分離甲醇-水混合液的連續(xù)精餾塔設計

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化工原理課程設計報告分離甲醇—水混合液的連續(xù)精餾塔設計作 者 姓 名：學 號：學 院：專 業(yè)：年 級：指 導 教 師：完 成 日 期：化工原理課程設計任務書專業(yè)： 化學工程與工藝 姓名： 學號： 50 一、設計題目分離甲醇—水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設計二、設計條件處理量： 17500 （噸/年）料液組成： 35 （wt%）塔頂產品組成： 99.5 （wt%）塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99.9 （%）每年實際生產時間：按 7200 小時/年計建廠地址：福建泉港石化工業(yè)園區(qū)三、設計任務完成精餾塔的工藝設計，有關附屬設備（冷凝器和再沸器）的設計和選型，繪制相精餾系統(tǒng)工藝流程圖、精餾塔設計條件圖和裝配圖，編寫設計說明書。①精餾塔的物料衡算；②塔板數(shù)的確定；③精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算；④精餾塔的塔體工藝尺寸計算；⑤塔板主要工藝尺寸計算；⑥塔板的流體力學驗算，塔板負荷性能圖；⑦塔附件設計、塔高；⑧塔附屬設備設計；⑨繪制生產工藝流程圖、精餾塔設計條件圖和裝配圖（CAD），A3 紙打印；⑩對設計過程的評述、有關問題的討論及心得體會。指導教師：日 期： I目 錄主要符號表 .VII主要符號表續(xù)表 1.VIII主要符號表續(xù)表 2 .IX緒論 .11 設計方案論證 21.1 設計的原則與內容 .21.1.1 設計原則 .21.1.1 設計內容 .21.2 甲醇的主要物理、化學性質、用途及安全風險 .31.3 精餾方法的選擇 .51.4 塔設備的類型與選擇 .61.5 塔板的類型與選擇 .61.6 操作條件的選擇 .81.6.2 進料熱狀態(tài)的選擇 .91.6.3 加熱方式的選擇 .91.6.4 冷卻劑與出口溫度的確定 .91.7 工藝流程圖 .102 塔板的工藝設計 102.1 基礎數(shù)據(jù) .102.2 全塔物料衡算 .112.3 確定操作條件 .112.3.1 操作壓力 112.3.2 操作溫度 11·2.3.3 塔內密度 122.3.4 混合液表面張力 132.3.5 混合液粘度 152.3.6 確定回流比 162.3.7 汽液相體積流量計算 172.4 理論板數(shù)的計算和實際板數(shù)的確定 .182.5 塔徑的初步設計 .20II2.5.1 精餾段 .202.5.2 塔板的主要參數(shù) .212.6 溢流裝置 212.6.1 堰長 .212.6.2 降液管 .222.6.3 降液管底隙高度 .222.7 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 222.7.1 塔板分布 .222.7.2 浮閥數(shù)目與排列 .223 塔板的流體力學計算 263.1 氣相通過浮閥塔板的壓力降 .263.1.1 精餾段 263.1.2 提餾段 263.2 淹塔 .263.2.1 精餾段 273.2.2 提餾段 273.3 液沫夾帶 .273.3.1 精餾段 273.3.2 提餾段 283.4 塔板負荷性能圖 .283.4.1 液沫夾帶線 283.4.2 液泛線 293.4.3 液相負荷上限 303.4.4 漏液線 303.4.5 液相負荷下限 304 塔附件設計 344.1 接管 .344.1.1 進料管 344.1.2 回流管 344.1.3 塔釜出料管 344.1.4 塔頂蒸汽出料管 344.1.5 塔釜進氣管 354.1.6 法蘭 35III4.2 筒體與封頭 .354.2.1 筒體 354.2.2 封頭 354.2.3 除沫器 354.2.4 裙座 364.2.5 吊柱 364.2.6 人孔 365 塔總體高度設計 375.1 塔的頂部空間高度 .375.2 塔的底部空間高度 .375.3 塔立體高度 .376 附屬設備設計 386.1 冷凝器的選擇 .386.2 再沸器的選擇 .38參 考 文 獻 .39心得體會 .40附圖 .41IV主要符號表V符 號 代表意義 單 位Aa 塔板開孔（鼓泡）面積 m2Af 降液管面積 m2A0 篩孔面積 m2AT 塔截面積 m2C 計算 Umax 時的負荷系數(shù) /C0 流量系數(shù) /D 塔徑 md0 篩孔直徑 mmE 液流收縮系數(shù) /ET 全塔效率（總板效率） /ev 霧沫夾帶量 kg 液/kg 氣F 進料量 kmol/hFa 氣相動能因子 m/s(kg/m3)1/2F0 閥孔動能因子 m/s(kg/m3)1/2g 重力加速度 m/s2H 板間距、塔高 m 或 mmhc 與干板壓降相當?shù)囊褐叨?mhd 與液體流經(jīng)降液管壓降相當?shù)囊褐叨?mHp 與氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐?