精品甲醇水分离过程板式精馏塔的设计毕业论文任务书Word文档下载推荐.docx
《精品甲醇水分离过程板式精馏塔的设计毕业论文任务书Word文档下载推荐.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《精品甲醇水分离过程板式精馏塔的设计毕业论文任务书Word文档下载推荐.docx（17页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。
⑵其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。
因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。
计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。
再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强计，流量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。
2.1.2满足经济的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。
如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。
同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。
而且，应结合具体条件，选择最佳方案。
2.1.3满足安全生产的要求
例如甲醇属易燃有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。
又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。
但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
2.2精馏操作对塔设备的要求和类型
2.2.1 对塔设备的要求
精馏所进行的是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。
但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
⑴气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。
⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽）、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。
对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
⑹塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。
不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。
2.2.2 板式塔类型
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
⑵操作弹性较小（约2～3）。
⑶小孔筛板容易堵塞。
第三章设计步骤
3.1精馏塔的设计步骤
本设计按以下几个阶段进行：
⑴设计方案确定和说明。
根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。
⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。
⑶塔板设计：
计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。
接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。
⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。
⑸抄写说明书。
⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。
3.2确定设计方案
本设计任务为分离甲醇——水混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
第四章精馏塔的工艺计算
4.1物料衡算
4.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量为：
水的摩尔质量为：
原料液摩尔分率：
塔顶摩尔分率：
塔底摩尔分率：
4.1.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
原料液平均摩尔质量：
塔顶产品平均摩尔质量
塔底产品平均摩尔质量
4.1.3全塔物料衡算
4.2精馏段操作线方程
甲醇—水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
1由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据（表1），绘出x-y图，见图4.1。
表1
温度℃
x
y
100
0.00
75.3
0.40
0.729
96.4
0.02
0.134
73.1
0.50
0.779
93.5
0.04
0.234
71.2
0.60
0.825
91.2
0.06
0.304
69.3
0.70
0.870
89.3
0.08
0.365
67.6
0.80
0.915
87.7
0.10
0.418
66.0
0.90
0.958
84.4
0.15
0.517
65.0
0.95
0.979
81.7
0.20
0.579
64.5
1.00
78.0
0.30
0.665
查得:
yδ=0.647，xδ=0.273
Rmin=（xD-yδ）（yδ-xδ）
=（0.99-0.647）（0.647-0.273）
=0.917
R=1.8Rmin=1.8*0.917=1.651
4.3精馏段操作线方程
4.3提馏段操作线方程
4.4进料方程
由于为泡点进料，则q=1
4.5图解法确定塔板数
图4.1
可知，总理论塔板数NT为12块（包括再沸器）
进料板位置NF为自塔顶数起第9块。
4.6理论板层数NT的求取
精馏段理论塔板数NT=8块
提馏段理论塔板数NT=3块
精馏段实际塔板数N精=8.860%=15块
提馏段实际塔板数N提=3.260%=6块
4.7塔效率
η=xD×
D（xF×
F）=99.83%
第五章精馏塔结构设计
5.1塔径与板间距
5.1.1精馏段
L=78.63kmol-1（xr）]
其中x=D2－（Wd＋Ws）
r=D2－Wc
并由WdD=0.125，推出Wd=0.125
由上面推出Aa=0.530m2
4.筛孔计算与排列
本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm⑷
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3do=15mm
筛孔的数目n为
n=1.155Aot2=2721个
