课程设计甲醇—水连续填料精馏塔

化工原理课程设计题目：甲醇—水连续填料精馏塔专业：制药工程班级：制药1102学号：11220222学生：曹崇指导老师：王国胜2014年6月20日PAGE\*MERGEFORMAT1目录前言……………………………………………………1符号说明………………………………………………2设计任务书………………………………………4二、设计的 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 介绍………………………………….4三、工艺流程图及其简单说明……………………….5四、操作条件及精熘塔工艺计算…………………….7五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算…………....15六、精馏塔塔体工艺尺寸计算………………………20七、附属设备及主要附件的选型计算………………..23八、精馏塔设计参数汇总表…………………………29九、课程设计心得……………………………………30十、参考文献…………………………………………31PAGE\*MERGEFORMAT29PAGE\*MERGEFORMAT1前言精馏塔分为板式塔和填料塔两大类。填料塔又分为散堆填料和规整填料两种。板式塔虽然结构较简单，适应性强，宜于放大，在空分设备中被广泛采用。但是，随着气液传热、传质技术的发展，对高效规整填料的研究，一些效率高、压降小、持液量小的规整填料的开发，在近十多年内，有逐步替代筛板塔的趋势。实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。精馏塔的优点：归纳起来，规整填料塔与板式塔相比，有以下优点：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%。符号说明英文字母塔截面积C计算时的负荷系数，无因次Co流量系数，无因次D塔顶馏出物流量kmol/sD塔径m阀孔直径mE液流收缩系数，无因次总板效率（全塔效率），无因次Fo阀孔动能因数，F进料流量kmol/hG重力加速度H塔高mh浮阀的开度m降液管底隙高度m板上液层高度m与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m液柱K物性系数，量纲为1Ls塔内液体流量N一层塔板上的浮阀总数实际板层数理论板层数压强降Pap操作压强PaR回流比最小回流比u空塔气速m/sM分子量kg/molW塔底产品（釜残液）流量kmol/sx液相中易挥发组分的摩尔分数y气相中易挥发组分的摩尔分数Z塔高m希腊字母相对挥发度，量纲为1液体在降液管内停留时间s黏度液相密度气相密度液体表面张力N/m；液体密度矫正系数，量纲为1系数，量纲为1；填料因子1/m下标max最大min最小L液相V气相1精馏段2提馏段A易挥发组分B难挥发组分F原料液一、设计任务书甲醇规整填料精馏塔设计：1、处理量：12000吨/年(年生产时间以7200小时计算)2、原料液状态：常温常压3、进料浓度：41.3%(甲醇的质量分数)塔顶出料浓度：98.5%(甲醇的质量分数)塔釜出料浓度：0.05%(甲醇的质量分数)4、填料类型：金属板波纹250Y型填料5、厂址位于沈阳地区二、设计的方案介绍1、进料的热状况精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。2、精熘塔的操作压力在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。对于甲醇—水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，容易分离。因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在101.325kpa下。由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。3、精馏塔加热与冷却介质的确定在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确控制加热温度。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以133.3℃总压是300kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要因地制宜充分考虑。厦门市地处亚热带，夏天室外平均气温25℃。因此，计算选用25℃的冷却水，选择升温10℃，即冷却水的出口温度为35℃。