化學(xué)化工學(xué)院《化工原理》課程設(shè)計(jì)——甲醇、水混合溶液分離精餾塔的設(shè)計(jì)班級(jí)：生物工程122班學(xué)號(hào)：1214200086姓名：李天俊指導(dǎo)老師：林璟2015年1月廣州大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院《化工原理》課程設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)時(shí)間：2015年1月設(shè)計(jì)任務(wù)：設(shè)計(jì)板式甲醇-水連續(xù)精餾塔條件：產(chǎn)量（指餾出液）：24400Kg/2h原料：含甲醇53.8%（質(zhì)量）的甲醇-水混合物。溫度25oC產(chǎn)品：塔頂產(chǎn)品含甲醇99.7%（質(zhì)量），塔釜含甲醇1%（質(zhì)量）。操作壓強(qiáng)：常壓熱源條件：壓強(qiáng)為3.2~5.0kg/c㎡（絕壓）的飽和水蒸氣。設(shè)計(jì)地點(diǎn)：廣州第一章 工藝流程的選擇及示意圖1.前言課程設(shè)計(jì)是化工原理課程教學(xué)中綜合性和實(shí)踐性較強(qiáng)的教學(xué)環(huán)節(jié)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，是使學(xué)生體察工程實(shí)際問(wèn)題復(fù)雜性的初次嘗試。通過(guò)化工原理課程設(shè)計(jì)，學(xué)生能綜合運(yùn)用本課程和前修課程的基本知識(shí)，進(jìn)行融會(huì)貫通的獨(dú)立思考，在規(guī)定時(shí)間內(nèi)完成指定的化工設(shè)計(jì)任務(wù)，從而得到化工工程設(shè)計(jì)的初步訓(xùn)練。通過(guò)課程設(shè)計(jì)，要求學(xué)生了解工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工設(shè)計(jì)的主要程序和方法，培養(yǎng)學(xué)生分析和解決工程實(shí)際問(wèn)題的能力。同時(shí)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)，還可以是學(xué)生樹立正確的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)實(shí)事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的科學(xué)作風(fēng)。在課程設(shè)計(jì)中，熟練查閱文獻(xiàn)資料、搜集有關(guān)數(shù)據(jù)、正確選用公式，在兼顧技術(shù)上先進(jìn)性、可行性，經(jīng)濟(jì)上合理性的前提下，綜合分析設(shè)計(jì)任務(wù)要求，嚴(yán)格按照常用數(shù)據(jù)算圖，化工設(shè)備常用材料性能以及畫工圖例國(guó)標(biāo)規(guī)定進(jìn)行設(shè)計(jì)，確定化工工藝流程，進(jìn)行設(shè)備選型，并提出保證過(guò)程正常、安全運(yùn)行所需要的檢測(cè)和計(jì)量參數(shù)，同時(shí)還要考慮改善勞動(dòng)條件和環(huán)境保護(hù)的有效措施。2.原理2.1.蒸餾操作在化工生產(chǎn)中的應(yīng)用蒸餾單元操作自古以來(lái)就在工業(yè)生產(chǎn)中由于分離液體混合物。它是利用液體混合物中各組分的揮發(fā)度不同進(jìn)行組分分離的。多用于分離各種有機(jī)物的混合液，也有用于分離無(wú)機(jī)物混合液的，例如空氣中氮與氧的分離。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。2.2.精餾分離的依據(jù)精餾是利用混合液中兩種液體的沸點(diǎn)差異來(lái)分離兩種液體的過(guò)程。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。水和甲醇的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過(guò)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(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過(guò)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(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成甲醇和水的分離。2.3.操作壓力操作總壓強(qiáng)提高，溶質(zhì)氣體分壓亦提高，加大吸收過(guò)程的推動(dòng)力，減少吸收劑的單位耗用量，有利于吸收操作但能耗及設(shè)備材料等將增加，真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費(fèi)用也會(huì)增加。如果在常壓下操作時(shí)，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進(jìn)行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時(shí)，應(yīng)對(duì)低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進(jìn)行比較后，確定適宜的操作方式。綜上所述，根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)綜合考慮，此處選擇在常壓下操作。2.4.