度 mhf 板上鼓泡層高度 mhi 進口堰與降液管間的水平距離 mhL 板上液層高度 mh0 降液管底隙高度 mhOW 堰上液層高度 mhp 與單板壓降相當?shù)囊簩痈叨?mhσ 與克服液體表面張力的壓降相當?shù)囊褐?高度 mhW 溢流堰高度 mK 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) /VI主要符號表續(xù)表 1L 塔內下降液體的流量 kmol/hLs 塔內下降液體的流量 m3/slW 溢流堰長度 mN 塔板數(shù) 塊Np 實際塔板數(shù) 塊NT 理論塔板數(shù) 塊n 篩孔數(shù) 個p 操作壓強 Pa/kPa△p 壓強降 Pa/kPaq 進料熱狀態(tài)參數(shù) /R 回流比 /r 開孔區(qū)半徑 mS 直接蒸汽量 kmol/ht 篩孔中心距 mmu 空塔氣速 m/sua 按有效流通面積計算的氣速 m/su0 篩孔氣速 m/su0’ 降液管底隙處液體流速 m/suOW 漏液點氣速 m/sV 塔內上升蒸汽流量 kmol/hVs 塔內上升蒸汽流量 m3/sW 釜殘液（塔底產品）流量 kmol/hWc 無效區(qū)寬度 mWd 弓形降液管寬度 mWs 安定區(qū)寬度 mx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù) /y 汽相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù) /Z 塔有效高度 mα 相對揮發(fā)度 /β 干篩孔流量系數(shù)的修正系數(shù) /VII主要符號表續(xù)表 2δ 篩板厚度 mmε0 板上液層充氣系數(shù) /μ 黏度 mPa·sρL 液相密度 kg/m3ρV 汽相密度 kg/m3σ 表面張力 N/m 或 mN/mτ 時間 sψ 液體密度校正系數(shù) /A 及揮發(fā)組分B 難揮發(fā)組分D 餾出液F 原料液h 每小時的量i 組分序號L 液相m 平均min 最小或最少max 最大n 塔板序號s 每秒的量0緒論本 次 課 程 設 計 的 任 務 是 設 計一 個 甲 醇 -水 溶 液 體 系 的 精 餾 塔 。甲 醇 在 工 業(yè) ， 醫(yī) 藥 ， 民 用 等 方 面 ， 都 有 很 廣 泛 的 應 用 ， 是 一 種 很 重 要 的 原 料 。 在很 多 方 面 ， 要 求甲 醇 有 不 同 的 純 度 ， 有 時 要 求 純 度 很 高 ， 甚 至 是 無 水 甲 醇 ， 這 是 很 有困難的，因為甲醇極具揮發(fā)性，所以，想得到高純度的甲醇很困難。要 想 把 低 純 度 的 甲 醇 水 溶 液 提 升 到 高 純 度 ， 要 用 連 續(xù) 精 餾 的 方 法 ， 因 為 甲 醇 和 水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行，塔內裝有若干層塔板和充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器，回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個操作。浮閥塔于 20 世紀 50 年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內應用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的是 F1 型和 V-4 型。F1 型浮閥的結構簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現(xiàn)已列入部頒標準（JB168-68）內，F(xiàn)1 型 浮 閥 又 分 輕 閥 和 重 閥 兩 種 ， 但 一 般 情 況 下 都 采 用 重 閥 ， 只 有 處 理 量 大且 要 求 壓 強 降 很 低 的 系 統(tǒng) 中 ， 采 用 輕 閥 。浮 閥 塔 具 有 下 列 優(yōu) 點 ： 1、 生 產 能 力 大 。 2、 操 作 彈性大。3 、 塔 板 效 率 高 。 4、 氣 體 壓 強降 及 液 面 落 差 較 小 。 5、 塔 的 造 價 低 。 浮 閥 塔 不宜處理宜結焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。設計一座連續(xù)浮閥塔，通過對原料，產品的要求和物性參數(shù)的確定及對主要尺寸的 計 算 ， 工 藝 設 計 和 附 屬 設備 結 果 選 型 設 計 ， 完 成 對 乙 醇 水 精 餾 工 藝 流 程 和 主 題 設 備 設 計 。 首 先 根 據(jù) 設 計 任 務 ，確 定 操 作 條 件 。 比 如 ： 操 作 壓 力 的 確 定 、 進 料 狀 態(tài) 等 的 確 定 。 然 后 設 計 工 藝 流 程 草 圖 。 根 據(jù) 確定 的 方 案 ， 確 定 具 體 的 參 數(shù) ， 即 一 個 完 整 的 設計就初步的確定了。最后計算塔的工藝尺寸、浮閥的流體力學演算、塔 板 的 負 荷 性 能 ， 最后根據(jù)計算選擇合適的輔助設備。