4、回流比的确定塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值范围为：根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用。5、填料的选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。填料按装填方式可分为散装填料和规整填料。本设计选用规整填料――金属板波纹250Y型填料。三、工艺流程图及其简单说明1、工艺流程简介来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下水道。加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。在流程设计伤，釜出液为100℃左右的高温水，热值高，将其送回热水循环管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于节能考虑。在流量控制上采用自动控制，有利于节约劳动力，并使过程控制精确，并可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常维护，因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。2、精馏塔塔顶的冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，并且也容易被水冷凝，塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。3、塔顶的回流方式对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精熘塔略高的地方，液体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，并且设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。4、精熘塔塔釜的加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。操作条件及精熘塔工艺计算：(一)操作条件与基础数据1、操作压力精馏操作按操作压力分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏。当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸馏。对于甲醇-水系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。2、物料衡算已知：F〞=12000t/y,质量分数：x/F=41.3%,x/D＝98.5%，x/w＝0.05%甲醇的摩尔质量：MA＝32kg/kmol水的摩尔质量：MB＝18kg/kmol所以原料处理量：F＝12×106/7200）/21.969＝75.86kmol/h总物料衡算：75.86＝D＋W甲醇物料衡算：75.86×28.35%＝D×97.36%＋W×0.028%得D＝22.074kmol/hW＝53.786kmol/hMF＝28.35%×32＋71.65%×18＝21.969kg/kmolMD＝97.36%×32＋2.64%×18＝31.63kg/kmolMW＝0.028%×32＋99.972%×18＝18.891kg/kmol质量流量：F′=F×MF=75.86×21.969=1666.57kg/hD′=D×MD＝22.074×31.63=698.20kg/hW′＝W×MW＝18.891×53.786=1016.07kg/hXF＝(x/F/MA)/[x/F/MA＋(1－x/F)/MB]＝(41.3/32)/(41.3/32＋58.7/18)＝28.35%XD＝(x/D/MA)/[x/D/MA＋(1－x/D)/MB]＝(98.5/32)/(98.5/32＋1.5/18)＝97.36%XW＝(x/W/MA)/[x/W/MA＋(1－x/W)/MB]＝(0.05/32)/(0.05/32＋99.95/18)＝0.028%表1塔顶、塔底、进料液的物料衡算结果表塔顶XD’＝98.5%XD＝97.36%MD＝31.63kg/kmolD＝22.074kmol/hD′=698.20kg/h进料XF’＝41.3%XF＝28.35%MF＝21.969kg/kmolF＝75.86kmol/hF′=1666.57kg/h塔底XW’＝0.05%XW＝0.028%MW＝18.891kg/kmolW＝53.786kmol/hW′=1016.07kg/h(二)理论塔板数的确定甲醇－水属于理想物系，可采用以下三种方法求解理论塔板数：1、拟合相平衡曲线后图解法在101.3kpa的总压下，甲醇和水的混合物系的x－y图是建立在汽液平衡数据下，表示的是不同温度下互成平衡的汽液两相组成y与x的关系。