甲醇与水

南京工业大学 《化工原理》专业课程设计 设计目  甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计                                            学生姓名  高辰珏  班级、学号  化工081004                                         指导教师姓名              冯晖                                  课程设计时间2010年 12月 14日-2010年12月 30日  课程设计成绩 设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%   独立工作能力、综合能力及设计过程现，30%   设计最终成绩（五级分制）       指导教师签字                  化学化工学院 课程名称：  化工原理课程设计 设计题目：  甲醇-水体系浮法精馏塔的设计 学生姓名： 高辰珏  专业：化学工程与工艺 班级学号：  化工081004 设计日期：  2010-12-14至2010-12-30 设计任务：  乙醇-水体系 设计条件及任务： 进料流量：F＝210kmol/h 进料组成：Xf=0.20（摩尔分率） 进料热状态：泡点进料 要求塔顶产品浓度XD=0.99 易挥发组分回收率η≥0.99 目    录 概述……………………………………………………… 7 第一章 总体操作的确定 ◆1.1操作压强的选择…………………………………9 ◆1.2物料的进料热状态………………………………9 ◆1.3回流比的确定……………………………………10 ◆1.4塔釜的加热方式…………………………………10 ◆1.5回流的方式………………………………… 10 第二章 精馏的工艺流程图的确定……………………11 第三章 理论板数的确定 ◆3.1物料衡算…………………………………………12 ◆3.2物系相平衡数据………………………………… 12 ◆3.3确定回流比…………………………………….....13 ◆3.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定………13 第四章 塔体主要工艺尺寸的确定 ◆4.1各设计参数………………………………………16 ◆4.2精馏段塔径塔板的实际计算…………………….22 4.2.1精馏段汽、液相体积流率 4.2.2塔径塔板的计算 4.2.3塔板流体力学的验算 4.2.4塔板负荷性能图及操作弹性 ◆4.3提馏段塔径塔板的实际计算……………………….35 4.3.1精馏段汽、液相体积流率 4.3.2塔径塔板的计算 4.3.3塔板流体力学的验算 4.3.4塔板负荷性能图及操作弹性 第五章浮阀塔板工艺设计计算结果…………………………47 第六章 辅助设备及零件设计    ◆5.1塔顶全凝器的计算及选型…………………………49 ◆5.2塔底再沸器面积的计算及选型…………………… 53 ◆5.3其他辅助设备计算及选型………………………….54 第七章 设计感想………………………………………….60 第八章 致谢………………………………………………61 第九章 参考文献…………………………………………61 图1 浮阀（F1型）        图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型 一． 总体操作方案的确定 1.1 操作压强的选择： 精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。 对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。 本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。 ∴ 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa 1.2 物料的进料热状态： 进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即q=1 。 1.3 回流比的确定： 对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分 离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6倍。 即：R=1.6 Rmin 1.4 塔釜加热方式： 塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。 1.5 回流的方式方法: 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制 回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。 二. 精馏的工艺流程图的确定 甲醇—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。 3. 理论板数的确定 3.1 物料衡算： ∵η=       ∴D=ηFXf/XD=0.99×210×0.20/0.99=42 kmol/h ∵F=D+W        ∴W=F- D=210-42=168 kmol/h ∵FXf= DXD+WXw ∴Xw=(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.0025 3.2 物系相平衡数据 a.  基本物性数据 组分 分子式 分子量 沸点 熔点 水 H2O 18.015 373.15K 273.15K 甲醇 CH3OH 32.040 337.85K 176.15K           b. 常压下甲醇和水的气液平衡表(t—x—y) t X y t x y 100 0 0 77.8 29.09 68.01 92.9 5.31 28.34 76.7 33.33 69.18 90.3 7.67 40.01 76.2 35.13 69.18 88.9 9.26 43.53 73.8 46.20 77.56 86.6 12.57 48.31 72.7 52.92 79.71 85.0 13.15 54.55 71.3 59.37 81.83 83.2 16.74 55.85 70.0 68.49 84.92 82.3 18.18 57.75 68.0 85.62 89.62 81.6 20.83 62.73 66.9 87.41 91.94 80.2 23.19 64.85 64.7 100 100 78.0 28.18 67.75                   3.3 确定回流比:根据甲醇—水气液平衡组成表和相对挥发度公式     ，  求得：算得相对挥发度α=4.83 ∴平衡线方程为：y= =4.83x/(1+3.83x)  因为泡点进料 所以 xe = Xf=0.20 代入上式得 ye = 0.5470 ∴ Rmin = =(0.99-0.5470)/(0.5470-0.2)=1.2767 ∴  R=1.6 Rmin =1.6*1.2767=2.0427 3.