進(jìn)料狀態(tài)塔板上的液體和蒸汽都是飽和狀態(tài)，不同的進(jìn)料熱狀態(tài)，對(duì)精餾段和提餾段的下降液體量及上升蒸汽量會(huì)有明顯的影響，當(dāng)進(jìn)料組成xF一定時(shí)，按進(jìn)料溫度從高到低，可以5中進(jìn)料狀態(tài)，不同進(jìn)料熱狀態(tài)的q值不同，故稱q為進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)。此五種狀態(tài)為溫度低于泡點(diǎn)的冷液體（q>1）、泡點(diǎn)溫度下的飽和液體（q=1)、溫度介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)之間的氣液混合物（0<q<1)、露點(diǎn)下的飽和蒸氣（q=0)、溫度高于露點(diǎn)的過(guò)熱蒸氣（q<0)。q值增加，冷凝器負(fù)荷降低而再沸器負(fù)荷增加，由此而導(dǎo)致的操作費(fèi)用的變化與塔頂出料量D和進(jìn)料量F的比值D/F有關(guān)；對(duì)于低溫精餾，不論D/F值如何，采用較高的q值為經(jīng)濟(jì)；對(duì)于高溫精餾，當(dāng)D/F值大時(shí)宜采用較小的q值，當(dāng)D/F值小時(shí)宜采用q值較大的氣液混合物。在本次設(shè)計(jì)中，采用冷液進(jìn)料。2.5.加熱方式常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣兩種，其中飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣的加熱劑，其冷凝時(shí)的傳熱膜系數(shù)很高，可以通過(guò)改變蒸汽的壓力準(zhǔn)確的控制加熱溫度。而煙道氣燃燒所排放的溫度可達(dá)100~200℃，適用于高溫加熱。缺點(diǎn)是煙道氣的比熱容及傳熱膜系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。除此之外，還可根據(jù)工廠的具體情況，采用熱水或熱空氣作為加熱劑。在本次設(shè)計(jì)中，要根據(jù)混合液體的沸點(diǎn)準(zhǔn)確分離兩種液體，故采用蒸汽加熱，蒸汽加熱又可分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱，塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對(duì)塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用。2.6.熱能的應(yīng)用精餾過(guò)程的熱效率很低，進(jìn)入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術(shù)可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時(shí)，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當(dāng)然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時(shí)，還應(yīng)考慮到所需增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來(lái)的影響。其次，采用合適的回流比，采用蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，如采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，也都可以有效地提高精餾塔的熱力學(xué)效率。2.7.工藝流程示意圖精餾裝置主要由精餾塔、冷凝器與再沸器組成，工藝流程示意圖如下所示：二、 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算第二章．原始數(shù)據(jù)原料液處理量10166.67kg/h加熱方式直接蒸汽加熱，蒸汽壓力為3.0~5.0kg/cm2（絕壓）。原料液（含甲醇）53.8%（質(zhì)量）操作壓力常壓餾出液酒精含量99.7%（質(zhì)量）進(jìn)料狀況冷液進(jìn)料釜液酒精含量1%（質(zhì)量）冷卻水進(jìn)口溫度30℃設(shè)備年運(yùn)行時(shí)間300天塔板形式浮閥塔板2.1.原料處理量：73200噸/年2.2.原始物料中甲醇含量：質(zhì)量分率：（30+0.7×34）=53.8%，2.3.產(chǎn)品要求：質(zhì)量分率：xD=99.7%，xW=1%2.4.進(jìn)料狀況：冷液進(jìn)料2.5.冷卻水進(jìn)口溫度：30℃第三章、 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算表1常壓下甲醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系（101.325kPa）甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)/％溫度t/℃甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)/％溫度t/℃液相x氣相y液相x氣相y0.020.13496.40.400.72975.30.040.23493.50.500.77973.10.060.30491.20.600.82571.20.080.36589.30.700.87069.30.100.41887.70.800.91567.60.150.51784.40.900.95866.60.200.57981.70.950.97965.00.300.66578.01.001.0064.5表2液體飽和蒸氣壓的Antoine(安托因)常數(shù)液體ABC溫度范圍/℃甲醇7.197361574.99238.86-16~91水7.074061657.46227.0210~168注：，式中的單位為kPa，t為℃3.1.精餾塔的物料衡算F＝10166.67kg/h3.1.1.