对于理想物系，汽相组成y恒大于液相组成x，因此相平衡线位于y＝x对角线上方。平衡线偏离对角线越远，表示该溶液越容易分离。如果已知甲醇和水的混合物系的汽液平衡关系，即汽液平衡数据，则离开理论板的互成平衡、温度相等的汽液两相组成yn与xn之间的关系就可以确定。若知道由该板下降的液体组成xn及由它的下一层塔板上升的汽相组成yn+1之间的关系，从而塔内各板的汽液相组成可逐板予以确定，从而便可以求得在指定分离条件下的理论板层数。（1）由手册查出甲醇—水气液相平衡数据，拟合出相平衡x-y图如下表2甲醇－水汽液相平衡数据温度t/°C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数温度t/°C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数1000078.140.29420.665899.410.00170.012576.520.35240.704499.250.00350.025075.340.40210.734197.800.01230.088974.220.45430.759597.350.01410.097573.210.50220.785396.920.01980.121471.950.56280.812395.820.02580.158970.900.62430.835095.060.03300.188269.150.71730.877394.130.03570.214568.070.78980.909892.240.05250.274667.570.82310.922590.000.07400.356067.170.84260.930088.570.08720.395066.900.85740.938586.930.10790.440066.890.87200.942285.370.12890.477665.980.91850.963883.380.16350.537065.730.92950.968281.950.19120.572465.710.93800.971280.250.23270.616264.680.98850.994779.060.26840.648364.6511图1甲醇－水汽液相平衡(2)求最小回流比及操作回流比由于本设计采用的是露点进料，q＝0，yq＝xF＝0.2835,由内插法可得到yq＝0.054最小回流比Rmin＝(xD－yq)/(yq–xq)可得到Rmin＝3.007所以回流比R＝1.2Rmin＝1.2×3.007＝3.608(3)求精熘塔的汽、液相负荷L＝RD＝3.608×22.074＝79.643kmol/hV＝(R＋1)D＝4.608×22.074＝101.717kmol/hL’＝L＝79.643kmol/hV’＝V－F＝25.875kmol/h(4)精熘段和提熘段的操作线方程精熘段操作线方程为：y＝(R/R+1)x＋xD/（R+1）＝(3.608/4.608)x＋0.9736/3.608＝0.783x＋0.2698提熘段操作线方程为：y’＝(L’/V’)x－(W/V’)xW＝(79.643/25.857)x－(53.786/25.857)×0.00028＝3.080x－0.000582（5）由以上数据用CAI软件作图结果如下图2理论塔板数图由上图可知，精馏塔理论塔数为14块，提馏段7块，精馏段7块，加料板进料位置在第7块板。由经验塔效率η≈46.2%，求得实际所需塔板数(三)热量衡算1、求塔顶温度tD，塔釜温度tW，进料温度tF(1)塔顶温度tD(内插法)温度t/°C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数65.710.93800.9712tD/0.973664.680.98850.9947(0.9712－0.9947）/(0.9712－0.9736)=(65.71-64.68)/(65.71-tD)可得：tD＝65.6℃tLD＝65.10℃tVD＝65.62℃(2)塔釜温度tW温度t/°C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数10000tW/0.0002899.410.00170.0125（来源自表2）可得：(0－0.00125)/(0－0.00028)＝(100－99.41)/(100－tW)tW＝99.93°C(3)塔进料温度tF温度t/°C液相中甲醇的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