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定 1）塔的汽、液相负荷 L=RD=2.0427×42=85.792 kmol/h V=(R+1)D=(2.0427+1) ×42=127.79 kmol/h V’=V=127.79 kmol/h L’=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h 2）求操作线方程 精馏段操作线方程：  y= x + =0.6713x+0.3254 提馏段操作线方程为:  =2.3147x-0.003287 3)逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数： 平衡线方程为：y= =4.83x/(1+3.83x)  精馏段操作方程：y= x + =0.6713x+0.3254 由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi首次超过Xq =0.2时止 操作线上的点                  平衡线上的点 （X0=0.99,Y1=0.99）              (X1=0.95, Y1=0.99) （X1=0.95,Y2=0.97）            （X2=0.87,Y2=0.97） （X2=0.87,Y3=0.91）            （X3=0.67,Y1=0.91） （X3=0.67,Y4=0.78）            （X4=0.42,Y4=0.78） （X4=0.42,Y5=0.61）              （X5=0.24,Y5=0.61） （X5=0.24,Y6=0.49）              （X6=0.17,Y6=0.49） 因为X6 时首次出现 Xi 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。 d.安定区与边缘区的确定 取安定区宽度 =0.07m， 边缘区宽度取 =0.04m        弓形降液管宽度  Wd=0.14m e.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列 采用F1型重阀，孔径为39mm。 取阀孔动能因子  FO=9.5 ①孔速 uo= =9.5/(1.0691)0.5=9.18779 m/s ②浮阀数： n= =0.9695/（1/4×3.14159×0.0392×9.18779）=88.3=89(个) ③有效传质区： 根据公式： 其中：R= =0.46m x= =0.29m ∴ =0.49563m2 ④塔板的布置 因 D>800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块，采用等腰三角形叉排。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。 ⑤阀孔的排列： 第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t’可取65mm,80mm,100mm. 经过精确绘图，得知，当t’=65mm时，阀孔数N实际=85个 按N=85重新核算孔速及阀孔动能因数： 孔速u0= VS/（π× 1/4 ×d2× N）=9.547 m/s F0=uo×(ρV,M) 0.5=9.872 阀孔动能因数变化不大，仍在9～12范围内。 ⑥∴开孔率φ ∵空塔气速u= VS / AT = 1.2344 m/s ∴φ=u / uo =1.2344 / 9.547 =12.93 % ∵5%<12.93%<15%,  ∴符合要求 故：t=75mm , t’=65mm, 阀孔数N实际=85个 ∴则每层板上的开孔面积 AO =A a × φ = 0.49563×12.93 %=0.064m2 4）塔板流体力学的验算 a.塔板压降 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) ①干板阻力 : 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,c U0,c=（73.1/ρV,M）（1/1.825）=10.1257m/s>9.547m/s ∴ =5.34×1.0691×10.12572/（2×824.111×9.8） =0.0362m液柱 ②液层阻力 充气系数 =0.5,有: h1’= ×h1=0.5×0.06=0.03m液柱 ③液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为： hp=0.03+0.0362=0.0662m ∴常板压降 =0.0662×824.111×9.81=535.5055Pa <640Pa, 符合设计要求。 b. 液泛的校核 为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。 即：Hd≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△ hd=0.2(LS/(lwho))2  甲醇-水属于一般物系，ψ取0.5 对于浮阀塔△≈0 则Hd=hw+how+hd+hp+△=0.005271+0.007292+0.2(0.000771/(0.7×0.022))2+0.0662=0.07926m ψ（HT+hW）=0.5(0.4+0.05271)=0.226m 因0.07926m<0.226m， 故本设计中不会出现液泛 c.降液管停留时间 为使液体夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。由实际经验可知，液体在降液管内停留的时间不应小于3—5s。 ∵lW / D=0.7 ,查得  =0.14, =0.088 ∴Wd=0.14×1=0.14m,  Af=0.088×0.7854=0.069115m2 停留时间θ=AfHT/LS=0.069115×0.4/0.000771=35.857s>5s ∴符合要求 d．雾沫夹带 泛点率= 100% lL=D-2Wd=1-2 0.14=0.72 Ab=AT-2Af=0.7854-2 0.0691152=0.64717 式中: lL——板上液体流经长度，m; Ab——板上液流面积，m2 ； CF——泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098 K——特性系数，查下表，取1.0. 物性系数K 系统 物性系数K 无泡沫，正常系统 氟化物（如BF3，氟里昂） 中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔） 多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔） 严重发泡系统（如甲乙酮装置） 形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔） 1.0 0.9 0.85 0.73 0.60 0.30     由上代入数据得：泛点率=56.28% ∵对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev<0.1kg液/kg(干气)的要求。 e. 漏液验算 0.491 m3/s规定

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