料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率甲醇摩爾質(zhì)量32mol/kgXXX3.1.2.平均分子量MMW=0.005653.1.3.物料衡算原料處理量F=總物料衡算：F=D+WF431.87=D+W431.87×0.3958=0.9947D+0.00565W聯(lián)立上兩式得：D=170.336kmol/hW=261.514kmol/h故可得出，進(jìn)料的q線方程：y=由于進(jìn)料是冷液進(jìn)料，q=進(jìn)料泡點(diǎn)溫度TB假設(shè)t=80℃，分別計(jì)算甲醇和水的飽和蒸汽壓（kPa）甲醇l水lPA=181.0923k液相組成x=計(jì)算的x值大于已知的x值。假設(shè)三次t與計(jì)算的x值列表并繪圖，由圖解內(nèi)插法可知，x=0.3958時(shí),進(jìn)料泡點(diǎn)溫度為80.333℃。計(jì)算次數(shù)第一次第二次第三次假設(shè)t/℃808185x0.4035140.375650.2750cp,m為進(jìn)料液體在平均溫度tbc查表得cp,A=cp,mrm=rAMA將以上數(shù)據(jù)代入得：q=1.11348進(jìn)料的q線方程：y=3.2.塔板數(shù)的確定3.2.1.求相對(duì)揮發(fā)度??：利用表1數(shù)據(jù)由插值法可求得塔頂、塔釜及進(jìn)料的溫度精餾段平均溫度tm（精）=℃提餾段平均溫度tm（提）=℃根據(jù)式子，其中,又有安托因方程,，即Kpa，即所以3.2求理論塔板數(shù)根據(jù)操作回流比R=1.1～2Rmin，分別取1.1，1.2，1.3…2.0，以逐板計(jì)算法計(jì)算出相應(yīng)的理論塔板數(shù)。（用簡(jiǎn)捷法求理論板數(shù)）在全回流下求出所需理論板數(shù)Nmin,對(duì)于接近理想體系的混合物，可以采用芬斯克方程計(jì)算其中，，因?yàn)橐驗(yàn)?，塔頂溫度?4.626℃，塔底溫度為98.983℃，查得的安托因常數(shù)：對(duì)于甲醇，其常數(shù)A,B,C分別為7.19736，1574.99，238.86，對(duì)于水，其常數(shù)A,B,C分別為7.07406，1657.46，227.02。塔頂：所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為3.2.1.塔底：所以塔底的揮發(fā)度為3.2.2.進(jìn)料：所以≈7從而得到甲醇—水的氣液相平衡近似式為：3.2.3求最小回流比及操作回流比因q線方程為：y=qq-1x-XFq-1=9.812x-3.4878R3.2.4實(shí)際塔板數(shù)的求取:由 R＝（1.1～2.0）Rmin，利用芬斯克公式—吉利蘭關(guān)聯(lián)圖，求得不同R所對(duì)應(yīng)的NT，作圖R～NT，取曲線光滑處的R為實(shí)際回流比；Nmin=7,Rmin=0.807,R=(1.1~2.0)Rmin應(yīng)用吉利蘭關(guān)聯(lián)式求出理論板查芬斯克公式—吉利蘭關(guān)聯(lián)圖，算出取不同的比例時(shí)的實(shí)際塔板數(shù)比值RminR(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NminN1.10.8070.88770.042750.624374720.29781.20.8070.96840.0819960.568282717.530621.30.8071.04910.1181490.52648715.894761.40.8071.12980.1515640.492592714.76641.50.8071.21050.1825380.46398713.924821.60.8071.29120.211330.439222713.265911.70.8071.37190.2381630.417437712.732421.80.8071.45260.2632310.398028712.289651.90.8071.53330.2867010.38057711.915120.8071.6140.3087220.364745711.59337由上表數(shù)據(jù)畫圖確定適合的回流比R：由圖可得，取R=1.9min=1.5333比較合適，此時(shí)對(duì)應(yīng)的理論塔板數(shù)N=11.9151≈12已知平衡線方程：y=精餾段的操作線方程：y=因R=1.5333+10.3958-0.00565故提餾段的操作線方程：yn理論板數(shù)計(jì)算：先交替使用相平衡方程(a)與精餾段操作線方程（b）計(jì)算如下：y1=xD=0.9947y2=0.9859xy3=0.9276xy4=0.8592xy5=0.7653xy6=0.6718xy7=0.5366xy8=0.3569xy9=0.1932xy10=0.0882y11=0.0352y12=0.0116x總理論塔板數(shù)為12(包括蒸餾釜)，精餾段理論板數(shù)為6，第6板為進(jìn)料板，提餾段理論板數(shù)為6。3.3.求全塔效率ET已知塔頂:tD=64.626℃,塔釜：tW=98.983℃，進(jìn)料處：tF=75.4134℃精餾段的平均溫度△t1=（tD+tF）/2=70.02提餾段的平均溫度△t2=(tW+tF)/2=87.20全塔平均溫度△tm=(tD+tW)/2=81.80在溫度tm下查得μ甲醇=0.275mpa.s，μ水=0.34866mpa.全塔效率可利用Oconnell法的簡(jiǎn)化經(jīng)驗(yàn)公式進(jìn)行計(jì)算：溫度(℃)70808590甲醇（mP.s）0.3150.2750.2550.239水（mP.s）0.40610.35650.33550.31653.3.1精餾段精餾段平均溫度△t1=70.02℃用內(nèi)插法分別求70.02℃下甲醇和水的粘度：70.02-70.02-70液相組成x1=（XD+XF）/2=0.69525平均粘度為μ1=0.31492*0.69525+0.406*(1-0.69525)=0.398mP.s所以3.3.2提餾段提餾段平均溫度tm（提）=87.20℃用內(nèi)插法分別求87.20℃下乙醇和水的粘度：，所以μ甲醇=0.24796mP.s，所以μ水=0.32714mP.s液相組成x2=（XW+XF）/2=0.200725平均粘度為：μ2=0.24796*0.200725+（1-0.200725）*0.32714=0.31125mP.s所以3.2.3.