甲醇-水分离过程填料精馏塔设计课程设计说明书

化工原理课程设计说明书化工原理课程设计说明书 设计题目设计题目 甲醇 水分离过程填料精馏塔设计 姓名 姓名 班级 班级 学号 学号 指导老师 指导老师 设计时间 设计时间 广西科技大学生化学院课程设计 I 甲醇 水分离过程填料精馏塔设计 摘 要 精馏是借助回流技术来实现高纯度和高回收率的分离操作 在抗生素药物 生产中 需要甲醇溶媒洗涤晶体 洗涤过滤后产生废甲醇溶媒 然后对甲醇溶 媒进行精馏 操作一般在塔设备中进行 塔设备分为两种 板式塔和填料塔 填料塔结构简单 装置灵活 压降小 持液量少 生产能力大 分离效率高 耐腐蚀 且易于处理易气泡 易热敏 易结垢物系等优点 同时也有投资费用 较高 填料易堵塞等缺点 近年来由于填料塔结构的改进 新型的高负荷填料 的开发 既提高了塔的通过能力和分离效能又保持了压降小及性能稳定的特点 因此 填料塔已被推广到大型气液操作中 在某些场合还代替了传统的板式塔 从设备设计的角度看 不论板式塔还是填料塔 基本上由塔体 内件 裙座 和附件构成 近年来由于填料塔结构的改进 新型的 高负荷填料的开发 既 提高了塔的通过能力和分离效能又保持了压降小以性能稳定等特点 因此填料 塔已被推广到大型汽液操作中 在某些场合还代替了传统的板式塔 但国内在 这方面的研究则较少 如何设计规整填料蒸馏塔已成为一个重要的课题 它对 自行设计 改进现有设备生产状况都较为重要 随着对填料塔的研究和开发 性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中 关键词关键词 甲醇 水 精馏 填料塔 设备设计 前言 本设计目的是分离甲醇 水混合液 处理量不大 故选用填料塔 填料塔是 一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备 主要由圆筒形塔体和堆放在塔 内对传质起关键作用的填料等组成 用于吸收 蒸馏和萃取 也可用于接触式 换热 增湿 减湿和气液相反应过程 所以塔设备的研究一直是国内外学者普 遍关注的重要课题 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 II 填料塔的应用始于 19 世纪中叶 起初在空塔中填充碎石 砖块和焦炭等块 状物 以增强气液两相间的传质 1914 年德国人 F 拉西 1 首先采用高度与直径 相等的陶瓷环填料 现称拉西环 推动了填料塔的发展 此后 多种新填料相 继出现 填料塔的性能不断得到改善 近来填料塔的研究及其应用取得巨大进 展 不仅开发了数十种新型高效填料 还较好地解决了设备放大问题 到 60 年 代中期 直径数米乃至十几米的填料塔已不足为奇 现在 填充塔已与板式塔 并驾齐驱 成为广泛应用的传质设备 填料塔自它发明以来已广泛地应用于化 工生产的各个领域 近二十年 规整填料塔对板式塔 散装填料以及其它多种塔设备产生了巨 大的冲击 在国内外引起众多研究者的极大兴趣 在近几年的文献中 国外有 大量的规整填料研究报道 2 它因其高通量 低压降 操作稳定而广泛地用 于气 液 液 液接触的塔设备中 如蒸馏 吸收 萃取等诸多领域 特别是在气 液接触中 已越来越多地被采用 如已有设备通过利用规整填料来更换塔内构 件 从而达到提高塔负荷的目的 规整填料种类较多 有板波纹填料 格栅填 料 丝网填料等 材质有金属 塑料 陶瓷等 即使同样的种类亦有不同的规 格 它们的比表面 空隙率及几何尺寸存在差异 这样在选择填料时 应根据 体系物性 操作负荷 压降要求 同时兼顾材料性能等 进行综合考虑 保证 既经济又能正常生产 广西科技大学生化学院课程设计 III 目录目录 摘 要 I 前言 I 1 填料塔的简介及设计方案的确定 1 1 1 概述 1 1 2 流程确定和说明 2 1 2 1 设计要求及条件 2 1 2 2 加料方式 4 1 2 3 进料状况 4 1 2 4 塔顶冷凝方式 4 1 2 5 回流方式 4 1 2 6 加热方式 4 1 2 7 加热器 5 2 精馏塔的工艺设计 5 2 1 物料衡算 5 2 2 塔板数的确定 6 2 2 1 相对挥发度的求取 6 2 2 2 求最小回流比及操作回流比 7 2 2 3 求精馏塔的气 液相负荷 7 2 2 4 采用逐板法求理论板层数 8 2 3 实际板层数的求取 9 2 3 1 液相的平均粘度 9 2 3 2 全塔效率 ET 和实际塔板数 10 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 10 3 1 操作压力的计算 10 3 2 粘度的计算 10 3 3 操作温度计算 10 3 4 平均摩尔质量计算 11 3 5 平均密度计算 11 3 5 1 气相平均密度计算 12 3 5 2 液相平均密度计算 12 3 6 液体平均表面张力的计算 13 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 13 4 1 塔径的计算 13 4 2 精馏塔有效高度的计算 14 4 3 填料层压降的计算 15 4 3 1 精馏段 15 4 4 封头的计算 16 5 液体分布器简要设计 16 5 1 选型 16 5 2 分布点密度计算 16 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 IV 5 3 布液计算 17 6 设计一览表 18 7 有关附属设备的计算和选型 18 7 1 塔顶蒸汽管 v d 18 7 2 回流管 R d 19 