11 設計方案論證1.1 設計的原則與內容1.1.1 設計原則總的設計原則是盡可能多的采用先進技術，使生產達到技術先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾個方面：1. 滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩(wěn)定的產品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便的進行流量和傳熱量的調節(jié)。2. 滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節(jié)省電能消耗。回流比對操作費用及設備費用均有很大程度的影響，因此必須嚴格按照操作費和設備費的關系選擇 作為設計回流比，冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設備費用有影optR響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。3. 保證生產安全生產中應防止物料的泄漏，生產和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定的剛度和強度。1.1.1 設計內容板式精餾塔的設計大體按以下步驟進行：1. 設計方案確定和說明。根據(jù)給定任務，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設備型式及其材質的選取等進行論述。2. 板式塔的工藝計算，包括物料和平衡級計算、理論塔板、實際塔板等。3. 計算塔板各主要工藝尺寸（板間距、塔高和塔徑等）；進行流體力學校核計算，并畫出塔的操作性能圖。4. 塔的接管尺寸及附屬設備的計算與選型，如泵、再沸器、冷凝器。5. 撰寫設計說明書。6. 繪制工藝流程圖、精餾塔設備圖和裝配圖。21.2 甲醇的主要物理、化學性質、用途及安全風險表 1.2.1 甲醇的主要物理性質物理性質 物性參數(shù)物態(tài) 液體顏色 透明 , 無色氣味 純品清淡,類似乙醇,粗品刺激難聞熔點 -98,°,C(lit,)沸點 64,5~64,7,°,C(lit,)密度 0,791,g/mL, at ,25,°,C閃點 52,°,F（約 11°,C）蒸氣密度 1,11,(大氣壓=1)log ,P（, 辛醇 ,/水, 分配系數(shù) ,） -0 ,69蒸氣壓 127, mm ,Hg(25°,C)410,mm ,Hg(50°,C)折射率 n20/D,1,329(lit,)爆炸上限%(V/V) 44.0爆炸下限 ,%(V/V) 5.5沾染量 ,10(APHA)水溶解性 易溶儲存條件 室溫化學性質：甲醇是由一個甲基和一個羥基組成的，它是一種醇，具有醇所具有的化學性質。甲醇可以在純氧中劇烈燃燒，生成氧化氫(I)并放出氧化碳(IV)。另外，甲醇也可以和氟氣猛烈的反應。能與水、乙醇、乙醚、苯、酮、鹵代烴和許多其他有機溶劑相混溶，遇熱、明火或氧化劑易燃燒。燃燒反應式為：CH3OH+O2→CO2+H2O具有飽和一元醇的通性，由于只有一個碳原子，因此有其特有的反應。例如：①與氯化鈣形成結晶狀物質 CaCl2·4CH3OH，與氧化鋇形成 BaO·2CH3OH 的分子化合物并溶解于甲醇中;類似的化合物有MgCl2·6CH3OH、CuSO4·2CH3OH、CH3OK·CH3OH、AlCl3·4CH3OH、AlCl3·6CH3OH、AlCl3·10CH3OH 等;②與其他醇不同，由于-CH2OH 基與氫結合，氧化時生成的甲3酸進一步氧化為 CO2;③甲醇與氯、溴不易發(fā)生反應，但易與其水溶液作用，最初生成二氯甲醚(CH2Cl)2O，因水的作用轉變成 HCHO 與 HCl;④與堿、石灰一起加熱，產生氫氣并生成甲酸鈉;CH3OH+NaOH→HCOONa+2H2;⑤與鋅粉一起蒸餾，發(fā)生分解，生成 CO 和 H2O。用途：甲醇是一種重要的有機化工原料，主要用于生產甲醛，消耗量要占到甲酵總產量的一半，甲醛則是生產各種合成樹脂不可少的原料。用甲醇作甲基化試劑可生產丙烯酸甲酯、對苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲酵羰基化可生產醋酸、醋酐、甲酸甲酯等重要有機合成中間體，它們是制造各種染料、藥品、農藥、炸藥、香料、噴漆的原料，目前用甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到重視。甲醇是一種重要的有機溶劑，其溶解性能優(yōu)于乙醇，可用于調制油漆。一些無機鹽如碘化鈉、氯化鈣、硝酸銨、硫酸銅、硝酸銀、氯化銨、氯化鈉都或多或少地能溶于甲醇。作為一種良好的萃取劑，甲醇在分析化學中可用于一些物質的分離，還用于檢驗和測定硼。甲醇是一種優(yōu)良燃料可作能源。在汽車燃油中可直接添加 3-5％的甲酵，目前直接將甲醇當燃料已引起世界各國的興邀，它已被某些發(fā)電站作燃料。1985 年 5 月加拿大政府曾宣布過一項全國注計劃，試驗用甲醇做公共汽車和運輸卡車的燃料。1987 年我國在北京順義也建成投產第一座年產萬噸的甲醇汽油廠，甲醇汽油中 50%的汽油、40％的甲醇和 10％的添加劑組成。前些年我國汽車用“高比例甲醇汽油” 的研制和應用也取得成果，并通過鑒定。使用這種燃料汽車發(fā)動機無需改裝，燃料辛烷值高，造成空氣污染遠比柴油、汽油要小，該項科技成果對緩解我國燃油短缺，促進煤炭深加工和環(huán)境保護有重要意義。