實(shí)際塔板數(shù)NP精餾段：提餾段：故全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：NP=14+13=27塊(包括蒸餾釜)全塔效率ET=第四章．全塔熱量衡算4.1.加熱器的熱負(fù)荷本設(shè)計(jì)選用直接蒸汽加熱，蒸汽壓力為3.0~5.0kg/cm2（絕壓）的蒸汽作為加熱介質(zhì)。工藝流程中，加熱器有再沸器和預(yù)熱器。下面分別計(jì)算這兩個(gè)加熱裝置的熱負(fù)荷。在25℃、64.626℃、75.4134℃和98.983℃下查得甲醇和水的比熱。25℃64.626℃75.4134℃98.983℃甲醇(kJ/kg℃)2.5002.7002.752.95水(kJ/kg℃)4.2004.2204.244.25設(shè)原料液的溫度是25℃，則進(jìn)料的溫度75.4134℃。kJ/h4.2.再沸器的熱負(fù)荷塔釜的溫度是98.983℃。4.3.冷凝器的熱負(fù)荷本設(shè)計(jì)選用30℃的冷卻水，升溫20℃，冷卻器出口溫度50℃。4.3.1.全凝器的熱負(fù)荷查得甲醇和水在其沸點(diǎn)下的蒸發(fā)潛熱，列下表：沸點(diǎn)/℃蒸發(fā)潛熱ΔHr/(kJ/kg)Tc/K甲醇64.735286.731512.6水10040724.152647.3由沃森公式計(jì)算塔頂溫度下的潛熱：tF=75.4134℃Tr2蒸發(fā)潛熱kJ/kmol對(duì)于水：蒸發(fā)潛熱kJ/kmol設(shè)計(jì)選擇的是泡點(diǎn)回流，塔頂甲醇含量很高，與露點(diǎn)相當(dāng)接近，所以I對(duì)于全凝器進(jìn)行熱量衡算（其中忽略熱量損失）4.3.2.冷卻器的熱負(fù)荷設(shè)料液的出口溫度均為50℃，則甲醇冷卻器的熱負(fù)荷4.4.塔頂?shù)臒嶝?fù)荷塔頂?shù)臏囟仁?4.626℃。4.5.全塔熱量衡算由全塔熱量衡算式得：設(shè)塔釜熱損失為10%，kJ/h4.6.加熱蒸汽消耗量查表得ΔHr=2258kJ/kg(100℃101.33kpa)kg/h4.7.冷卻水消耗量t1=30℃的冷卻水，升溫20℃，設(shè)冷卻器出口溫度t2=50℃。kg/hQQWQQWQQQ第五章.板式塔主要尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算5.1.操作壓力P塔頂壓力：P每層塔板壓降△P=0.7kpa進(jìn)料板壓力：=塔底壓力:P精餾段平均操作壓強(qiáng)：Pm=101.3+111.1提餾段平均操作壓強(qiáng)：Pm'=5.2.操作溫度t塔頂：tD=64.626℃，進(jìn)料板溫度：tF=75.4134℃，塔底：tW=98.983℃，則精餾段的平均溫度△t1=（tD+tF）/2=70.02℃，提餾段的平均溫度△t5.3.平均分子量由逐板計(jì)數(shù)法可知:xD=y1=0.9947,xxw=0.00565塔頂：xD=y1=0.9947進(jìn)料板：xF=0.3958,塔底：xw=0.00565則精餾段平均分子量：，提餾段平均分子量：，5.4.平均密度5.4.1.氣相密度5.4.2.液相密度5.4.2.1.塔頂平均密度的計(jì)算：表4不同溫度下甲醇和水的密度溫度(℃)70808590100甲醇,kg/749.25737.4731.5726.625712.0水,kg/977.8971.8968.6965.3958.4由內(nèi)插法得：，，由（為質(zhì)量分率）故塔頂：因?yàn)?，即?.4.2.2.進(jìn)料板平均密度的計(jì)算同上，由內(nèi)插法可得進(jìn)料板溫度下對(duì)應(yīng)的苯和甲苯的液相密度：進(jìn)料板，由加料板液相組成，故5.4.2.3.塔釜平均密度的計(jì)算由內(nèi)插法可得：塔底：，即;精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：5.5液體表面張力由=64.626；=75.4134；=98.983℃溫度t/℃60708090100甲醇mN/m17.3316.18515.0413.9212.80水mN/m66.2264.3562.5960.7258.86根據(jù)內(nèi)插法算得：σ甲醇頂=16.80，σ水頂σ甲醇底=12.91=0.9947×16.8+（1-0.9947)×65.355=17.06mN/m=0.3958×15.55+(1-0.3958)×63.397=44.46mN/m0.00565×12.91+(1-0.00565)×59.049=58.79mN/m精餾段平均表面張力：σ提餾段平均表面張力：σ5.6.液體粘度根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表5，溫度t/℃60708090100甲醇/mPa·s0.3440.31050.2770.25250.228水/mPa·s0.46880.40610.35650.31650.2838由=64.626；=75.4134；=98.983℃,內(nèi)插法得：,,,,,,精餾段平均液相粘度提餾段平均液相粘度5.7.求精餾塔的氣液相負(fù)荷5.7.1.精餾段：V=(R+1)D=(1.5333+1)×170.336=431.5122kmol/hL=RD=1.5333×170.336=261.1762kmol/hVs=VMLs=VMLm(精Lh=0.00425×3600=15.23635.7.2.提餾段：L'=L+qF=261.1762+1.11348×431.87=742.0548kmol/hVs'=V'ML's=L'MLm(L'h=0.004792×第六章.