7 3 输料管 F d 19 7 4 塔釜出液管 W d 20 7 5 蒸汽喷出器管径 21 7 6 饱和蒸汽管计算 22 7 6 1 釜液饱和蒸气管 1b d 22 7 6 2 进料管 2b d 23 7 7 管路汇总表 23 7 8 再沸器 24 7 9 料液预热器 24 7 10 塔顶回流冷凝器 24 7 11 塔顶产品冷却器 25 7 12 塔底产品冷却器 25 7 13 辅助设备计算汇总 26 8 贮罐的计算 26 8 1 原料罐 26 8 2 塔顶产品罐 26 8 3 塔底产品罐 27 8 4 液料输送泵的选型 27 9 绘图 28 10 设计过程的评述和有关问题的讨论 28 参考文献 29 主要符号说明 29 设计过程中的收获和致谢 30 广西科技大学生化学院课程设计 1 1 填料塔的简介及设计方案的确定 1 1 概述 填料塔是一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备 主要由圆筒形塔 体和堆放在塔内对传质起关键作用的填料等组成 用于吸收 蒸馏和萃取 也 可用于接触式换热 增湿 减湿和气液相反应过程 所以塔设备的研究一直是 国内外学者普遍关注的重要课题 3 4 填料塔的优点有 1 压降非常小 气相在填料中的液相膜表面进行对流传热 传质 不存 在塔板上清液层及筛孔的阻力 在正常情况下 规整填料的阻力只有相应筛板 塔阻力的 1 5 1 6 2 热 质交换充分 分离效率高 使产品的提取率提高 3 操作弹性大 不产生液泛或漏液 所以负荷调节范围大 适应性强 负荷调节范围可以在 30 110 筛板塔的调节范围在 70 100 4 液体滞留量少 启动和负荷调节速度快 5 可节约能源 由于阻力小 空气进塔压力可降低 0 07MPa 左右 因而 使空气压缩能耗减少 6 5 左右 6 塔径可以减小 此外 应用规整填料后 由于当量理论塔板的压差减小 全精馏制氩可能 实现 氩提取率提高 10 15 规整填料精馏塔一般分为 3 5 段填料层 每 段之间有液体收集器和再分布器 传统筛板塔的板间距为 110 160mm 而规整 填料的等板高为 250 300mm 因此填料塔的高度会增加 一般都选择铝作为规整填料的材料 这样可减轻重量和减少费用 但必须 控制好填料金属表面残留润滑油量小于 50mg m2 在这样条件下 可认为铝填 料塔和铝筛板塔用于氧精馏是同样安全的 塔设备按其结构形式基本上可分为两类 板式塔和填料塔 以前 在工业 生产中 当处理量大时多用板式塔 处理量小时采用填料塔 近年来由于填料 塔结构的改进 新型的 高负荷填料的开发 既提高了塔的通过能力和分离效 能又保持了压降小以性能稳定等特点 因此填料塔已被推广到大型汽液操作中 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 2 在某些场合还代替了传统的板式塔 如今 直径几米甚至几十米的大型填料塔 在工业上已非罕见 随着对填料塔的研究和开发 性能优良的填料塔必将大量 用于工业生产中 填料塔为逐级接触式汽液传质设备 它具有结构简单 安装方便 操作弹 性大 持液量小等优点 同时也有投资费用较高 填料易堵塞等缺点 本设计目的是分离甲醇 水混合液 处理量不大 故选用填料塔 塔型的选择因素很多 主要因素有物料性质 操作条件 塔设备的制造安 装和维修等 与物性有关的因素 1 易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛 故选 用填料塔为宜 因为填料不易形成泡沫 本设计为分离甲醇和水 故选用填料 塔 2 对于易腐蚀介质 可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料 对于不腐蚀的 介质 则可选金属性质或塑料填料 而本设计分离甲醇和水 腐蚀性小可选用 金属填料 与操作条件有关的因素 1 传质速率受气膜控制的系统 选用填料塔为宜 因为填料塔层中液相 为膜状流 气相湍动 有利于减小气膜阻力 2 难分离物系与产品纯度要求较高 塔板数很多时 可采用高效填料 3 若塔的高度有限制 在某些情况下 选用填料塔可降低塔高 为了节约能 耗 故本设计选用填料塔 4 要求塔内持液量 停留时间短 压强小的物系 宜用规整填料 1 2 流程确定和说明 1 2 1 设计要求及条件 一 设计条件 1 处理量 20000 100X 吨 年 注 X 代表学号最后两位数 本设计 者学号后为 14 故处理量为 21400 顿 年 2 料液组成 质量分数 甲醇 46 水 54 广西科技大学生化学院课程设计 3 3 塔顶产品组成 质量分数 含水量 0 3 4 塔底废水中甲醇含量 质量分数 0 5 5 操作压力 常压 6 进料热状况 自选 7 回流比 自选 8 塔底加热蒸汽压力 0 3Mpa 表压 9 工作日 每年 300 天 每天 24 小时连续运行 二 设备选型 填料类型 因废甲醇溶媒中含有少量的药物固体微粒 应选用金属散装填料 以便于定期拆卸和清洗 填料类型和规格自选 三 设计任务 1 设计方案确定及流程说明 2 完成精馏塔的工艺设计 1 物料衡算 2 塔板数的确定 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5 填料层压降的计算 6 流体分布器简要设计 3 设计结果一览表 4 有关附属设备的设计和选型 1 再沸器 即蒸馏釜 2 塔顶回流冷凝器 3 料液预热器 4 塔顶 塔底产品冷凝器 5 主要接管尺寸及法兰 包括塔顶蒸汽出口管 回流液管 料液排出 管 