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1、郑州轻工业学院化工原理课程设计说明书课题：甲醇和水的分离 学院：材料与化学工程学院 班级：姓名：学号：指导老师：目录第一章 流程确定和说明 21.1. 加料方式21.2. 进料状况21.3. 塔型的选择 21.4. 塔顶的冷凝方式31.5. 回流方式31.6. 加热方式3第二章 板式精馏塔的工艺计算32.1物料衡算 42.3 塔板数的确定及实际塔板数的求取 52.3.1理论板数的计算 52.3.2 求塔的气液相负荷 62.3.3 温度组成图与液体平均粘度的计算 62.3.4 实际板数72.3.5 试差法求塔顶、塔底、进料板温度 8第三章精馏塔的工艺条件及物性参数的计算 93.1 平均分子量的确
2、定 93.2平均密度的确定 103.3. 液体平均比表面积张力的计算 12第四章 精馏塔的工艺尺寸计算 134.1气液相体积流率 134.1.1 精馏段气液相体积流率： 134.1.2 提馏段的气液相体积流率： 14第五章 塔板主要工艺尺寸的计算 155.1 溢流装置的计算 155.1.1 堰长 155.1.2溢流堰高度： 155.1.3弓形降液管宽度 165.1.4 降液管底隙高度 165.1.5 塔板位置及浮阀数目与排列 17第六章板式塔得结构与附属设备 256.1附件的计算 256.1.1接管 256.1.2 冷凝器 306.1.3再沸器 30第七章参考书录 31第八章设计心得体会 31
3、第一章 流程确定和说明1.1. 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，可以得到稳定的流速和流量，通过重力加料，可以节省一笔动 力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响， 流量不太稳定，流速不太稳定，流速不太稳定，从而影响了传质效率，但结 构简单，安装方便。本设计采用泵加料。1.2. 进料状况实际生产中，进料状况一般有接近泡点的冷液进料和泡点进料。对于冷 夜进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境 影响较大；而泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影 响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点
4、进料时，基于恒摩尔流假定，精馏 段和提留段的塔径基本相等，无论是设计计算还是设计加工制造这样的精馏 塔都比较容易，故在本设计中选用泡点进料。1.3. 塔型的选择塔有浮阀塔和筛板塔。浮阀塔生产能力大，操作弹性大，在较宽的气速 范围内，板效率变化较小，其操作弹性范围较筛板塔大。由于气液接触状态 良好，以及气体水平吹出，雾沫夹带量少，因此板效率高。塔板结构简单， 容易安装。筛板塔生产能力大，塔板压降低。本设计根据阀孔气速的值依据手册选择浮阀塔。1.4. 塔顶的冷凝方式塔顶冷凝采用分凝器，以水为冷却介质进行冷凝。1.5. 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安 装在塔顶
5、，其优点是回流冷凝器无需支承结构，其确定是回流冷凝器回流控 制难。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，且塔顶冷凝器不宜安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流， 塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为大塔，故采用强 制回流。1.6. 加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直 接由塔底进入塔内加热。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液由稀释 作用，使理论塔板数增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维 持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本设计采用直接蒸 汽加热。第二章 板式精馏塔的工艺计算物系：
6、甲醇水；D=600t/d;要求：质量分数：2.1物料衡算通过全塔物料衡算:基础物性参数：原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率：原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔分率全塔总物料衡算总物料：易挥发组分：2.2 操作线方程饱和液体进料q=1； q线斜率为a此时，在平衡线上并与精馏、提馏段操作线相交最小回流比此时 R=0.605*1.5=0.9075；精馏段操作线提馏段操作线过精馏段操作线与 q 线交点（0.667，0.8234）和（0.0056，0.0056则操作线方程为2.3 塔板数的确定及实际塔板数的求取2.3.1理论板数的计算由图解法求理论板层数，从图中可以读出总理论板层数为精馏段；提馏段；第 5
7、层为加料板。2.3.2 求塔的气液相负荷2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算温度组成（t-x-y）图组份的液相粘度T60708090100甲醇0.01090.01120.01150 01180.0122水0.46880.40610.35650.31650.2838 精馏段 提馏段2.3.4 实际板数2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度塔顶的操作压力：每层操作压力进料板的压力塔底的压力 精馏段的平均压力 提馏段的平均压力甲醇和水的安托因常数：ABCT/K甲塔顶7.205871582.271239726288-357醇塔釜7.3132571669.678250.3901357-513水7.