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算6.1.塔徑的計(jì)算6.1.1.精餾段:之前已計(jì)算得精餾段的氣液相體積率為Vs=VMLs=VMLm(精塔板間距HT的選定很重要，可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表6板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600根據(jù)上表，初選板間距，取板上清液層高度，∴精餾段：查《化工原理》---天津出版社（下冊(cè)）圖3—5史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得依式，精餾段液相平均表面張力為時(shí)，（=30.76為精餾段液相平均表面張力)可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則空塔氣速故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2m,塔截面積為所以實(shí)際空塔氣速為6.1.2.提餾段：之前已求得，查《化工原理》---天津出版社（下冊(cè)）圖3—5史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；依式提餾段液面平均表面張力為時(shí)，可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2m,塔截面積為所以實(shí)際空塔氣速為6.2.溢流裝置選用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：6.2.1.溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅。?.6-0.8）D，取堰長(zhǎng)為0.65D，即由；由查圖得：，《化工原理》：圖3—10弓形降液管的寬度與面積，得：利用式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，精餾段：s（＞5s，符合要求）提餾段：（＞5s，符合要求）6.2.2出口堰高查《化工原理》---天津出版社（下冊(cè)）圖3—8液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：E為1.04,由得：精餾段：故；提餾段：故；6.2.3.降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速則降液管底隙高度為：精餾段故取0.03m提餾段故取6.2.4.受液盤及進(jìn)口堰凹形受液盤既可在低液量時(shí)形成良好的液封，且有改變液體流向的緩沖作用，并便于液體從側(cè)線的抽出。對(duì)于Φ800mm以上的大塔，一般多采用凹形受液盤，且采用凹形受液盤不需設(shè)置進(jìn)口堰。6.3.塔板布置、6.3.1篩孔數(shù)與開孔率以下取標(biāo)準(zhǔn)F1浮閥，重閥。6.3.1.1.閥孔數(shù)精餾段：取閥孔動(dòng)能因子F0=11，uN=4V塔板的分塊因D≥800mm，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分5塊表塔板分塊數(shù)塔徑/mm塔板分塊數(shù)塔徑塔板分塊數(shù)800~120031800~200051400~160042200~240066.3.2.精餾段塔板布置已知WdD=0.12,所以，Wd=2×0.12=0.24，取邊緣區(qū)寬度浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取t't=由式：計(jì)算開孔區(qū)面積，其中：，；所以共安排浮閥個(gè)數(shù)N=302個(gè)因此，實(shí)際閥孔中氣體速度為：u由于閥孔實(shí)際排列的個(gè)數(shù)等于理論計(jì)算的個(gè)數(shù)，因此閥孔數(shù)適宜。塔板開孔率=A提餾段：取閥孔動(dòng)能因子F0=11，uN=4V塔板的分塊因D≥800mm，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分5塊表塔板分塊數(shù)塔徑/mm塔板分塊數(shù)塔徑塔板分塊數(shù)800~120031800~200051400~160042200~240066.3.3.提餾段塔板布置已知WdD=0.12,所以，Wd=2×0.12=0.24，取邊緣區(qū)寬度浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取t't=由式：計(jì)算開孔區(qū)面積，其中：，；所以共安排浮閥個(gè)數(shù)N=268個(gè)因此，實(shí)際閥孔中氣體速度為：u由于閥孔實(shí)際排列的個(gè)數(shù)不等于理論計(jì)算的個(gè)數(shù)，因此需要重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)。F閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)，因此閥孔數(shù)N=268適宜。塔板開孔率=A6.4.塔的精餾段有效高度塔的總高度由有效傳質(zhì)高度，底部和頂部空間高度及裙座構(gòu)成，這里的塔高指有效傳質(zhì)高度。板式塔的有效傳質(zhì)高度就是安裝塔板部分的塔高，包括所有塔板的厚度及板間所占空間高度。如果再沸器對(duì)進(jìn)入塔釜的液相采用部分汽化操作，再沸器則相當(dāng)于一塊理論塔板，若全塔的板間距是一致的，則可按照下式計(jì)算板式塔的有效傳質(zhì)高度。Z=第七章.塔板流體力學(xué)驗(yàn)算7.1.