加料管 饱和水蒸气管的管径 及各接管的法兰 6 蒸汽喷出器 5 绘图 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 4 1 绘制带控制点的生产工艺流程图 2 绘制精馏塔设计条件图 6 对设计过程的评述和有关问题的讨论 1 2 2 加料方式 加料方式有两种 高位槽加料和泵直接加料 采用高位槽加料 通过控制 液位高度 可以得到稳定的流量和流速 通过重力加料 可以节省一笔动力费 用 但由于多了高位槽 建设费用增加 采用泵加料 受泵的影响 流量不太 稳定 流速也忽大忽小 从而影响了传质效率 但结构简单 安装方便 如采 自动控制泵来控制泵的流量和流速 其控制原理较复杂 且设备操作费用高 本次实验采用高位槽进料 1 2 3 进料状况 进料状况一般有冷液进料 泡点进料 对于冷液进料 当组成一定时 流 量一定 对分离有利 节省加热费用 但冷液进料受环境影响较大 对于合肥 地区来说 存在较大温差 且增加塔底蒸汽上升量 增大建设费用 采用泡点 进料 不仅对稳定塔操作较为方便 且不受季节温度影响 综合考虑 设计采 用泡点进料 泡点进料时 基于恒摩尔流假定精馏段和提馏段塔径基本相等 制造上较为方便 1 2 4 塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器 用水冷凝 甲醇和水不反应 且容易冷凝 故使用全凝 器 塔顶出来的气体温度不高 冷凝后产品温度不高无需进一步冷却 此次分 离也是想得到液体甲醇 选用全凝器符合要求 1 2 5 回流方式 回流方式可分为重力回流和强制回流 对于小型塔 回流冷凝器一般安装 在塔顶 其优点是回流冷凝器无需支撑结构 其缺点是回流冷凝器回流控制较 难 如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时 回流冷凝器不适合于塔顶安装 且塔顶冷凝器不易安装 检修和清理 在这种情况下 可采用强制回流 塔顶 上升蒸汽采用冷凝冷却器以冷回流流入塔中 由于本次设计为小型塔 故采用 重力回流 1 2 6 加热方式 广西科技大学生化学院课程设计 5 加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热 直接蒸汽加热是用蒸汽直接由塔 底进入塔内 由于重组分是水 故省略加热装置 但理论塔板数增加 费用增 加 间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化 上升蒸汽与回流下来的冷液 进行传质 其优点是使釜液部分汽化 维持原来的浓度 以减少理论板数 缺 点是增加加热装置 本次实验采用间接蒸汽加热 1 2 7 加热器 采用 U 型管蒸汽间接加热器 用水蒸汽作加热剂 因为塔小 可将加热器 放在塔内 即再沸器 这样釜液部分汽化 维持了原有浓度 减少了理论板数 2 精馏塔的工艺设计 2 1 物料衡算 已知 F 21400t 年开工300天 进料组成 2 1 324 0 18543246 32 46 F x 釜液组成 2 2 3 108 2 18 5 99 32 5 0 32 5 0 w x 馏出液组成 2 3 5 99 18 3 0 32 7 99 32 7 99 D x 原料液的平均摩尔质量 2 4 KmolKgM F 4 241878 032324 0 原料液的流量 2 5 hKmolF 8 121 24300 4 24 100021400 由公式 FwD FxWxDx FWD 解得 D 39 4 Kmol h W 82 4 Kmol h 塔顶产品的平均相对分子质量 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 6 2 6 KmolKgMD 97 31 995 0 1 02 18995 0 04 32 塔顶产品流量 2 7 hKgD 62 1259 4 3997 31 塔釜产品的平均相对分子质量 2 8 KmolKgMw 06 18 108 21 02 18108 204 32 33 塔釜产品流量 2 9 hKgW 14 148806 18 4 82 2 hKgWDF 76 2747 10 物料衡算结果汇总如下 表 2 1 物料衡算结果表 参数单位进料 F塔顶 D塔釜 W kmol h 121 882 439 4 物料流量 kg h2747 81259 61488 1 质量分数 54 0 99 7 0 5 百分组成 摩尔分数 32 4 99 5 0 28 2 2 塔板数的确定 2 2 1 相对挥发度的求取 由 再根据表 1 数据可得到不同温度下的挥发度 见表 2 2 1 1 AA AA yx yx 表 2 2 不同温度下甲醇的挥发度 温度 挥发度温度 挥发度 96 47 582784 632 93 57 33275 34 035 91 26 84373 13 525 89 36 61071 23 143 87 76 46469 32 868 84 46 06667 62 691 81 75 501662 534 广西科技大学生化学院课程设计 7 所以 45 4 15 1521 m 2 2 2 求最小回流比及操作回流比 泡点进料 泡点进料 324 0 Fs xx 由 q 线与平衡线的交点 e xe ye 有表 2 4 作图 5 可得 0 0 2 0 4 0 6 0 8 1 00 20 40 60 81 甲醇 水溶液汽液相平衡数据 x y 图 2 1 操作线图 在上图中我们可以得到 q 线与平衡线的交点为 e xe ye 