8、074061657.46227.02284-441公式：tC由内插法计算得 精馏段 塔顶压力 塔顶温度 （2）进料板进料板压力 进料板温度（3）提馏段提馏段压力提馏段温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度：第三章 精馏塔的工艺条件及物性参数的计算3.1 平均分子量的确定精馏段的平均摩尔质量：提馏段的平均摩尔质量：3.2平均密度的确定组份的液相密度温度60708090100110水983.977.971.965.95&951纯组分在任何温度下的密度由下式：甲醇：式中：t-温度，C 精馏段 气相平均密度液相平均密度液相密度进料板：进料板，由加料板液相组成 提馏段气相平均密度液相平均密度3.3. 液体
9、平均比表面积张力的计算组份的液相表面张力温度60708090100110甲醇1917.516315114.5137水66264.362660.75&8569 精馏段： 提馏段第四章 精馏塔的工艺尺寸计算4.1气液相体积流率4.1.1 精馏段气液相体积流率初选取安全系数为0.8（一般 0.750.85）则空塔气速为按标准塔径圆整后：D=3.0m塔的截面积 实际的空塔气速4.1.2提馏段的气液相体积流率取安全系数为则空塔气速为按标准塔径圆整后：塔的截面积实际的空塔气速3.2 精馏塔的有效高度：精馏段的有效高度：在进料板上方开一个孔高度为 0.7m提馏段的有效高度：故精馏塔的有效高度为第五章 塔板主
10、要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置的计算D=3m, 可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘及平直形溢流堰 不设进口堰。5.1.1 堰长取5.1.2溢流堰高度出口堰高选用平直堰，堰上液层高度.02取板上清液层高度故故故5.1.3弓形降液管宽度由m液体在降液管中停留时间为故降液管设计合理5.1.4 降液管底隙高度5.1.5 塔板位置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子每层塔板上的浮阀数，取边缘区宽度计算塔板上浮阀排列方式采用等腰三角形叉排.取同一横排的孔心距,排间距为考虑到塔采用分块式板塔，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用81.2mm,而应小于此值故取按 以等腰三角形交叉
11、排方式作图，排得阀数按 N=862 重新核算孔速及阀孔动能因数阀孔动能因数变化不大，塔板开孔率=2.流体力学检验气相通过浮阀塔板的压强降 干板阻力 板上充气液层阻力:这里 液体表面张力所造成的阻力：与气体流经一层浮阀塔的压降所相当的液柱高度为单板压降 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中请液层高度 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度：前已算出 液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰， 板上液层高度：前已选定板上液层高度取，又选定雾沫夹带板上液体流径长度板上液流面积甲醇和水为正常系统，取物性系数，查的泛点负荷系数,由得由计算出的泛点率都在以下，故可知雾沫夹带量能够满足。3.塔板负荷
12、性能图整理的可知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个值，得出相应的列于下表0020.0040.0763115.398915.24839.8液泛线由上式确定液泛线。忽略式中的因物系一定，塔板结构尺寸一定，则即式中阀孔数N与孔径亦为定值，因此可将上式简化成与的如下关系式:在操作范围内取若干个值，依式算出相应的下表中0.010.030.000.000.007525.425024.624.124.032052液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于.液体在降液管内停留时间为以作为液体在降液管中停留时间的下限，则求出上限液体流量竖直线漏液线对于 F1 型重阀，依。又知 以作为规定气体最小负荷的标准，则做出与液体流量无关的水平漏液线.液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依的计算式计算出的下限值依此做出液相负荷下限线，该线为 与气相流量无关的竖直线取，则86(1）雾沫夹带线/(2）液泛纟线、r(3）液相负荷上限艮线(4）漏液线）液相负荷卞17日妙(下限艮线.-f ill m./二(0.00752!8,1.184L5-.-_1-丿./1