在宇宙航空中甲醇能作火箭燃料。甲醇可以做防凍劑，嚴冬時節(jié)在汽車水箱中添加適量甲醇，能使水箱中循環(huán)冷卻水不凍，在禁酒國家中甲醇用作酒精變性劑，將甲醇摻在乙醇之中得到變性乙醇，具有一定毒性使之不宜飲用。甲醇經(jīng)微生物發(fā)酵可生產甲醇蛋白，富含維生素和蛋白質，具有營養(yǎng)價值高而成本低的優(yōu)點，是頗有發(fā)展前景的飼料添加劑，能廣泛用于牲畜、家禽、魚類的飼養(yǎng)。安全風險：甲醇的毒性對人體的神經(jīng)系統(tǒng)和血液系統(tǒng)影響最大，它經(jīng)消化道、呼吸道或皮膚攝入都會產生毒性反應，甲醇蒸氣能損害人的呼吸道粘膜和視力。急性中毒癥狀有：頭疼、惡心、胃痛、疲倦、視力模糊以至失明，繼而呼吸困難，最終導致呼吸中樞麻痹而死亡。慢性中毒反應為：眩暈、昏睡、頭痛、耳鳴、視力減退、消化障礙。甲醇攝入量超過 4 克就會出現(xiàn)中毒反應，誤服一小杯超過 10 克就能造成雙目失明，飲入量大造成死亡。致死量為 30 毫升以上，甲醇在體內不易排出, 會發(fā)生蓄積，4在體內氧化生成甲醛和甲酸也都有毒性。在甲醇生產工廠，我國有關部門規(guī)定，空氣中允許甲醇濃度為 50mg/m3，在有甲醇氣的現(xiàn)場工作須戴防毒面具、工廠廢水要處理后才能排放，允許含量小于 200mg/L 的甲醇。1.3 精餾方法的選擇精餾裝置包括精餾塔、再沸器、冷凝器等設備。(1）精餾塔：①性能：可間歇或連續(xù)生產，根據(jù)生產現(xiàn)狀可進行調控；通過蒸汽凝水給進液套管預熱器加熱，可節(jié)約能源，提高生產效率；比傳統(tǒng)間歇生產模式可大大提高生產能力及效率。降低生產成本；生產穩(wěn)定，操作簡便。②適用條件：傳統(tǒng)的設計中，蒸餾過程多選用板式塔，而吸收過程多選用填料塔。近年來，隨著塔設備設計水平的提高及新型塔構件的出現(xiàn)，上述傳統(tǒng)已逐漸打破。對于一個具體的分離過程，設計中選擇何種塔型，應根據(jù)生產能力、分離效率、塔壓降、操作彈性等要求，并結合制造、維修、造價等因素綜合考慮。例如，對于熱敏性物系的分離，要求塔壓降盡可能低，選用填料塔較為適宜；對于有側線進料和出料的工藝過程，選用板式塔較為適宜；對于有懸浮物或容易聚合物系的分離，為防止堵塞，宜選用板式塔；對于液體噴淋密度極小的工藝過程，若采用填料塔，填料層得不到充分潤濕，使其分離效率明顯下降，故宜選用板式塔；對于易發(fā)泡物系的分離，因填料層具有破碎泡沫的作用，宜選用填料塔。（2）再沸器：①性能：再沸器（也稱重沸器）顧名思義是使液體再一次汽化。它的結構與冷凝器差不多，不過一種是用來降溫，而再沸器是用來升溫汽化。再沸器多與分餾塔合用：再沸器是一個能夠交換熱量，同時有汽化空間的一種特殊換熱器。在再沸器中的物料液位和分餾塔液位在同一高度。從塔底線提供液相進入到再沸器中。通常在再沸器中有 25-30%的液相被汽化。被汽化的兩相流被送回到分餾塔中，返回塔中的氣相組分向上通過塔盤，而液相組分掉回到塔底。物料在重沸器受熱膨脹甚至汽化，密度變小，從而離開汽化空間，順利返回到塔里，返回塔中的氣液兩相，氣相向上通過塔盤，而液相會掉落到塔底。由于靜壓差的作用，塔底將會不斷補充被蒸發(fā)掉的那部分液位。②適用條件：塔溫低，回流比大的情況（3）冷凝器：①性能：冷 卻 流 量 大 流 速 高 ， 故 傳 熱 系 數(shù) 較 高 。 管內水垢易清除，且不必停止制冷系統(tǒng)工作。②適用條件：塔溫高，回流比小的情況。（4）連續(xù)精餾：連續(xù)精餾操作流程：操作時，原料液連續(xù)地加入精餾塔內。連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產品（稱為釜殘液）；部分液體被汽化，產生上升5蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器被全部冷凝，將部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔頂作為回流液體，其余部分作為塔頂產品（稱為餾出液）采出。（5）間歇精餾：間歇精餾操作流程：與連續(xù)精餾不同之處是：原料液一次加入精餾釜中，因而間歇精餾塔只有精餾段而無提餾段。在精餾過程中，精餾釜的釜液組成不斷變化，在塔底上升蒸汽量和塔頂回流液量恒定的條件下，餾出液的組成也逐漸降低。當精餾釜的釜液達到規(guī)定組成后，精餾操作即被停止。綜上所述，所以選擇連續(xù)精餾操作方式。1.4 塔設備的類型與選擇塔設備是化工，石油化工，生物化工，制藥等生產過程中廣泛應用的氣液傳質設備。根據(jù)塔內氣液接觸構件的結構形式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內設置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進行傳質與傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。