0 324 0 678 故最小回流比为 2 min R De ee xy yx 893 0 324 0 678 0 678 0 995 0 10 取操作回流比为 R 2 2 0 893 1 786 2 min R 11 2 2 3 求精馏塔的气 液相负荷 2 hKmolRDL 37 70 4 39786 1 12 2 hKmolDRV 77 109 4 39786 2 1 13 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 8 2 hKmolFLL 17 1928 12137 70 14 hKmolVV 77 109 2 15 精馏段操作线方程为 1n y 1 R R n x 1 D x R n x 0 641 n x 0 357 2 16 786 2 786 1 786 2 995 0 提馏段操作线方程 wmm x WL W x WL L y 1 2 17 0021 0 751 1 0028 0 4 8217 192 4 82 4 8217 192 17 192 mm xx 2 2 4 采用逐板法求理论板层数 使用逐板法 6 求理论塔板数结果精确读较高 由 1 1 q q q x y x 得 y y x 1 将 4 45 代入得相平衡方程 y y y y x 45 3 45 4 1 2 18 联立 2 16 2 17 2 18 式 可自上而下逐板计算所需理论板数 因塔 顶全 则 995 0 1 D xy 2 19 由 2 18 式求得第一块板下降液体组成 978 0 995 0 45 3 45 4 995 0 45 3 45 4 1 1 y y x 2 20 利用 2 16 式计算第二块板上升蒸汽组成为 984 0358 0 64 0 12 xy 2 21 交替使用式 2 17 和式 2 18 直到 nF xx 然后改用提馏段操作线方程 直到 nW xx 为止 计算结果见表 2 3 广西科技大学生化学院课程设计 9 表 2 3 理论塔板数与相对的汽液摩尔分数 板号 xy 板号 xy 10 978 0 995 70 1715 0 4794 20 932 0 984 80 0871 0 2981 30 826 0 955 90 0383 0 1505 40 636 0 886 100 0154 0 0649 50 422 0 765 110 0057 0 0248 60 275 xF 0 628 12 0 0018 xW 0 0079 精馏塔的理论塔板数为 T N 11 不包括再沸器 进料板位置 6 F N 2 3 实际板层数的求取 2 3 1 液相的平均粘度 表 2 4 甲醇 水溶液汽液相平衡数据 表中液相组成 x 与汽相组成 y 均为摩尔分数 温度 Xy 温度 xy 1000 000 0075 30 400 729 96 40 020 13473 10 500 779 93 50 040 23471 20 600 825 91 20 060 30469 30 700 870 89 30 080 36567 60 800 915 87 70 100 41866 00 900 958 84 40 150 51765 00 950 979 81 70 200 57964 51 001 00 78 00 300 665 根据甲醇和水的气液平衡表 2 4 利用内插法求塔顶温度 塔釜温度 D t 进料温度 1 1 AA AA yx yx F t 塔顶温度 1 2 22 8 64 9 66 7 64 9 66 41 87100 41 87 5 99 D D t t 塔釜温度 2 W t 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 10 2 23 6 99 9 92100 100 31 50 28 0 0 W W t t 进料温度 3F t 2 24 0 77 3218 28 0 78 33 3318 28 7 760 78 F F t t 则塔顶 塔底的平均温度 64 8 99 6 2 82 2 C 2 25 m t 2 3 2 全塔效率 ET 和实际塔板数 全塔效率可用奥尔康公式 6 245 0 49 0 LT E 计算 所以全塔 446 0 45 4 331 0 49 0 245 0 T E 2 26 精馏段实际板层数 14 45 13 446 0 6 T T E N N提 块 2 27 提馏段实际板层数 12 21 11 446 0 5 T T E N N提 块 2 28 全塔实际板层数 N 14 12 26 块 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3 1 操作压力的计算 塔顶操作压力 P101 3 D kPa 每层塔板压降 kPaP7 0 进料板压力 kPaPF1 111147 03 101 3 1 精馏段平均压力 kPaPm 2 1062 1 111 3 101 3 2 3 2 粘度的计算 在 tm 82 2 C 时 查 6 得 H2O 0 347 CH3OH 0 272 smPa smPa 广西科技大学生化学院课程设计 11 则由 347 0 lg 193 0 272 0 lg 807 0 lg m 求出 m 0 331 3 3 3 3 操作温度计算 由前面内插法求得温度 塔顶温度 C 8 64 D t 进料板温度 C 0 77 F t 精馏段平均温度 C 7 722 0 774 68 m t 3 4 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 