数92.240.05250.2746tF/0.283590.000.07400.3560（来源自表2）可得：(0.3560－0.2746)/(0.3560－0.2835)＝(90.00－92.24)/(90.00－tF)tF＝92.0°C精馏段平均温度：提馏段平均温度：2、热量衡算(1)冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷Qc＝(R＋1)D(IVD－ILD)其中IVD——塔顶上升的蒸汽的焓ILD——塔顶熘出液的焓IVD－ILD＝xD∆HV甲＋(1－xD)∆HV水其中∆HV甲——甲醇的蒸发潜热∆HV水——水的蒸发潜热蒸发潜热与温度的关系：∆HV2＝∆HV1[(1－Tr2)/(1－Tr1)]0.38表3沸点下蒸发潜热列表[3]组分沸点t/°C蒸发潜热∆Hv/(kJ/kg)Tc/K甲醇64.71105513.15水1002257648.15塔顶温度下的潜热计算：tD＝65.6°C时对甲醇，Tr2＝T2/Tc＝(273.15＋65.6)/513.15＝0.660Tr1＝T1/Tc＝(273.15＋64.7)/513.15＝0.658蒸发潜热HV甲＝1105×[(1－0.660)/(1－0.658)]0.38＝1102.540kJ/kg对水，同理可得，Tr2＝T2/Tc’＝0.523Tr1＝T1/Tc’＝0.576蒸发潜热∆HV水＝2257×[(1－0.523)/(1－0.576)]0.38＝2360.313kJ/kg对全凝器做热量衡算(忽略热量损失)Qc＝(R＋1)D’(IVD－ILD)露点回流，塔顶含甲醇量高，可得IVD－ILD＝xD∆H甲＋(1－xD)∆H水＝0.9736×1102.540＋(1－0.9736)×2360.313＝1135.745kJ/kgQc＝(R＋1)D’(IVD－ILD)＝4.608×698.20×1135.745＝3.65×kJ/h(2)冷却水消耗量当℃，Cpc＝4.25kJ/(kg∙°C)可得Wc＝Qc/[Cpc(t2－t1)]＝(3.65×)/[4.25×(35－25)]＝8.60×kg/h(3)加热器的热负荷及全塔热量衡算表4甲醇、水不同温度下的比热容[单位：kJ/(kg∙°C)]组分tD＝65.6°CtF＝92.0°CtW＝99.93°C°C=95.97甲醇3.0263.4123.4833.2123.446水4.2614.2824.2894.2704.285精馏段：甲醇×(tLD－tF)＝3.212×(65.10－92)＝－86.403kJ/kg水×(tLD－tF)＝4.270×(65.10－92)＝－114.863kJ/kg提馏段：甲醇×(tW－tF)＝3.446×(99.93－92)＝27.327kJ/kg水×(tW－tF)＝4.285×(99.93－92)＝33.980kJ/kg塔顶流出液的比热容Cp1＝X’D＋(1－x’D)＝3.212×0.985＋0.015×4.270＝3.228kJ/(kg∙°C)塔釜镏出液的比热容Cp2＝X’w＋(1－X’W)＝3.446×0.0005＋4.285×0.9995＝4.285kJ/(kg∙°C)为简化计算，现以进料焓，即92℃时的焓值为基准D’＝698.20kg/hW’＝1016.07kg/hQD＝D’Cp1dt＝698.20×3.228×(65.10－92)＝－60626.94kJ/hQW＝W’Cp2dt＝1016.07×4.285×(99.93－92)＝34526.11kJ/h对全塔进行热量衡算QF＋QS＝QD＋QW＋QCQF＝0所以QS＝－60626.94＋34526.11＋3.65×106＝3.62×106kJ/h塔釜热损失为10％，QS’＝QS/0.9=4.02×106kJ/h其中QS——加热器理想热负荷QS’——加热器实际热负荷QD——塔顶熘出液带出热量QW——塔底带出热量加热蒸汽消耗量：当T＝406.45K，p=300kPa，∆Hr水蒸气＝2168.1kJ/kgWh＝QS’/∆Hr水蒸气=4.02×106/2168.1=1854.16kg/h（4）热量衡算结果表5热量衡算数据结果表符号QCWCQFQDQWQS’Wh数值3.65×106kg/h8.6×104kg/h0－60626.94kJ/h34526.11kJ/h4.02×106kJ/h1854.16kg/h精熘塔工艺条件及有关物性的计算表6不同温度下甲醇和水的密度物质密度kg/m3温度/℃5060708090100甲醇760751743734725716水988.1983.2977.8971.8965.3958.4表7甲醇-水在特殊点的粘度（mPa·s）物质粘度mPa·s塔顶65.10℃塔底99.93℃进料92℃甲醇0.3320.2260.213水