板式塔與填料塔的比較：⑴生產能力單位塔截面積上，填料塔的生產能力一般均高于板式塔⑵ 分離效率研究表明，在減壓，常壓和低壓操作下，填料塔的分離效率明顯低于板式塔，在高壓操作下，板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔的。⑶ 壓力降一般情況下，板式塔每個理論級壓降約在 0.4~1.1kPa，填料塔約 0.01~0.27kPa，通常，板式塔的壓降高于填料塔 5 倍左右。壓降低不僅能降低操作費用，節(jié)約能耗。對于精餾過程，可使塔釜溫度降低，有利于熱敏性物系的分離。⑷ 操作彈性填料塔的操作彈性取決于塔內件的設計，而板式塔的操作彈性則受到塔板液泛，液沫夾帶及降液管能力的限制，一般操作彈性較小。⑸ 結構、制造及造價等一般來說，填料塔的結構較板式塔簡單，故制造，維修也較為方面，但填料塔的造價通常高于板式塔。工業(yè)上，塔設備主要用于蒸餾和吸收傳質單元操作過程。傳統(tǒng)的設計中，蒸餾過程多選用板式塔，而吸收過程多選用填料塔。本次設計選用板式塔。61.5 塔板的類型與選擇塔板是板式塔的主要構件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，產業(yè)應用以錯流式塔板為主，常用的錯流式塔板主要有下列幾種。（1）泡罩塔板泡罩塔板是產業(yè)上應用最早的塔板，其主要元件為升氣管及泡罩。泡罩安裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，海內應用較多的是圓形泡罩。泡罩尺寸分為 φ80 mm、φ100mm、φ150 mm 三種?？筛鶕?jù)塔徑的大小選擇。通常塔徑小于 1000 mm，選用 φ80 mm 的泡罩；塔徑大于 2000 mm，選用 φ150 mm 的泡罩。泡罩塔板的主要長處是操縱彈性較大，液氣比范圍大，不易堵塞，適于處理各種物料，操縱不亂可靠。其缺點是結構復雜，造價高；板上液層厚，塔板壓降大，出產能力及板效率較低。近年來，泡罩塔板已逐漸被篩板、浮閥塔板所取代。在設計中除特殊需要( 如分離粘度大、易結焦等物系)外一般不宜選用。（2）篩孔塔板 篩孔塔板簡稱篩板，結構特點為塔板上開有很多平均的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板( 孔徑 3~8mm)和大孔徑篩板(孔徑為 10~25mm)兩類。產業(yè)應用中以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合(如分粘度大、易結焦的物系)。篩板塔是 1932 年開發(fā)的。當時，因為對篩板塔的流體力學研究很少，以為其易漏液、彈性小、操縱不易把握，而沒有被廣泛應用。但是，篩板結構簡樸，造價低廉，又使它具有很大的吸引力。20 世紀 50 年代以來，因為產業(yè)出產發(fā)展的需要，人們對篩板塔作了大量的研究，并經(jīng)由長期的產業(yè)出產實踐，成了完善的設計方法。實踐證實，設計良好的篩板塔是一種效率高、出產能力大的塔板。篩板塔的主要特點是：①結構簡單，易于加工，因此造價低，約為泡罩塔的 60%，浮閥塔的 80%左右；②處理能力大，比同直徑泡罩塔增加 20%～40% ；③塔板效率高，比泡罩塔高 15%左右；④板壓降低，比泡罩塔低 30%左右；⑤安裝容易，清理檢修方便。盡管篩板塔傳質效率高，但若設計和操作不當，易產生漏液，使得操作彈性減小，傳質效率降低。（3）浮閥塔板7浮閥塔是近 30 年來新發(fā)展的一種新型氣、液傳質設備，浮閥塔板是在泡罩塔板、篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。主要的改革措施是取消了泡罩塔的升氣管，并以浮動的蓋板——浮閥代替泡罩。浮閥可自由升降，根據(jù)氣體的流量自行調節(jié)開度，可使氣體在縫隙中的速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這樣，在氣量小時可避免過多的漏液，而，而氣量大時又不致壓降太大，使浮閥塔具有優(yōu)良的操作性能。浮閥塔的主要特點有：①操作彈性大，在較寬的氣、液負荷變化范圍內均可保持高的板效率。其彈性范圍為 5～9，比篩板塔和泡罩塔的彈性范圍都大；②處理能力大，比泡罩塔大 20%～40%, 但比篩板塔略??；③氣體為水平方向吹出，氣、液接觸良好，霧沫夾帶量小，塔板效率高，一般比泡罩塔高 15%左右；④干板壓降比泡罩塔小，但比篩板塔大；⑤結構簡單、安裝方便，制造費用約為泡罩塔的 60%～80%，為篩板塔的120%～ 130%；⑥國內使用證明，對于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔板也能正常操作。（4）舌形塔舌形塔是噴射型塔，它是在塔板上開有許多舌形孔，向塔板液流出口側張開。舌片與板片成一定角度，以 20°左右為宜。舌片尺寸有 50mm×50mm 和 25mm×25mm 兩種。一般推薦使用 25mm×25mm 的舌片。舌孔呈正三角形排列。塔板液流出口側不留溢流堰，只保留降液管。要求降液管截面積設計得比一般的塔板大些，以便有效地將夾帶的液沫分離出來。當操作氣速較低時，液體從舌孔直接漏下，隨著氣速的提高，液漏停止。當氣速升至 20～30m/s 時，汽液接觸從鼓泡狀態(tài)逐漸發(fā)展為噴射狀態(tài)。若氣速過高，可能造成液泛。