995 0 1 yxD 978 0 1 x 3 kmolKgMVDM 97 3102 18 995 0 1 04 32995 0 4 3 kmolkgMLDm 73 3102 18 978 0 1 04 32978 0 5 进料板平均摩尔质量计算 628 0 6 yyF275 0 6 xxF 3 kmolKgMVFM 82 2602 18 628 0 1 04 32628 0 6 3 kmolKgMLFM 86 2102 18 275 01 04 32275 0 7 塔釜平均摩尔质量计算 由气液平衡关系 0028 0 w x x x x x y 45 3 1 45 4 1 1 得 3 8 0123 0 w y 3 KmolKgMVWM 19 1802 18 0123 0 1 04 320123 0 9 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 12 3 KmolKgM WM 06 1802 18 0028 01 04 320028 0 L 10 精馏段平均摩尔质量 3 kmolKgMVM 40 292 82 2697 31 11 3 kmolKgMLM 80 262 86 2173 31 12 提馏段平均摩尔质量 3 kmolKgM VM 51 222 82 2619 18 13 3 kmolKgM LM 97 192 06 1886 21 14 3 5 平均密度计算 3 5 1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 即 3 3 086 1 15 2737 72 314 8 40 29 2 106 mkg RT MP M VMM VM 15 3 5 2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算 即 V 1 i i m a 塔顶液相平均密度的计算 由 C 查手册 7 得 石油化工基础数据手册 上 8 64 D t 3 72 755mkg A 3 72 980mkg B 3 24 756 72 980 003 072 755 997 0 1 mkg LD 3 16 进料板液相平均密度的计算 由 C 查手册得 0 77 F t 广西科技大学生化学院课程设计 13 3 28 740mkg A 3 24 973mkg B 进料板液相的质量分率 3 17 403 0 02 18725 0 04 32275 0 04 32275 0 A 进料板液相的密度 3 18 3 7 863 24 973 597 0 28 740 403 0 1 mkg LF 精馏段液相平均密度为 3 19 3 1 0 8102 7 863 2 756 mKg 由 C 查手册 3 得 6 99 W t 3 65 712mkg A 3 75 958mkg B 釜底的液相液流密度 3 097 957 75 958 995 065 712 005 0 1 mkg LW 3 20 提馏段液相平均密度为 3 21 3 2 4 9102 7 863 1 957 mKg 3 6 液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即 Lmii x 塔顶液相平均表面张力的计算 由 C 查手册 7 得 8 64 D t mmN A 80 16 mmN B 33 65 mmN LDm 043 1733 65005 0 80 16995 0 3 22 进料板液相平均表面张力为 由 C 查手册 2 得 0 77 F t mmN A 31 15 mmN B 01 63 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 14 3 mmN LFM 89 4901 63725 031 15275 0 22 精馏段液相平均表面张力 3 mmN LM 46 332 89 4904 17 23 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4 1 塔径的计算 精馏段的气 液相体积流率为 4 sm VM V VM VM s 826 0 086 1 3600 40 2977 109 3600 3 1 4 sm LM L L LM s 1047 6 0 8103600 80 2637 70 3600 34 2 由 max LV V uC 适中的 C 由式 0 2 20 20 L CC 计算 其中 20 C 由史密斯关 联图 6 查取 图的横坐标为 02 0 086 1826 0 0 8101037 6 4 V L S S V L 取板间距 0 40 T Hm 板上液层高度 0 06 L hm 则 0 400 060 34 TL Hhm 4 3 查史密斯关联图 3 得 20 C 0 068 4 0754 0 20 46 33 068 0 2 0 C 4 4 smU 058 2 086 1 086 1 0 810 0754 0 max 5 取安全系数为 0 6 则空塔气速为 广西科技大学生化学院课程设计 15 smuu 23 1 058 26 06 0 max 4 m u V D S 92 0 23 114 3 826 0 44 6 按标准塔径圆整后为 D 1 0m 塔截面积为 4 222 785 00 1 44 mDAr 7 实际空塔气速为 sm A V u r S 05 1 785 0 826 0 4 8 4 2 