阻力計(jì)算計(jì)算塔板壓強(qiáng)降，即：精餾段干板阻力：臨界氣速計(jì)算，采用：u因提餾段干板阻力：臨界氣速計(jì)算，采用：u因精餾段濕板阻力計(jì)算氣體通過(guò)板上液層阻力：h液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽因此，單板總壓降為：△提餾段濕板阻力計(jì)算氣體通過(guò)板上液層阻力：h'液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽因此，單板總壓降為：△7.2.淹塔校核1.精餾段：為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hd＜φH前面已算出hp=0.05218m液柱，板上液層高度因不設(shè)進(jìn)口堰，故計(jì)算液體通過(guò)降液管的壓頭損失hdh則降液管的清液高度H前已選定HT=0.4m及求得φ因此計(jì)算結(jié)果表明Hd＜φ2.提餾段：計(jì)算HdH前面已算出hp=0.05218m液柱，板上液層高度因不設(shè)進(jìn)口堰，故計(jì)算液體通過(guò)降液管的壓頭損失hdh則降液管的清液高度H前已選定HT=0.4m及求得φ因此計(jì)算結(jié)果表明Hd＜φ7.3.霧沫夾帶校核1.計(jì)算精餾段泛點(diǎn)百分率校核霧沫夾帶泛點(diǎn)率=V式中，Z對(duì)甲醇和水系統(tǒng)，查取物性系數(shù)Kο=1，查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)ZAAP=將已知數(shù)導(dǎo)入得：泛點(diǎn)率=又重新計(jì)算泛點(diǎn)率：泛點(diǎn)率=4.376852.計(jì)算提餾段泛點(diǎn)百分率校核霧沫夾帶泛點(diǎn)率=V‘式中，Z對(duì)甲醇和水系統(tǒng)，查取物性系數(shù)Kο=1，查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)ZAAP將已知數(shù)導(dǎo)入得：泛點(diǎn)率=又重新計(jì)算泛點(diǎn)率：泛點(diǎn)率=4.016根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，對(duì)于大塔，為了避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。上兩式都不超過(guò)80%，故再給定操作條件下，霧沫夾帶量能夠滿足e＜10%的要求。7.4.塔板負(fù)荷性能圖精餾段：計(jì)算結(jié)果表明，除單板壓降略大之外，對(duì)其他參數(shù)的流體力學(xué)校核均負(fù)荷要求。用塔板負(fù)荷性能圖能夠直觀的觀察到所設(shè)計(jì)塔板的穩(wěn)定操作區(qū)間，并計(jì)算出其操作彈性。塔板負(fù)荷性能圖時(shí)根據(jù)前面介紹的原理，以液體負(fù)荷作為變量，氣體負(fù)荷作為自變量，在L和V構(gòu)成的坐標(biāo)系上作圖。1.極限霧沫夾帶線：取極限霧沫夾帶e=10％，根據(jù)公式泛點(diǎn)率=V按泛點(diǎn)率=80％計(jì)算，將各已知數(shù)代入上式，得出V-L的關(guān)系式，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。如下：V整理得0.0323V+2.0672L=0.2488或V=7.7028-64L2.液泛線：降液管液泛時(shí)，取極限值，即：H根據(jù)降液管與堰高，堰上清液層高度，干板壓降，濕板壓降和液體流過(guò)降液管的阻力的關(guān)系φ以上式為約束條件，表示流體的壓降大于板上液層高度，干板壓降，板上液層阻力和液體在降液管上阻力之和時(shí)，就會(huì)產(chǎn)生液泛，小于則表示不發(fā)生降液管液泛。將上式整理得：1.2846E根據(jù)上式，下面列表計(jì)算與L相對(duì)應(yīng)的液泛氣量V，列于附表。液泛線計(jì)算結(jié)果序號(hào)1234假設(shè)L/(m3/s)4.828×1.1×1.4×E1.0051.0091.011.015u22.056620.130718.123415.7228V(m3/s)7.9577.26256.53835.6744由表對(duì)應(yīng)得L和V數(shù)據(jù)可以作降液管液泛線。3.降液管液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3到5s。可知液體在將夜管內(nèi)停留的時(shí)間應(yīng)滿足下列關(guān)系：τ液體在降液管停留時(shí)間τ=4sL4.液相下限線求最小液量時(shí)，平直堰的最小液層厚度為6mm，求出液相負(fù)荷L的下限值。0.006=0.668E(所以L=1.0434×10-3液相負(fù)荷下限圖對(duì)于F1型重閥，取F0=u重閥的閥孔直徑為39mm,因此V=該漏液線是與液體流量無(wú)關(guān)的水平線根據(jù)計(jì)算的數(shù)據(jù)，可分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的五條線若徑流操作中，保持恒定的回流比，則：V為恒定值，在操作性能圖上作出操作線，這樣可以計(jì)算出操作彈性提餾段:1.極限霧沫夾帶線：取極限霧沫夾帶e=10％，根據(jù)公式泛點(diǎn)率=V'按泛點(diǎn)率=80％計(jì)算，將各已知數(shù)代入上式，得出V-L的關(guān)系式，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。如下：V整理得0.02933V+2.0672L=0.21715或V=7.4037-70.481L2.液泛線：降液管液泛時(shí)，取極限值，即：H根據(jù)降液管與堰高，堰上清液層高度，干板壓降，濕板壓降和液體流過(guò)降液管的阻力的關(guān)系φ以上式為約束條件，表示流體的壓降大于板上液層高度，干板壓降，板上液層阻力和液體在降液管上阻力之和時(shí)，就會(huì)產(chǎn)生液泛，小于則表示不發(fā)生降液管液泛。