舌形塔的優(yōu)點是生產能力大，塔板壓降低，傳質熱效率高；缺點是操作彈性小，被氣體噴射的液體在通過降液管時，會夾帶氣泡到下一層塔板，降低塔板效率。（5）浮動舌形塔與舌形塔相比，浮動舌形塔的舌片可以上下浮動，它綜合了浮閥塔及固定舌形塔的結構特點，因此，既有舌形塔的大處理量、低壓降等優(yōu)點，又有浮閥塔的操作彈性大、效率高等優(yōu)點。特別適用于熱敏性物系的減壓分離過程。這里選用浮閥塔，操作彈性大，處理能力大，結構簡單、安裝方便，制作費用適中。81.6 操作條件的選擇1.6.1 操作壓力的選擇精餾可在常壓，加壓或減壓下進行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質，技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮。一般來說，常壓精餾最為簡單經(jīng)濟，若物料無特殊要求，應盡量在常壓先操作。加壓操作可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，或可以使用較便宜的冷卻劑 ， 減 少 冷 凝 ， 冷 卻 費 用 。 在 相 同 的 塔 徑 下 ， 適 當 提 高 操 作 壓 力 還 可 提 高 塔 的 處 理 能 力 ， 但 增加 塔 壓 ， 也 提 高 了 再 沸 器 的 溫 度 ， 并 且 相 對 揮 發(fā) 度 也 有 所 下 降 。 降 低 操 作 壓力 ， 組 分 的 相 對 揮 發(fā) 度增 大 ， 有 利 于 分 離 。 減 壓 操 作 降 低 了 平 衡 溫 度 ， 這 樣 可 以 使 用較低溫位的加熱劑。但降低壓力也導致塔徑增大和塔頂蒸汽冷凝溫度降低，且必須使用抽真空的設備，增加了相應的設備和操作費用。所以采用塔頂壓力為常壓進行操作。1.6.2 進料熱狀態(tài)的選擇進料狀態(tài)有多種，但一般都是將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這樣，進料溫度就不受季節(jié)，氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作就比較容易控制。此外，泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，設計制造均比較方便。在此次設計中，選用泡點進料。1.6.3 加熱方式的選擇精 餾 塔 通 常 設 置 再 沸 器 ， 采 用 間 接 蒸 汽 加 熱 ， 以 提 供 足 夠 的 能 量 ， 若 待 分 離 的 物系為某種輕組分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加熱方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。這樣操作費用和設備費用均可降低。但在塔頂輕組分回收率一定時，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，使殘液輕組分濃度降低，所需塔板數(shù)略有增加。綜合考慮，采用間接蒸汽加熱的方式。1.6.4 冷卻劑與出口溫度的確定常 用 的 冷 卻 劑 是 水 和 空 氣 ， 應 因 地 制 宜 地 加 以 選 用 。 受 當 地 氣 溫 限 制 ， 冷 卻 水 一 般 為10～ 25℃。 如 需 冷 卻 到 較 低 溫 度 ， 則 需 采 用 低 溫 介 質 ， 如 冷 凍 鹽 水 、 氟 利 昂 等 。 本 設 計 建9廠 地 區(qū) 為 泉 港 。 泉 港 夏 季 最 熱 月 份 平 均 氣 溫 為 27℃。 所 以 選 用 27℃的 冷 卻 水 ， 選 升 溫 10℃，即 冷 卻 水 的 出 口 溫 度 為 37℃。1.7 工藝流程圖工藝流程如圖 1.4 所示。圖 1.4 工藝流程2 塔板的工藝設計2.1 基礎數(shù)據(jù)進料流量及組成1. 將進料組成由質量分數(shù)轉化為摩爾分數(shù)進料組成 xF= =19.76%=0.19801.8/32/5?2. 進料流量F=17500 噸/年= =114.31kmol/h=0.0318kmol/s720./61750）（?3. 分離要求10塔頂組成 xD= =91.80%=0.91818/05.32/9.?由 η=xD×D/(xF×F)=99.9%得 D=24.63kmol/h=0.00685kmol/s由 F=D+W 和 FxF=DxD+WxW 得 W=89.68kmol/h=0.0249kmol/s和塔釜組成 xW=0.026%=2.569×10-42.2 全塔物料衡算2.3 確定操作條件2.3.1 操作壓力P=101.3kpa2.3.2 操作溫度表 2.1 常壓下甲醇-水汽液平衡組成（摩爾）與溫度關系溫度/℃ 液相 汽相100 0 092.9 5.31 28.3490.3 7.67 40.0188.9 9.26 43.5385.0 13.15 54.5581.6 20.83 62.7378.0 28.18 67.7576.7 33.33 69.1873.8 46.20 77.5672.7 52.92 79.7171.3 59.37 81.8370.0 68.49 84.9268.0 85.62 89.6266.9 87.41 91.9464.7 100 10011利用表中數(shù)據(jù)，由拉格朗日插值求取 、 、 及精餾段平均溫度 、提餾段平FtDWt 1t均溫度 。