精馏塔有效高度的计算 填料塔高度计算 8 采用的 25mm 钢质拉西环 HEPT 取 0 5 米 精馏段高度 mHEPTNZ0 75 014 精精 4 9 mZZ4 872 12 01 精实精 提馏段高度 mHEPTNZ0 65 012 提提 4 10 mZZ2 762 12 11 提实提 4 mZZZ 6 15 提 实精 实 11 根据设计规则 塔底预留 3min 液体 塔底预留液体体积 sm ML q LW LWM LWM 001 0 3600097 957 06 1817 192 3 3 18 0 180msqV VLW 预 塔底预留高度 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 16 4 mm A V h3 0229 0 5 0 18 0 2 预 12 在塔顶和塔底还要预留一定的高度 取 0 85m 塔的裙座取 1 2m 所以塔的总高度 4 13 mhZH 8 182 1285 0 4 3 填料层压降的计算 4 3 1 精馏段 横坐标 X 0 057 mV mL q q L V 5 0 31 3733 48 5810 5 0 0 810 086 1 纵坐标 u2 g V L L0 2 2 0 2 331 0 0 81081 9 086 1 0 810 1000 140273 3 0 0277 p Z 90 9 77 879 3Pa m p 9 879 3 7 914Kpa 查 Eckert 图 6 得每米填料的压力降为 93 75Pa 所以填料层的压力降为 93 75 4 14 P 4 3 2 提馏段 横坐标 X 0 052 31 3733 48 5810 10 957 086 1 5 0 纵坐标 Y u2 g V L L0 2 0 145 2 0 2 331 0 10 95781 9 086 1 10 957 1000 140273 3 查 Eckert 图得每米填料的压力降为 75Pa 所以填料层的压力降为 75 4 375 328 125Pa 4 P 15 4 4 封头的计算 广西科技大学生化学院课程设计 17 本设计选用标准椭圆形封头 其厚度计算为 p pD t i 5 02 其中 MPaMPap111 0 101 0 1 1 1000 i Dmm 取 许用应力 0 1 MPa t 137 所以 0 111 1000 0 405 2 137 1 00 5 0 111 mm 4 16 12 0 4050 25 1 02 0 n CCmm 圆整量 参照椭圆形封头参数表得 曲面高度 h1 250mm 直边高度 h2 25mm 5 液体分布器简要设计 5 1 选型 本设计采用槽盘式液体分布器 它兼有集液和分液的功能 而且操作弹性大 5 2 分布点密度计算 按照 Eckert 建议值 D 1000 设计取分布点密度为 100 点 布液点数 n 0 785 1 100 78 5 点 79 点 按照分布点几何均匀与流量均匀的原则 进行布点设计 设计结果为 二级槽 共设 5 道 在槽侧面开孔 两槽中心间距 200mm 槽宽度 100mm 槽高度为 210mm 实际设计布点数为 n 7 布液点示意图如下图 图 5 1 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 18 5 3 布液计算 依据公式 5 1 2 s0 2 4 Ld ng H 对塔顶和精馏段分段处的液体再分布 相关数据为 n 70 g 9 81 取 0 60 H 130 将上述数据代入公式 5 1 得 1 1 2 2 1 446525 88 825 1 3600 0 006466 5 23 14700 629 81 0 13 s L dmmm ng H 精馏段分段处的液体再分布器 1 1 2 2 1 446525 88 825 1 3600 0 006466 5 23 14700 629 81 0 13 s L dmmm ng H 对进料处的液体再分布 相关数据为 n 70 g 9 81 取 0 60 130 H 将上述数据代入公式 1 得 1 1 2 2 1 446525 88 825 1 3600 0 006456 5 23 14700 629 81 0 13 s L dmmm ng H 5 2 广西科技大学生化学院课程设计 19 6 设计一览表 7 有关附属设备的计算和选型 7 1 塔顶蒸汽管 v d 其中为蒸汽速度 取 16m s 0 826 v S v u V d 4 v u v u s V sm 3 得 0 256m v d 根据 GB8163 87 选用规格为mm 则此时核算 273 11 5 250 v dmm 在 15 20 m s 内 合格 17 41 V um s 则 此管选用全平面板式平焊管法兰 其参数 查 HG T20593 97 如表 7 1 PN 0 25Mpa 表 7 1 连接尺寸 mm 公称 直径 DN m m 管子 外径 A mm 法兰 外径 D 螺栓 孔中 心圆 直径 K 螺栓 孔直 径 L 螺栓孔 数量 n 螺 纹 T h 法兰厚 度 C mm 法兰内 径 B mm 法兰理 论质量 kg 2502733753351812M24276 58 96 名 称 数 据名称数据 原料液 xF 0 324 理论板数11 块 塔顶产品 xD 0 995 进料板层6 块 摩 尔 分 数 塔底产品 xW 0 000282 精馏段塔径 1000mm 塔顶温度 64 8 提馏段塔径 1000mm 塔釜温度 99 6 精馏段填料高度 8400mm 进料板温度 