0.4550.2840.3101、塔顶条件下的流量及物性参数XD＝0.9736，x’D＝0.985，D＝22.074kmol/h，(1)气相平均相对分子质量＝M甲XD+M水(1-XD)＝32.04*0.9736+18.02×(1-0.9736）＝31.67kg/kmol(2)液相平均相对分子质量=＝31.67kg/kmol气相密度ρVD＝××=31.67/22.4×273.15/(273.15+65.6)=1.140kg/m3液相密度=65.10,查表7，用内插法算得：ρ甲=746.75kg/m3ρ水=980.24kg/m3解得ρLD=749.43kg/m3(5)液相粘度：查表7可得：＝65.10°C时，µ甲＝0.332mpa∙sµ水＝0.455mpa∙s=0.332×0.9736+0.455×0.0264=0.336mpa∙s塔顶出料的质量流量D’=D=22.074×31.63=698.20kg/h表8塔顶数据结果表符号ρVDρLDµLDD’D数值31.63kg/kmol31.63kg/kmol1.140kg/m3749.43kg/m30.336mpa∙s698.20kg/h22.074kmol/h2、塔釜条件下的流量及物性参数：X’w＝0.05%，xW＝0.028%，MVW＝MLW＝18.00315kg/kmol，W＝53.786kmol/h，tW＝99.93°C(1)液相相对分子质量：(2)液相密度：tW＝99.93°C，查表7，用内插法算得==958.57kg/m3(3)气相密度：tW＝99.93°C塔釜出料的质量流量W’=W=53.786×18.02=969.22kg/h(5)液相粘度：tW＝99.93°C，查饱和水的物性参数表可得，µ水＝0.284mPa∙sµLW≈µ水＝0.284mPa∙s表9塔釜数据结果表符号ρVWρLWµLWWW’数值18.02kg/kmol18.02kg/kmol0.589kg/m3958.6kg/m30.284mpa∙s53.786kmol/h969.22kg/h3、进料条件下的流量及物性参数：F＝75.86kmol/hxF’＝0.413，xF＝0.2835查表一得　XF0.26840.2835　0.2942YF　　　0.6483　　　YF　　　0.6658(1)气相平均相对分子量：=27.27液体平均相对分子量：=21.99(3)气相密度：(4)液相密度：tF=92°C时，用内插法求得：ρ甲＝723.2kg/m3ρ水＝966.7kg/m3ρLF＝848.69kg/m3(5)液相粘度：tF＝92°C，µ甲醇＝0.213mPa∙s，µ水＝0.310mPa∙s，µLF＝0.283mPa∙s（6）进料质量流量：F’=12000×1000/72000=1670kg/h表10进料数据结果表符号ρVFρLFµLFFF’数值27.27kg/kmol21.99kg/kmol0.91kg/m3848.69kg/m30.283mpa∙s75.86kmol/h1670kg/h4、精熘段的流量及物性参数：(1)汽相平均相对分子质量＝(＋)/2＝(31.63＋27.27)/2＝29.45kg/kmol(2)液相平均相对分子质量＝(＋)/2＝(31.63＋21.99)/2＝26.81kg/kmol(3)汽相密度ρV精＝(ρVD＋ρVF)/2＝(1.140＋0.91)/2＝1.025kg/m3(4)液相密度ρL精＝(ρLD＋ρLF)/2＝(749.43＋848.69)/2＝799.06kg/m3(5)液相粘度µL精＝(µLD＋µLF)/2＝(0.336＋0.283)/2＝0.310mPa∙s(6)汽相流量V精＝(R＋1)D＝4.608×22.074＝101.717kmol/hV精’＝101.717×29.45＝2995.57kg/h(7)液相流量L精＝RD＝3.608×22.074＝79.64kmol/hL精’＝79.64×26.81＝2135.15kg/h表11精熘段数据结果表符号ρV精ρL精VV’LL’µLF数值29.45kg/kmol26.81kg/kmol1.025kg/m3799.06kg/m3101.717kmol/h2995.57kg/h79.64Kmol/h2135.15kg/h0.283mpa∙s5.