將上式1.122E根據(jù)上式，下面列表計(jì)算與L相對(duì)應(yīng)的液泛氣量V，列于附表。液泛線計(jì)算結(jié)果序號(hào)1234假設(shè)L/(m3/s)4.828×1.1×1.4×E1.0051.0091.011.015u22.15220.766719.763617.9436V(m3/s)7.0926.6486.3275.745由表對(duì)應(yīng)得L和V數(shù)據(jù)可以作降液管液泛線。3.降液管液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3到5s?？芍后w在將夜管內(nèi)停留的時(shí)間應(yīng)滿足下列關(guān)系：τ液體在降液管停留時(shí)間τ=4sL4.液相下限線求最小液量時(shí)，平直堰的最小液層厚度為6mm，求出液相負(fù)荷L的下限值0.006=0.668E(所以L=1.0434×10-35.液相負(fù)荷下限圖對(duì)于F1型重閥，取F0=u重閥的閥孔直徑為39mm,因此V=該漏液線是與液體流量無(wú)關(guān)的水平線根據(jù)計(jì)算的數(shù)據(jù)，可分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的五條線若徑流操作中，保持恒定的回流比，則：V為恒定值，在操作性能圖上作出操作線，這樣可以計(jì)算出操作彈性第八章.板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計(jì)8.1.塔體結(jié)構(gòu)板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。8.1.1塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于板間距（甚至高出1倍以上），或根據(jù)除沫器要求高度決定。本設(shè)計(jì)取HD=1.5m8.1.2.塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由如下兩因素決定，即：1.塔底貯液空間依貯存液量停留3～5min或更長(zhǎng)時(shí)間（易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間）而定。2.塔底液面至最下層塔板之間要有1～2m的間距，大塔可大于此值。本設(shè)計(jì)取HB=3m8.1.3.人孔一般每隔6～8層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時(shí)每隔3～4塊塔板處設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于0.6m，人孔直徑一般為450～500mm，其伸出塔體的筒體長(zhǎng)為200～250mm，人孔中心距操作平臺(tái)為800～1200mm。本設(shè)計(jì)除了塔頂、塔底、進(jìn)料板各安裝一個(gè)人孔外，在精餾段、提鎦段中間各安裝一個(gè)人孔，方便檢修。8.1.4.進(jìn)料空間由于兩相進(jìn)料，又要安裝人孔，故取HF=1.2m8.2.塔板結(jié)構(gòu)塔板按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為300～900mm時(shí)，一般采用整塊式；塔徑超過(guò)800～900mm時(shí)，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過(guò)人孔送入塔內(nèi)。對(duì)塔徑為800～2400mm的單流型塔板，分塊數(shù)如表6-1：表6-1塔徑與塔板分塊數(shù)的選擇關(guān)系塔徑/mm800～1200mm1400～1600mm1800～2000mm2200～2400mm塔板分塊數(shù)3456本設(shè)計(jì)采用單溢型塔板，塔徑D=2000mm>800mm，故采用分塊式，分成5塊。第九章.輔助設(shè)備設(shè)計(jì)或選型9.1.冷凝器塔頂上升蒸汽經(jīng)過(guò)冷凝器，全部冷凝下來(lái)成為液體，一部分回流至塔內(nèi)，一部分再經(jīng)過(guò)冷卻作為產(chǎn)品?；蛘?，上升蒸汽經(jīng)過(guò)冷凝器部分冷凝下來(lái)，作為回流液回流至塔內(nèi)，余下蒸汽再進(jìn)入冷凝器，冷凝下來(lái)并進(jìn)而冷卻至一定溫度作為產(chǎn)品取出。綜上所述，本設(shè)計(jì)采用全凝器冷凝，塔頂回流冷凝器采用重力回流直立式。飽和液體進(jìn)料時(shí)的冷凝器熱負(fù)荷計(jì)算：本設(shè)計(jì)選用30℃的冷卻水，升溫20℃，冷卻器出口溫度50℃。9.1.1.全凝器的熱負(fù)荷查得甲醇和水在其沸點(diǎn)下的蒸發(fā)潛熱，列下表：沸點(diǎn)/℃蒸發(fā)潛熱ΔHr/(kJ/kg)Tc/K甲醇64.735286.731512.6水10040724.152647.3由沃森公式計(jì)算塔頂溫度下的潛熱：tF=75.4134℃Tr2蒸發(fā)潛熱kJ/kmol對(duì)于水：蒸發(fā)潛熱kJ/kmol設(shè)計(jì)選擇的是泡點(diǎn)回流，塔頂甲醇含量很高，與露點(diǎn)相當(dāng)接近，所以I對(duì)于全凝器進(jìn)行熱量衡算（其中忽略熱量損失）有機(jī)物蒸汽冷凝器的設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500~1500kcal/(㎡h℃)本設(shè)計(jì)取K=700kcal/(㎡h℃)=2926J/(㎡h℃)出料液溫度：64.6℃（飽和氣）→64.6℃（飽和液）冷卻水溫度：30℃→50℃并流操作：=34.6℃，=14℃?傳熱面積：A=9.1.2.冷卻器的熱負(fù)荷設(shè)料液的出口溫度均為50℃，則甲醇冷卻器的熱負(fù)荷9.2.再沸器再沸器的作用是加熱塔底料使之部分汽化，以提供精餾塔內(nèi)的上升氣流，加熱方式為直接加熱法。