77 0 提馏段填料高度 7200mm 精馏段填料层压降 7 914kpa 提馏段填料压降 1 1724kpa 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 20 1 6 7 2 回流管 R d 试中为回流管内液流速度 有泵输送 取 2m s LDR LDM R u LM d 3600 4 R u R u 所以 mmdR 7 22 24 756214 3 3600 37 3137 704 根据 GB8163 87 选用规格为mm 则 32 3 5 25 R dmm 核算速度 1 67m s 在 1 5 2 5 R u 24 756025 014 3 3600 73 3137 704 3600 4 22 LDR LDM d LM m s 内合格 则 此管选用的全平面板式平焊管法兰参数 查 HG T20593 97 如表 7 2 PN 0 25MPa 表 7 2 连接尺寸 mm 公称直 径 DN mm 管子外 径 A mm 法兰 外径 D 螺 栓 孔 中 心 圆 直 径 K 螺 栓 孔 直 径 L 螺 栓 孔 数 量 n 螺纹 Th 法兰厚 度 C mm 法兰内 径 B mm 法兰理 论质量 kg 253210075114M1014330 73 7 3 输料管 F d 设料液由泵输送 取进料速度 smuF 6 1 hKgWDF 76 2747 则 mmm u F d FF F 5 260265 0 46 8636 114 3 3600 76 27474 3600 4 根据 GB8163 87 选用规格为mm 则 32 3 5 25 F dmm 核算速度 在 1 5 2 5 sm d F u FF F 8 1 46 863025 0 14 3 3600 76 27474 3600 4 2 m s 内 合格 广西科技大学生化学院课程设计 21 则 此管选用的全平面板式平焊管法兰参数 查 HG T20593 97 如表 7 3 PN 0 25Mpa 表 7 3 连接尺寸 mm 公称直 径 DN mm 管子外 径 A mm 法兰 外径 D 螺 栓 孔 中 心 圆 直 径 K 螺 栓 孔 直 径 L 螺 栓 孔 数 量 n 螺纹 Th 法兰 厚度 C mm 法兰内径 B mm 法兰理 论质量 kg 253210075114M1014330 73 7 4 塔釜出液管 W d 取塔釜液流出速度 smuW 8 0 V hkgVMVm 34 322877 10941 29 W hkgWMw 14 1488 4 8206 18 流出量 hkgWVW mZ 48 471614 148834 3228 则 mmm u W d LWmW Z W 7 460467 0 097 9578 03600 48 47164 3600 4 根据 GB T17395 2008 选用规格为mm 则此时核算速度 60 3 5 15 50 W dmm 0 5 1 0 sm d W u LWmw Z w 70 0 097 95714 3360005 0 48 47164 3600 4 22 此管选用全平面板式平焊管法兰 其参数 查 HG T20593 97 如表 7 4 PN 0 25Mpa 表 7 4 连接尺寸 mm 公称直 径 DN mm 管子外 径 A mm 法兰 外径 D 螺栓 孔中 心圆 直径 K 螺栓 孔直 径 L 螺栓 孔数 量 n 螺纹 Th 法兰厚 度 C mm 法兰内 径 B mm 法兰 理论 质量 kg 5060 3140110144M1216591 51 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 22 7 5 蒸汽喷出器管径 当用于加热釜液时 本方案采用 401 3KPa 绝压 水蒸气为热源 其温度 ts 143 5 再沸器内将釜液由 99 5 加热到温度为 100 的蒸汽 其吸收的热量 由 2 8 有 hKgW 14 148806 184 82 KWqWQ 6 9333600 4 225814 14883600 水吸 Q 放 Q 吸 M1r 933 6KW 由化工原理附录九由内差法得 压力为 401 3Kpa 绝压 的饱和水蒸气 其汽 化潜热为 r 2138 16KJ Kg 密度为 2 1683Kg m3 故 sKg r Q M 436 0 16 2138 6 933 1 放 其体积流量 取管内蒸汽速度为 u 20m s sm M V 201 0 1683 2 436 0 3 1 1 则由得 2 1p d 4 Vu mmm u V dp113113 0 20 201 0 44 1 根据 GB8163 87 选用规格为mm 则此时核算 5 3121 mmdp114 在 20 25m s 内 合格 smup 20 则 此管选用全平面板式平焊管法兰 其参数 查 HG T20593 97 如表 7 5 PN 0 25Mpa 表 7 5 连接尺寸 mm 公称直 径 DN mm 管子外 径 A mm 法兰 外径 D 螺栓 孔中 心圆 直径 K 螺栓 孔直 径 L 螺栓 孔数 量 n 螺纹 Th 法兰厚 度 C mm 法兰内 径 B mm 法兰理 论质量 kg 114121240200188M16201354 53 当用于加热料液时 其吸收的热量 Q 吸为 KW F CxCx Q BPFAPF 324 43 25 6 77 121 8 3600 13 232 324 0 1 34 78324 0 256 77 3600 1 广西科技大学生化学院课程设计 23 Q 放 