提熘段的流量及物性参数：(1)气相平均相对分子质量＝(＋)/2＝(27.27＋18.02)/2＝22.645kg/kmol(2)液相平均相对分子质量＝(＋)/2＝(21.99＋18.02)/2＝20.005kg/kmol(3)液相密度ρL提＝(ρLF＋ρLW)/2＝(848.69＋958.6)/2＝903.6455kg/m3(4)气相密度ρV提＝(ρVF＋ρVW)/2＝(0.91＋0.589)/2＝0.750kg/m3(5)液相粘度µL提＝(µLW＋µLF)/2＝(0.284＋0.283)/2＝0.2835mPa∙s(6)气相流量摩尔流量V精＝V提－（q-1)F=V提+FV提＝V精+(q-1)F=V精-F=101.717-75.86=25.857kmol/hq=0质量流量V’提=V提·=25.857×22.645=585.53kg/h(7)液相流量摩尔流量L提＝L精+qF=L精＝L精＝79.64kmol/h质量流量L’提＝L提·=79.64×20.005＝1593.20kg/h表12提熘段数据结果表符号ρV提ρL提V提V’提L提L’提µL提数值22.65kg/kmol20.01kg/kmol0.75kg/m3903.65kg/m325.857kmol/h585.53kg/h79.64Kmol/h1593.20kg/h0.2835mpa∙s六、精馏塔塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面进行。本设计选用规整填料，金属板波纹250Y型填料。规整填料是一种在塔内按均匀图形排布、整齐堆砌的填料， 规定 关于下班后关闭电源的规定党章中关于入党时间的规定公务员考核规定下载规定办法文件下载宁波关于闷顶的规定 了气液流路，改善了沟流和壁流现象，压降可以很小，同时还可以提供更大的比表面积，在同等溶剂中可以达到更高的传质、传热效果。与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面积时，填料空隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。250Y型波纹填料是最早研制并应用于工业生产的板波填料，它具有以下特点：第一、比表面积与通用散装填料相比，可提高近1倍，填料压降较低，通量和传质效率均有较大幅度提高。第二、与各种通用板式塔相比，不仅传质面积大幅度提高，而且全塔压降及效率有很大改善。第三、工业生产中气液质均可能带入“第三相”物质，导致散装填料及某些板式塔无法维持操作。鉴于250Y型填料整齐的几何结构，显示出良好的抗堵性能，因而能在某些散装填料塔不适宜的场合使用，扩大了填料塔的应用范围。鉴于以上250Y型的特点，本设计采用Mellapok-250Y型填料，因本设计塔中压力很低。填料塔直径依据流量公式计算，即式中的气体体积流量VS由设计任务给定，因此主要是确定空塔气速u。本设计采用的泛点气速法确定。泛点气速是填料塔操作气速的上限，填料塔的操作空塔气速与泛点气速之间的关系：泛点气速采用贝恩－霍根关联式计算，即查得，Y250金属环矩鞍散装填料，m2/m3，，，(1)精馏段空塔气速及塔径计算：ρV精＝1.025kg/m3，ρL精＝799.06kg/m3，µL精＝0.310mPa∙sL’精＝2135.15kg/h，V’精＝2995.57kg/h代入上式可以求得:UF＝3.71m/s空塔气速u可取（0.6~0.8）uf：u＝0.8uf＝0.8×3.71=2.968m/s体积流量：Vs=2995.57/(3600×1.025)=0.812m3/s可得D=[4Vs/(πu)]1/2=[4×0.812/(3.14×2.968)]1/2=0.59m圆整后，D=600mm，对应的空塔气速u=2.87m/s校核D/d=600/25=24>8，符合条件。(2)提馏段空塔气速及塔径计算将ρV提＝0.75kg/m3，ρL提＝903.645kg/m3，µL提＝0.2835mPa∙sL’提＝1593.2kg/h，V’提＝585.53kg/h代入上式可以求得:uf＝3.585m/s空塔气速：u＝0.6uf＝0.6×3.585=2.15m/s体积流量：Vs=585.53/(3600×0.75)=0217m3/sD=[4Vs/(πu)]1/2=[4×0.217/(3.14×2.15)]1/2=0.358m圆整后，D=400mm，对应的空塔气速u=1.73m/s校核D/d=500/25=20>8，符合条件。(3)全塔塔径的确定精馏段塔径圆整后，D=600mm，提馏段塔径圆整后，D=400mm。因此，选用D=600mm为精馏塔的塔径。2、填料层高度设计计算1.填料层高度的计算（需查表得每米理论级数（NTSM））（1.）精馏段动能因子经查每米理论级数（NTSM）=2.4m-1精馏段填料层高度提馏段经查每米理论级数（NTSM）=2.8m2.