2t①tF： ，t F=82.07℃15.376.908.015.38???Ft②tD: ’tD=66.13℃-.4.764③tW: ’tW=99.97℃02.t31.5-0④精餾段平均溫度： = = =74.1℃1ttDF?213.67.8⑤提餾段平均溫度： = = =91.02℃29·2.3.3 塔內密度表 2.2 不同溫度下甲醇和水的密度溫度/℃ ρ 甲 （kg/m 3） ρ 水 （kg/m 3）50 750 98860 741 98370 731 97880 721 97290 713 965100 704 958已知：混合液密度： （a 為質量分率， 為平均相對分子質量），不BAL1???M同溫度下甲醇和水的密度見表 2.2混合氣密度：ρ v= 0TP4.2M①精餾段： =74.1℃1t液相組成 x1： ，x 1=44.87%2.6-873.-3.8761?氣相組成 y1： ，y 1=76.69%5.49所以 =32×0.4487+18×（1-0.4487 ）=24.28kg/kmolLM12=32×0.7669+18×（1-0.7669）=28.74kg/kmolV1M②提餾段： =91.02℃2t液相組成 x2: ,x2=7.02%67.-x3901.7-35902?氣相組成 y2: ，y 2=36.78%.4.4.8所以 =32×0.0702+18×（1-0.0702）=18.98kg/kmolL=32×0.3678+18×（1-0.3678）=23.15kg/kmolV2M求在 與 下的甲醇和水的密度：1t=74.1℃， ，ρ 甲 =726.9kg/m3731-0.4-780甲??，ρ 水 =975.54kg/m398.92水=91.02℃， ，ρ 甲 '=712.08kg/m32t 713-0.-7041甲??，ρ 水 '=964.29kg/m3965.958水在精餾段：液相密度 ρ L1：54.97130.72)]48.01(348.0/[.1L ???????ρ L1=811.42kg/m3氣相密度：ρ V1= =1.01kg/m3）（ 1.45.274.8??在提餾段：液相密度 ρ L2：29.64183008.2)]7.(./[30.1L2 ?????ρ L2=925.51kg/m3氣相密度：ρ V2= =0.775kg/m3）（ .915.74.??2.3.4 混合液表面張力表 2.3 不同溫度下甲醇和水的表面張力溫度/℃ σ 甲 （/10 -3N?m- σ 水 （/10 -3N?m-1）131）60 17.33 66.270 16.18 64.380 15.04 62.690 13.91 60.7100 12.8 58.81、精餾段混合液表面張力精餾段： =74.1℃1tVw= =22.18cm3/mol42.8m??Vo= =31.68cm3/mol01.3甲醇表面張力： ，σ 甲 =15.71×10-3N?m-1甲?-4.5186.7-8?水表面張力： ，σ 水 =63.60×10-3N?m-1水.231.40）（）（）（ owo2owoow2 Vxx])1[(Vx?????= =0.398)68.3147.08253.0(68.3147.0])47[2???B=lg（ ）=lg0.398=-0.4ow2?Q=0.441×（ ）×[ ]Tq3/23/2owV??=0.441×（ ）×[ ]=-15.7.4? 3/23/2)18.(60.-)8.1(7. ??1.075A=B+Q=-0.4+(-1.075)=-1.475聯(lián)立方程組 A=lg（ ）， =1sow2?sow?帶入求得： =0.165， =0.835sσm1/4=0.165×63.601/4+0.835×15.711/4= 2.128 , σm=20.51142、提餾段混合液表面張力提餾段： =91.02℃2tVw= =19.45cm3/mol51.928m??Vo= =41.29cm3/mol7.03甲醇表面張力： ，σ 甲 =13.80×10-3N?m-1甲?-12.89.9-1?水表面張力： ，σ 水 =60.51×10-3N?m-1水.5760.0）（）（）（ owo2owo2ow2 Vxx])1[(Vx????= =5.377)29.4107.45928.0(9.41072. ])7[2???B=lg（ ）=lg5.377=0.731ow2?Q=0.441×（ ）×[ ]Tq3/23/2owV??=0.441×（ ）×[ ]=-15.70.9? 3/23/2)45.19(60.-)9.41(80. ??0.860A=B+Q=0.731+(-0.860)=-0.129聯(lián)立方程組 A=lg（ ）=-0.129， =1sow2?sow??帶入求得： =0.5671， =0.4329swσm1/4=0.5671×60.511/4+0.4329×13.801/4=2.42 , σm=34.302.3.5 混合液粘度表 2.4 不同溫度下甲醇和水的粘度溫度/℃ μ 甲 （mPa?s） μ 水 （mPa?s）50 0.392 0.54760 0.344 0.4671570 0.310 0.40480 0.277 0.35590 0.252 0.315100 0.221 0.2831、精餾段：=74.1℃， ，μ 甲 =0.276 mPa?st 310.