fù)荷 L=RD=2.5433.22=1083.05kmol/hV=（R+1）D=(2.5+1) 433.22=1516.27 kmol/h L´= L+ q*F=1083.05+1×550.53=1633.58 kmol/hV´=V=1516.27 kmol/h 2.4 塔體工藝尺寸計(jì)算2.4.1 精餾段塔徑計(jì)算 L*L/(V*V)=0.0161×755.22/（5.907×2.84）=0.725,取板

17、間距HT=0.3m查上圖得 C20=0.03 取安全系數(shù)為0.75，則空塔氣速為 u = 0.75×umax0.75×0.4790.359m/s可取塔徑D4.5m, 塔截面積為AT=0.785D2=0.785×20.25 =15.90m2 u=VS/AT=5.907/15.90=0.3715 m/s2.4.2 精餾塔高度計(jì)算精餾段有效高度為 Z精=( N精-1)HT=(26-1) ×0.3=7.5 m提餾段有效高度為 Z提=( N提-1)HT=(21-1) ×0.3=6.0m故精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提=7.5m+6.0m=13.5

18、m 2.4.3 溢流裝置的計(jì)算 降管液的尺寸： 降液管寬度： 選取hb=0.04m 溢流堰尺寸： 堰上液頭高h(yuǎn)ow, 取E=1 堰高： 溢流強(qiáng)度： 降液管底隙流體速度：2.5 塔板負(fù)荷性能2.5.1 浮閥計(jì)算及其排列（1） 浮閥數(shù) 選取F1型浮閥，閥孔直徑d0=0.039m 根據(jù)表54選擇單流型 初取F0=11 , 則 浮閥數(shù)： （2）排列方式 取塔板上液體進(jìn)，出口安定區(qū)寬度 取邊緣區(qū)寬度bc=0.05m 根據(jù)估算提供孔心距進(jìn)行布孔，按t=75mm進(jìn)行布孔，實(shí)排閥數(shù)n=163 閥孔氣速 動(dòng)能因子 塔板開孔率 2.6 塔板的流體性能的校核2.6.1泡沫夾帶量校核 為控制液沫夾帶量eV過大，應(yīng)使泛

19、點(diǎn)F10.80.82 浮閥塔板泛點(diǎn)率計(jì)算如下： 由塔板上氣相密度及板間距HT=0.45m查圖526（泛點(diǎn)荷因數(shù)）得系數(shù)GF=0.128,根據(jù)表511（物性系數(shù)）所提供的數(shù)據(jù)，取k=1塔板液流道長ZL=D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m)液流面積 故得： 故不會(huì)產(chǎn)生過量的液沫夾帶2.6.2塔板阻力計(jì)算 （1）干板阻力h0 臨界孔速 閥孔u(yù)0大于其臨界孔閥氣速u0c,故應(yīng)在浮閥全開狀態(tài)計(jì)算干板阻力。 （2） 塔板清液層阻力 hl (m) (3)克服表面張力所造成阻力 由以上三阻力之和求得塔板阻力hf: 2.6.3降液管液面校對 流體流過降液管底隙的阻力： 浮閥塔板上液面落差較小可以忽略

20、，則降液管內(nèi)清液層高度： 取降液管中泡沫層相對密度，則可求降液管中泡沫層高度： 而，故不會(huì)發(fā)生降液管液泛。2.6.4液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核 應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于3S5S，才能保證液體所夾帶的氣 體的釋放。 故所夾帶氣體可以釋出 2.6.5嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因子F0=5的相應(yīng)孔流氣速： 穩(wěn)定系數(shù) 故不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液2.6.6塔板負(fù)荷性能圖 （1）過量液沫夾帶線關(guān)系式 根據(jù)前面液沫夾帶的校核選擇F1=0.8 則有 由此兩點(diǎn)作過量液夾帶線（a) (2)液相下限線關(guān)系式 對于平直堰，其堰上液頭高度how必須大于0.006m。 取how=0.006m，即可以確定液相流量的下限線

21、 取E=1.0，代人lw=0.98 該線為垂直軸的直線，記為（b) (3)嚴(yán)重漏液線關(guān)系式： 因動(dòng)能因子F0<5時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取F0=5,計(jì)算相應(yīng)氣體流 量： 該線為平行軸的直線，為漏液線，也稱為氣相下限線，記（c)(4)液相上限線關(guān)系式： 降液的最大流量為： 該線為平行軸的直線，記為（d)(5)降液管液泛關(guān)系式： 根據(jù)降液管液泛的條件，得以下將液管液泛工況下的關(guān)系： 或 即 10 20 30 40 50 60 6133.7 590.75 566.2 538.3 506.06 468.1 操作彈性 適宜裕度=46.9%2.7換熱器的計(jì)算2.7.1原料預(yù)熱器： 設(shè)加熱原料溫度由10

22、加熱到104 則 2.7.2塔頂冷凝器： R苯=390kJ/kg 2.7.3塔底再沸器： 2.7.4貯罐的體積計(jì)算：由化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)查得在0.11MPa下，塔頂采量 D=7394kmol/h 故 設(shè)冷凝液停留20min，補(bǔ)充系數(shù) 則貯罐容積估算結(jié)果表：位號名稱停留時(shí)間容量/ m3V-101原料中間罐20min13V-102 回流罐10min7V-103塔頂產(chǎn)品罐24h937V-104塔底產(chǎn)品罐24h9372.7.5進(jìn)料罐線管徑選擇原液流速： u=0.5m/s管線直徑： 選取管材，其內(nèi)徑為0.121m 其實(shí)際流速為： u=10471/(3600*798*0.785*0.09162)=

23、0.5m/s3.設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表 表一 設(shè)備一覽表序號位號設(shè)備名稱形式主要結(jié)構(gòu)參數(shù)或性能1T-101循環(huán)精餾塔浮閥塔D=1400 Np=27 H=185002E-101原料預(yù)熱器固定管板式24m23E-102塔T-101頂冷凝器固定管板式151m24E-103塔T-101再沸器固定管板式166m25E-104塔頂產(chǎn)品冷卻器固定管板式55m26E-105塔底產(chǎn)品冷卻器固定管板式62m27P-101進(jìn)料泵2號離心泵qv=14m3/h H=10m8P-102釜液泵2號離心泵qv = 8 m3/h H=4m9P-103回流泵2號離心泵qv=11 m3/h H=19m10P-104塔頂產(chǎn)品泵2號離心泵qv=6 m3/h H=19m11P-105塔底產(chǎn)品泵2號離心泵qv=8 m3/h H=4m12V-101原料罐臥式V=13m313V-102回流罐臥式V=