《(完整版)甲醇水精馏毕业课程设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《(完整版)甲醇水精馏毕业课程设计（13页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、4.3.2 前言在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保等部门，塔设备属于使 用量大，应用面广的重要单元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、 洗涤、传热等单元操作中。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。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。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
2、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。板式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。1 与物性有关的因素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。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
3、醇和水，腐蚀性小可选用金属填料。2 与操作条件有关的因素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。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。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。要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料。4.3.3 流程确定和说明1 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，
4、 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。2 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 沈阳地区来说，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。3 塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇
5、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，冷凝后回流液和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。4 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。5 加热方式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
6、由塔 底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件 下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，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。6 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。生产条件确定和说明(略)精馏塔设计计算1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
7、 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) 气液平衡关系及平衡数据表1甲醇-水平衡时的t、x、y数据(摘于化工工艺手册)平衡温度t10092.990.388.985.081.678.0液相甲0醇x5.317.679.2613.1520.8328.18气相甲醇y028.3440.0143.5354.5562.7367.75平衡
8、温度t73.872.771.370.068.066.964.7液相甲醇X46.2052.9259.3768.4985.6287.41100气相甲醇y77.5679.7181.8384.9289.6291.94100根据以上数据绘出 X- y平衡图（略）（3）物料平衡计算物料衡算已知：=4 = 58%,易二却蹶量百分比），M绸朋=交04畑用引70/32 04rj Jh|i_ mmmhi xF 曰；二 0*亡：.二 56.8%摩尔分率： ； 一” 进料平均相对分子质量M = 0.568x3Z04+0；432xl8,02 = 26X6te/w/T, - - -= O根据气液平衡表（x y t表）利用
9、内插法求塔顶温度 t，t ，塔釜温-LD VD度t W，进料温度t F a.塔顶温度t LD , t VDb.塔釜温度t Wc.进料温度t F回流比确定由表1的数据绘制x- y图（略）由图（图略）可知进料平衡曲线为不正常平衡曲线，为减小误差，用作图 法求最小回流比 Rmin由点a( xD, x D)向平衡线作切线，交轴于b(0,31.8)，即精馏段操作线截 距，所以。操作回流比可取为最小回流比的1.12.0倍，所以取所以回流比确定为相对挥发度片耳=#(17). ?吗x(l輕-331) = 7。t = 92.9 C时,丹 fl-y)x (100*2834)x5.31t = 66.9 C时,_(1
10、-盂)_ 9rMx(100 - 87D41)_ (1 Op-9194)x37,41 ”2精馏塔工艺计算(1)物料衡算物流示意图(略)物料衡算a.已知：，年开工 300天,OJxlO4XW3“貝和进料摩尔流量：F =_ = 599 曲皿 h300x24x26.0“ =56 8%,心二$%,斥二 3%总物料F=D+W易挥发组分 F x F= D x D+ W x W解得：D = 9.334kmol 小孔数；H 推动力液柱高度 H=60mm ;D 小孔直径取 3mm ; Q 小孔输液能力。喷洒球面中心到填料表面距离计算式中r 喷射圆周半径；a 喷射角。30075 = 752h = ) 75 x co
11、t404-981糾7宁2也聊冷縫140呼(2)进料液分布器由前知Lx3600 764.29x360041540 釦刈r* 仏)L 07x10h = 2負 3 3Qyt)X(0.003/莲蓬头直径40mm，喷射角约为40 ,莲蓬头高度为72mm。5填料及支承板的选择本设计采用波纹板网支承板，板网支撑的结构简单，重量轻，自由截面大，但强度较低。本设计填料高度较低，所以选用支撑板。主要设计参数塔径mm板外径mm板高mm近似重量N4003942545主图尺寸（采用不锈钢）塔径mmD1mmD2mm重量N4003973371096塔釜设计料液在釜内停留15min，装填系数取0.5塔釜高h塔径塔釜液量塔釜体
12、积Lw 0J200i50 5精馏塔各部分高度列表（mm）塔釜鞍式裙支座塔釜法兰高填料高度喷淋高度：1310300200343072喷头高喷头弯曲半径喷头上方空隙塔顶空隙4290723007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。精馏塔主要设计参数汇总表塔顶塔釜进料精馏段提馏段气相摩尔质量（kmolh）37.8037.80液相摩尔质量（kmolh）9.3346.65615.9928.4744.46气相质量质量（kmolh）1151.39895.48液相质量质量
13、（kmolh）294.488119.81416.67819.80997.67摩尔分率x0.9650.0110.568y质量分率0.980.020.70气相平均相对分子质量31.5518.0029.830.6823.9液相平均相对分子质量31.5518.0025.9828.7921.99气相平均密度（kg m-3 ）1.1350.5911.051.09310.82液相平均密度（kg m-3 ）739.38958789.204764.29873.60温度c65.3198.5271.68平均粘度（mPa s）0.3360.2560.3450.3410.30精馏塔主要设计参数精馏段填料高提馏段填料高填料层高度裙座塔釜直径塔釜法兰高250010703570300640200喷淋高度喷头高喷头弯曲半径喷头上方空隙塔顶空隙塔咼7242902003007890不同设计条件下设计结果比较F （万吨）RqxDxFxWNT塔径m塔咼m401.944196%25%3%82.416401