开孔率为φ=0.907（dot）2=10.1%
气体通过阀孔的气速为
uo=VsAo=1.481（Aa×
φ）=27.67ms
5.3.2 提馏段（计算公式和原理同精馏段）
1.溢流装置计算
因塔径D=1.0m，
所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。
各项计算如下：
1）堰长lw
可取lw=0.60D=0.60m
2）溢流堰高度hw
由hw=-1（xr）]
并由WdD=0.125，推出Wd=0.125
由上面推出Aa=0.530m2
4.筛孔计算与排列
本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
uo=V’sAo=1.466（0.101×
0.530）=27.38ms
第六章筛板的流体力学验算
6.1精馏段
6.1.1塔板的压降
1.干板的阻力hc计算
干板的阻力hc计算由公式：
=4.4Co[（0.0056+0.13
稳定系数为Ｋ=UoUo,min=27.678.81=3.14＞1.5
故在本设计中无明显漏液。
6.1.5液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子：
Hd≤ψ（HT＋=4.4Co[（0.0056+0.13
稳定系数为K=UoUo,min=27.389.55=2.87＞1.5，故在本设计中无明显漏液。
6.2.5液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd≤ψ（HT＋=4.4Co[（0.0056+0.13=Vs,minAo
=4.4CoAo{[0.0056+0.13（=0.00024ms
据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
7.1.4液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式
θ=（Af×
HT）Ls=4
故Ls,max=（Af×
HT）4=（0.0447×
0.40）4=0.00447m3s
据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限
7.1.5液泛线
令Hd=ψ（HT＋=0.400m3s
故操作弹性为：
Vs,maxVs,min=1.6230.400=4.058
7.2提馏段
7.2.1漏液线
Uo,min=4.4Co[（0.0056+0.13=Vs,minAo
=4.4CoAo{[0.0056+0.13（=0.00064ms
7.2.4液相负荷上限线
7.2.5液泛线
令Hd=ψ（HT＋=0.514m3s
故操作弹性为
Vs,maxVs,min=1.5620.514=3.039
第八章辅助设备的计算及选型
8.1原料贮罐
设计原料的储存利用时间为3天
Qm,（ΔT1ΔT2）
=76.49K故有：
A=φ（K×
ΔTm）=27.20m2
取安全系数为0.8则A实际=27.200.8=33.87m2
选择固定管板式换热器系列，规格为：
采用加热管的直径为：
25×
2.5mm
名称
公称直径Dgmm
公称压力PgMPa
管程数N
管子根数n
规格
500
1.6
Ⅳ
152
中心排管数
管程流通面积m2
计算换热面积m2
换热管长度mm
--
0.0119
33.87
3000
8.4塔顶全凝器
甲醇的气化热r⑹
Qc=（R+1）D×
r
=（1.130+1）×
（89.02×
30.383600）×
1101
=1758.85kg（ΔT1ΔT2）
=23.33K
选择K=800w（m2·
K）则有：
A=Qc（K×
ΔTm）
=94.24m2
取安全系数为0.8
实际面积A=94.240.8=117.80m2
选择冷凝器的系列：
600
Ⅱ
254
0.0399
117.08
6000
8.5塔底再沸器
Qc=V’wr
=（189.61×
2258×
18.02）=2143.8kg=130.0-103.2=26.8K
选择K=1000w（m2·
ΔTm）=78.00m2
取安全系数为0.8则有A实际=78.000.8=100.00m2
2.5
242
0.0190
100.00
8.6产品冷却器
假设产品从67.0℃冷却到40℃时
冷却水从进口温度15℃到40℃时
CH3OH：
Cp,c=2.48KjkgK
H2O：
Cp,c=4.183KjkgK
φ=Qm,cCp,c△T
=89.02×
30.38×
2.48×
（67-40）=1.811×
105kj
=（1.811×
105×
1000）（600×
26.0×
3600）
=3.22m2
取安全系数为0.8则A实际=3.220.8=4.03m2
273
32
0.0050
8.7精馏塔
8.7.1塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距。
所以塔顶间距为（1.5—2.0）HT=1.8×
0.4=0.72m
8.7.2塔底空间
塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定设塔底的密度为1000kgm3
V=（200.04×
18.04×
560）1000
=0.30m3
V=∏R2h算出h=0.38m
所以塔底高度设计为1.45m
8.7.3塔支座为2.5m
8.7.4塔体总高度为：
H=（n-nF-nP-1）HT+nFHF+nPHp+HD+HB+H1+H2
=10.77m
第九章精馏装置工艺流程图
附录：
主要符号说明
Aa----塔板的开孔区面积，m2
Af----降液管的截面积,m2
Ao----筛孔区面积,m2
AT----塔的截面积m2
C----负荷因子无因次
C20----表面张力为20mNm的负荷因子
do----筛孔直径
D----塔径m
ev----液沫夹带量kg液kg气
ET----总板效率
R----回流比
Rmin----最小回流比
M----平均摩尔质量kgkmol
tm----平均温度℃
g----重力加速度9.81ms2
Z----板式塔的有效高度
Fo----筛孔气相动能因子kg12（s.m12）
----筛孔数目
P----操作压力KPa
△P---压力降KPa
△Pp---气体通过每层筛的压降KPa
T----理论板层数
u----空塔气速ms
u0,min----漏夜点气速ms
uo’----液体通过降液管底隙的速度ms
Vh----气体体积流量m3----最小的
L----液相的
V----气相的
参考文献
[1]时钧等.化学工程手册[M].化学工业出版社
[2]王志魁.化工原理第三版[M].化学工业出版社
[3]吴俊生,邵惠鹤.精馏设计、操作和控制[M].中国石化出版社
[4]贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津大学出版社
[5]潘国昌,郭庆丰.化工设备设计[M].清华大学出版社
[6]武汉大学.化学工程基础[M].高等教育出版社
[7]吴昌祥.板式精馏塔的操作[J].化学工程师,2007.09
[8]王中麟.板式精馏塔进料口最佳位置的确定及理论塔板数的求解[J].东北林业大学学报,2004.03.32
[9]李云飞,葛克山.食品工程原理（第二版）[J].中国农业大学出版社,2009.08
升级会员 