填料层压降的计算精馏段液体负荷m³/(㎡·h)用精馏段动能因子F查液体负荷L分别为10和20时的每米填料压降，在用内插法算得L=13.26m3/(m2·h)时的每米压降L1020∆p/Z0.220.25当L=13.26时，，∆p/Z=0.230kpa/m所以，精馏段压降∆p精=∆p/Z×Z=0.230×2.92=0.672kpa/m提馏段m³/(㎡·h)同理，用提馏段动能因子F查液体负荷L分别为5和10时的每米填料压降，在用内插法算得L=5.18m3/(m2.h)时的每米压降L510∆p/Z0.00490.0051当L=5.18时，∆p/Z=0.166kpa/m∆p提=∆p/Z×Z=0.166×2.5=0.415kpa/m∆p=∆p精+∆p提=0.672+0.415=1.087kpa/m表13精熘段、提馏段各参数表参数精馏段提馏段全塔气体动能因子F/（m/s(kg/m3)½2.911.50—每米压降Δp/Z(kPa/m)0.2300.166—填料压降Δp/kPa0.6720.4151.087填料层高度Z/m2.922.505.42七、附属设备及主要附件的选型计算冷凝器的选用取全凝器的传热系数K=2302kJ/(m2∙h∙℃)，选择逆流操作。冷却水进口温度是25℃，出口温度是35℃。原料液是泡点回流，进出口温度基本相等。逆流：T65.10℃→65.62℃t25℃←35℃∆t2=65.10－25=40.10℃∆t1=65.62－35＝30.62℃∆tm=(∆t2－∆t1)/In(∆t2/∆t1)=35.15℃A=Qc/(K∙∆tm)=3.65×106/(2302×35.15)＝45.11m2表14公称直径mm管程数管数管长mm换热面积M2公称压力Mpa600IV242300025注：摘自《金属设备》 上册 三年级上册必备古诗语文八年级上册教案下载人教社三年级上册数学 pdf四年级上册口算下载三年级数学教材上册pdf P118表2-2-5和P132表2-2-8 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 图号：JB-1145-71-2-48设备型号：G600Ⅳ-25-552、加热器的选用由于本设计选择的是133.3℃总压是300kpa的饱和水蒸汽作为加热介质，取传热系数K=4186kJ/m2*h*℃。∆t=133.3－100＝33.3℃A=QS’/(K∙∆t)=4.02×106/(4186×33.3)＝28.84m2表15公称直径mm管程数管数管长mm换热面积M2公称压力Mpa600Ⅳ242300025注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P132表2-2-8标准图号：JB-1145-71-2-48设备型号：G600Ⅳ-25-553、塔内管径的计算及选择本设计选用的是热轧无缝钢管。(1)进料管：选用WF=0.6m/sdF=[4F’/(3600∙π∙WF∙ρLF)]1/2=[4×1666.57/(3600×3.14×0.6×848.69)]1/2=0.034m圆整后选用的是φ=38mm表16　进料管参数表内管外管半径R内管重38×3.589×41202.98注：摘自《浮阀塔》p197表5-3(2)回流管：选用WR=0.4m/sdR=[4L/(3600×π∙WR∙ρL1)]1/2=[4×2519.11/(3600×3.14×0.4×749.43)]1/2=0.0545m圆整后选用的是φ=57mm表17回流管参数表内管外管半径R内管重57×3.5108×41754.62注：摘自《浮阀塔》p197表5-3(3)塔顶蒸汽接管：选用WV=15m/sdV=[4V/(3600∙π∙WV∙ρVD)]1/2=[4×3217.31/(3600×3.14×15×1.140)]1/2=0.258m圆整后选用的是φ=273mm表18　　塔顶蒸汽管参数表内管外管半径R内管重273×8325×877012052.28注：摘自《浮阀塔》p197表5-3(4)塔釜出料管：选用WW=0.6m/sdw=[4W/(3600∙π∙WW∙ρLW)]1/2=[4×969.22/(3600×3.14×0.6×958.6)]1/2=0.0244m圆整后选用的是φ=25mm表19　　　塔釜出料管参数表内管外管半径R内管重25×376×4751.634、除沫器为了确保气体的纯度，减少液体的夹带损失，选用除沫器。常用除沫装置有折流板式除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计塔径小，且气液分离，故采用小型丝网除沫器，装入设备上盖。气速计算式中K—常数，取0.107精馏段气体和液体的密度，kg/m3除沫器直径的计算所以液体分布器采用莲蓬头式喷淋器。选用此装置能使截面积的填料表面较好地润湿。结构简单，制造和维修方便，喷洒比较方便，安装简便。