Q 吸 M2r 324 43KW 故 其体积流量 sKgM 152 0 16 2138 324 43 2 sm M V 0701 0 1683 2 152 0 3 2 2 取管内蒸汽速度为 u 20m s 则由得 2 2 d 4 p Vu mmm u V dp66 86680 0 2014 3 0701 0 44 2 根据 GB8163 87 选用规格为mm 则 此时核算 5 268 mmdp63 u 22 5m s 20 25 则 此管选用全平面板式平焊管法兰 其参数 查 HG T20593 97 如表 7 6 PN 0 25MPa 表 7 6 连接尺寸 mm 公称直 径 DN mm 管子外 径 A mm 法兰 外径 D 螺栓 孔中 心圆 直径 K 螺栓 孔直 径 L 螺栓 孔数 量 n 螺纹 Th 法兰厚 度 C mm 法兰内 径 B mm 法兰理 论质量 kg 63 68160130144M1216781 85 7 6 饱和蒸汽管计算 7 6 1 釜液饱和蒸气管 1b d 当用于加热釜液时 由前面计算可得其体积流量 取管内蒸汽速度为 sm M V 201 0 1683 2 436 0 3 1 1 u 40m s 则由 2 1p d 4 Vu 得 mmm u V dp 0 800800 0 4014 3 201 0 44 1 根据 GB8163 87 选用规格为mm 则此时核算 483 mmdp75 40 60 符合要求 smuv 5 45 则 此管选用全平面板式平焊管法兰 其参数 查 HG T20593 97 如表 7 7 PN 0 25MPa 表 7 7 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 24 连接尺寸 mm 公称直 径 DN mm 管子外 径 A mm 法兰 外径 D 螺栓 孔中 心圆 直径 K 螺栓 孔直 径 L 螺栓 孔数 量 n 螺纹 Th 法兰厚 度 C mm 法兰内 径 B mm 法兰理 论质量 kg 7583240200188M16201304 53 7 6 2 进料管 2b d 当用于加热料液时 由前面计算可得其体积流量 取管内蒸汽速度 sm M V 0701 0 1683 2 152 0 3 2 2 为 u 40m s 则由得 2 2 d 4 b Vu mmm u V db 2 470472 0 40 0701 0 44 2 2 根据 GB8163 87 选用规格为mm 则此时核算 45 2 5 2 40 b dmm 在 40 60m s 内 合格 smuv 8 55 则 此管选用全平面板式平焊管法兰 其参数 查 HG T20593 97 如表 7 8 PN 0 25Mpa 表 7 8 连接尺寸 mm 公称直 径 DN mm 管子外 径 A mm 法兰 外径 D 螺栓 孔中 心圆 直径 K 螺栓 孔直 径 L 螺栓 孔数 量 n 螺纹 Th 法兰厚 度 C mm 法兰内 径 B mm 法兰理 论质量 kg 4045130100144M1216461 38 7 7 管路汇总表 管路汇总表表 7 9 管路用途流速 m s 管规格 输料管 塔顶蒸汽管 回流管 塔釜出液管 釜液蒸汽喷出器 釜液饱和蒸气管 进料管 1 8 17 41 1 67 0 74 20 45 5 55 8 32 3 5 237 11 5 32 3 5 60 3 5 15 121 3 5 83 4 45 2 5 广西科技大学生化学院课程设计 25 7 8 再沸器 采用 401 3Kpa 绝压 水蒸气为热源 其温度 ts 143 5 再沸器内将釜液由 99 5 加热到温度为 100 的蒸汽 选取传热系数 k 2500w m2 K 温差 143 599 5 143 5 100 43 7 143 599 5 ln 143 5 100 m tC 釜液可视为纯水 水的沸点为 100 与釜液温度相近 故可用纯水沸点下的 汽化潜热代替釜液的汽化潜热 水汽化潜热 hKgWVV WM 4 198206 1877 109 交换热量 KW qV Q m 62 1243 3600 4 2258 4 1982 3600 水 传热面积 2 38 11 7 432500 100062 1243 m tk Q A m 7 9 料液预热器 采用 401 3Kpa 绝压 水蒸气为热源 其温度 ts 143 5 假设原料液为 25 将原料液由 25 加热至泡点 77 6 采取逆流换热 则 温差 143 525 143 577 6 89 6 143 525 ln 143 577 6 m tC 取传热系数 9 2 1160 kWm K 78 34 232 13 P AP B CJmolKCJmolK 查得甲醇的定压热容水的定压热容 2 3 3 12 6 891160 10324 43 43 324 25 6 77 121 8 3600 13 232 324 0 1 34 78324 0 25 6 77 3600 1 m tk Q A KW F CxCx Q m BPFAPF 换热面积 7 10 塔顶回流冷凝器 取江河水冷凝剂 逆流冷却 传热系数 k 600W m2k 9 由安托尼方程计 算得塔顶蒸汽温度为 67 2 回流液温度为 64 6 则回流冷凝器内热蒸汽由 甲醇甲醇 水分离过程填料精馏塔设计水分离过程填料精馏塔设计 26 67 2 降至 64 6 而冷却水则由 25 升高至 35 温差 67 225 64 635 35 5 67 225 ln 64 635 m tC 被冷凝蒸汽可视为纯甲醇蒸汽 甲醇在 64 6 下的汽化潜热为 j