飽和液體進(jìn)料時(shí)的蒸餾釜熱負(fù)荷計(jì)算：塔釜的溫度是98.983℃。從計(jì)算結(jié)果可知，在飽和液體進(jìn)料條件下，蒸餾釜的熱負(fù)荷QB與冷凝器的熱負(fù)荷QC相差不大。9.3.接管管徑的計(jì)算和選擇9.3.1.進(jìn)料管（直管進(jìn)料管）管徑計(jì)算如下：由于F’=10166.67kg/h，834.503=51.894mm（因?yàn)橐掖己退畬儆诘驼澄镔|(zhì)，故取WF=1.6m/s）選擇進(jìn)料管尺寸57×3.59.3.2.回流管冷凝器安裝塔頂，回流液在管道中的流速一般不能過(guò)高，對(duì)于重力回流，一般取速度0.2~0.5m/s，本設(shè)計(jì)取0.5m/s選擇回流管尺寸89×49.3.3.塔底出料管塔釜流出液體的速度Ww一般可取0.5~1.0m/s，本設(shè)計(jì)取0.6m/s查《化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)(第四版)》第126頁(yè)，選取塔底出料管參數(shù)如表5所示：表5塔底出料管參數(shù)公稱直徑/mm外徑/mm壁厚/mm內(nèi)孔截面積/cm26575.53.536.859.3.4.塔頂蒸汽出料管常壓操作條件下，蒸汽速度為12~20m/s，本設(shè)計(jì)取20m/s表5塔頂蒸汽出料管參數(shù)公稱直徑/mm外徑/mm壁厚/mm內(nèi)孔截面積/cm2600630309.3.5.塔底進(jìn)氣管本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)氣，取u=20msd塔底進(jìn)氣查《化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)(第四版)》第126頁(yè)，選取塔底進(jìn)氣管參數(shù)如表5所示：表5塔底進(jìn)氣管參數(shù)公稱直徑/mm外徑/mm壁厚/mm內(nèi)孔截面積/cm220027330356.339.3.6.法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭1.進(jìn)料管接管法蘭2.回流管接管法蘭3.塔底出料管法蘭4.塔頂蒸汽出料管法蘭第十章.筒體與封頭10.1.筒體精餾塔可視為內(nèi)壓容器，其各種設(shè)計(jì)參數(shù)如下1.設(shè)計(jì)壓力該精餾塔在常壓下操作，設(shè)計(jì)壓力取0.5MPa2.設(shè)計(jì)溫度該精餾塔塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽，溫度不超過(guò)150℃，因此設(shè)計(jì)溫度為150℃。3.許用應(yīng)力該精餾塔筒體采用鋼板卷焊而成，材料選擇Q235-AF碳素鋼鋼板，根據(jù)GB-3274，查得。4.焊縫系數(shù)按照GB150規(guī)定，焊縫系數(shù)主要考慮焊縫形式與對(duì)焊縫進(jìn)行無(wú)損檢驗(yàn)長(zhǎng)度兩個(gè)因素，本設(shè)計(jì)采用全焊透對(duì)接焊，局部無(wú)損探傷，則。5.壁厚的確定，取取6mm由計(jì)算厚度查得，鋼板負(fù)偏差該系統(tǒng)中甲醇和水對(duì)筒體腐蝕較小，腐蝕裕量則筒體的設(shè)計(jì)厚度則筒體的名義厚度取圓整值，則筒體厚度，因?yàn)楹穸仍?~50之間，為2進(jìn)位，所以取。則筒體的有效厚度，因?yàn)楹穸仍?~50之間，為2進(jìn)位，所以取。10.2.封頭本設(shè)計(jì)采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，材料選用Q235-A，除封頭的拼接焊縫需100%探傷外，其余均為對(duì)接焊縫局部探傷。如圖：取，，取取6mm由計(jì)算厚度查得，鋼板負(fù)偏差該系統(tǒng)中甲醇和水對(duì)筒體腐蝕較小，腐蝕裕量則封頭的設(shè)計(jì)厚度則封頭的名義厚度取圓整值，則封頭厚度，因?yàn)楹穸仍?~50之間，為2進(jìn)位，所以取。則封頭的有效厚度，因?yàn)楹穸仍?~50之間，為2進(jìn)位，所以取。與筒體厚度相同。以內(nèi)徑為公稱直徑，，選用封頭為EHA—Q235×/JBT47379，查得封頭曲面高度，直邊高度。10.3.除沫器空塔氣速較大，塔頂帶液嚴(yán)重以及工藝過(guò)程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。本設(shè)計(jì)選用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大，質(zhì)量輕，空隙大及實(shí)用方便等優(yōu)點(diǎn)。設(shè)計(jì)氣速選取：,系數(shù)除沫器直徑：選取不銹鋼除沫器根據(jù)國(guó)家現(xiàn)行標(biāo)準(zhǔn),選用除沫器型號(hào)為HG/T21618-1998,本除沫器適用于D300mm~D5200mm,本設(shè)計(jì)中D為1400mm。10.4.吊柱為方便室外較高的整體塔裝填，補(bǔ)充和更換填料，安裝和拆卸塔內(nèi)件，塔頂需設(shè)置吊柱。本設(shè)計(jì)中塔高度大，因此設(shè)吊柱。

吊柱設(shè)置方位應(yīng)使吊柱中心線與人孔中心線間有合適的夾角，使人能站在平臺(tái)上操縱手柄，讓經(jīng)過(guò)吊鉤的垂直線可以轉(zhuǎn)到人孔附近，以便從人孔裝入或取出塔的內(nèi)件。

吊柱的安裝高度是由人孔的高度，平臺(tái)高度和所吊裝的塔內(nèi)件尺寸決定的。選用吊柱時(shí)，依據(jù)的基本參數(shù)是臂長(zhǎng)S（mm）和設(shè)計(jì)載荷G（kg）。臂長(zhǎng)S（mm）可由塔的直徑及吊柱在塔壁上的安裝位置確定，其方位首先取決于人孔的方位。在本課程設(shè)計(jì)中，取懸臂長(zhǎng)度