(1)回流液分布器流速系数取0.82~0.5，H取006小孔输液能力的计算n=W-------小孔流速,m/sf------小孔总面积,㎡d-------小孔直径,此处取d=4mm--------流速系数，取0.83--------小孔总数Q-------小孔输液能力；m³/s喷洒球面中心到填料表面的距离计算式中r喷射圆周半径，mmα喷射角可取40°D--------精馏塔内径所以h=r==528mm(2)进料液分布器由前知小孔流速W=1.47m/s小孔输液能力取α=40°，所以h=r==528mm又因为莲蓬头直径d可取（0.2～0.3）D，本设计取d=0.25D=0.25×600=150mm6.填料支撑板的选择本设计采用波纹板网支撑板，板网支撑结构简单，重量轻，自由截面大，但强度低。本设计填料层高度较低，故此支撑板试用。主要设计参考表19和表20。　表20　不锈钢波纹板网支撑板的设计参数表塔径／ｍｍ板外经／ｍｍ板高／ｍｍ近似重量／Ｎ6005944072摘自《塔设备设计》p268表5-36表21　　支撑圈尺寸参数表　塔径/mmＤ１/mm　Ｄ２/mm厚度/mm　近似重量/N　　　6005964966406　　　摘自《塔设备设计》p273表5-41塔釜设计料液在釜内停留15min，装填系数取0.5塔釜料液量:式中-------提馏段液相密度L---------提馏段液相质量流量。所以塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层，塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取，本设计取．精馏塔高度计算　　　　　　　　　　　　表22精馏塔各部分高度列表单位:mm塔顶空隙塔顶接管高填料层高度塔釜鞍式支座5420　1650塔釜法兰高喷头弯曲半径喷淋高度进料口喷头上方高度528　H=1200+150+5420+1650+300+200+90+528+200=9738mm精馏塔设计参数表表23精熘塔主要设计参数汇总表塔顶塔釜进料精熘段提熘段气相摩尔流量(kmol/h)22.07453.78675.86101.71725.857液相摩尔流量(kmol/h)79.6479.64气相质量流量(kg/h)698.201016.071666.572995.57585.53液相质量流量(kg/h)2135.151593.20摩尔分率0.97360.000280.2835质量分率0.9850.00050.413气相平均相对分量(kg/kmol)31.6318.89121.96929.4522.64液相平均相对分量(kg/kmol)31.6318.89121.96926.8120.005气相平均密度(kg/m3)1.1400.5890.911.0250.750液相平均密度(kg/m3)749.43958.6848.69799.06903.645温度(℃)65.699.9392平均粘度(mPa∙S)0.3360.2840.2830.3100.284九、课程设计心得首先，不得不说化工原理的课程设计是一项巨大的工程，也是一件很有意义很有成就感的事情，经过一个多月的努力终于杀青了。在本设计中，我们做的是甲醇-水连续填料精馏塔，我们组共有5个成员，分工合作，各自独立完成。本次的课程设计，让我对化工原理的学习有了一个更加清晰的认识。在设计过程中，综合运用了精馏、填料、传热等化工原理知识和塔设备选型等化工设备机械知识，同时还要灵活地理解运用物理化学方面的概念知识。把以前学的知识系统地运用到实际实验设计中，不仅让我们进一步巩固加深了对化工原理的理解和学习，也让我们更深刻地体会到化工原理学习的重要性和实用性，同时这也是我们学习化工原理这门课程的一个总结和实践运用，起到了一个很好的实践锻炼作用。然后，在设计过程中，我们组成员分工合作，查资料查数据表让我们认识到原来搜集数据也是学习中不可缺少的一个能力，同时在合作的过程中我们也体会到了合作学习的乐趣和重要性，还有合作的力量是强大的，集思广益取长补短，这在以后的工作中也是非常重要的。最后，还有CAD制图的技能运用，这是之前我们所没有接触到的，这就要求我们现学现卖、即学即用。当然，中间也必须熟练掌握运用Word、Excel和公式编辑器这些软件，这也是规范设计所必须的条件。这些让我们重新见识了软件工具的强大，也认识到我们学习的不足之处。总之，这次的化工原理设计让我们都有了很大的收获，不管是知识上的学习巩固，还是心理上的克服困难迎难而上，不管是书本上的理论知识，还是软件技术的操作运用，都让我们受益匪浅。十、参考文献1、夏清，贾绍义，化工原理，天津大学出版社，20052、王国胜，化工原理课程设计，大连理工大学出版社，20063、化学工程手册编委会，化学工程手册，化学工业出版社，19894、柴诚敬等，化工流体流动与传热，化学工业出版社，20005、贾绍义等，化工传质与分离过程，化学工业出版社，20006、王树楹等，现代填料塔技术 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