-74.0-27.8甲??，μ 水 =0.384 mPa?s.4-.5.水μ 1=μ 甲 x1+μ 水 （1-x 1）= =0.336 mPa?s)487.01(8726????2、提餾段：=91.02℃， ，μ 甲 '=0.249 mPa?st 5.0-9.-2.09甲??，μ 水 '=0.312 mPa?s.312.83.1水μ 2=μ’ 甲 x2+μ’ 水 （1-x 2）= =0.308 )072.1(3.749????mPa?s2.3.6 確定回流比首先計算出最小回流比 。minR適宜回流比通常為最小回流比的 1.2～2.0 倍，設計時應根據(jù)理論板和回流比的關系（列表計算 1.2～2.0 所對應的 N），操作費（根據(jù)文獻經(jīng)驗估計）和設備費（根in據(jù) N 值估算設備費）的關系畫圖確定，適宜回流比應 在曲線斜率變化最大處。optR16圖 2.1 總費用與回流比的關系相對揮發(fā)度：（1）精餾段：由 xA=0.4487，y A=0.7669 得 xB=0.5513,yB=0.2331所以 α= = =4.04B487.0231.569?（2）提餾段：由 x’A=0.0702，y’ A=0.3678 得 x’B=0.9298,y’B=0.6322所以 α= = =7.71B2.6.170. 0.20.40.60.81.0.0.20.40.60.81.0yxy=x相 平 衡 曲 線（ 0.198,0.61）q圖 2.2 甲醇-水汽液平衡相圖根據(jù) x-y 相圖得：Rmin= = =0.728qDxy?0.198-63.選取回流比為 R=2Rmin=2×0.728=1.4562.3.7 汽液相體積流量計算（1）精餾段：L=RD=1.456×0.00685=0.00997kmol/sV=（ R+1）D=（1.456+1 ）×0.00685=0.0168 kmol/s已知： =24.28 kg/kmol， =28.74 kg/kmolL1MV1ρ L1=811.42 kg/m3，ρ V1=1.01 kg/m3則有質量流量：L 1= L=24.28×0.00997=0.2421 kg/sLV1= V=28.74×0.0168= 0.4828kg/s體積流量：L s1= = =2.984×10-4 m3/sL?42.80Vs1= = =0.4780 m3/s1.（2）提餾段:因為本設計為飽和液體進料，所以 q=1L’=L+qF=0.00997+1×0.0318=0.04177 kmol/sV’=V+（q-1）F=0.0168 kmol/s18已知： =18.98 kg/kmol， =23.15 kg/kmolL2MV2ρ L2=925.51 kg/m3， ρ V2=0.775 kg/m3則有質量流量：L 2= ×L’=18.98×0.04177=0.7928 kg/sLV2= ×V’=23.15×0.0168=0.3889kg/s體積流量：L s2= = =8.566×10-4 m3/sL?51.9780Vs2= = =0.5018 m3/s2.32.4 理論板數(shù)的計算和實際板數(shù)的確定理論板：指離開這種板的氣、液兩相互成平衡，而且塔板上液相組成均勻。已知：R=2Rmin=2×0.728=1.456，x D=0.918,xw=2.569×10-4,W=0.0249kmol/s所以，精餾段操作線方程：y n+1= =0.5928xn+0.37381xRn?提餾段操作線方程：y m+1= =2.476xm-0.000379W-qFL-qFwm0. 0.20.40.60.81.00.0.20.40.60.81.0yx.1 1 5100.115圖 2.3 階梯法求理論塔板數(shù)19在圖上作操作線，由點（0.918,0.918）起在平衡線與操作線間畫階梯，過精餾段操作線與 q 線交點，直到階梯與平衡線交點小于 2.569×10-4 為止，由此得到理論板 NT=13塊（包括再沸器），加料板為第 8 塊理論板。（1）精餾段 ：已知：α=4.04，μ 1=0.336 mPa?s所以：E T=0.49×（4.04×0.336） -0.245=0.4547NP 精 = = =15.39 ，故 N P 精 =16 塊457.0（2）提餾段：已知：α’=7.71，μ 2=0.308 mPa?s所以：E’ T=0.49×（7.71× 0.308） -0.245=0.3964NP 提 = = =12.61，故 NP 提 =13 塊E'3964.01-全塔所需實際塔板數(shù)：N P= NP 精 + NP 提 =29 塊，全塔效率：ET= = ×100%=44.83%P2202.5 塔徑的初步設計2.5.1 精餾段圖 2.4 史密斯關聯(lián)圖（部分）（1）精餾段由 u=（ 0.6～ 0.8）×u max，u max= ，式中 C 可由史密斯關聯(lián)圖查出：VL-C?橫坐標數(shù)值： = =0.017692/1VLs1????????2/1-40.80.7×9???????取板間距 HT=0.45m，h L=0.07，則 HT-hL=0.38m查圖可知 C20=0.10，C=C 20 =0.10× =0.10052.0???????2.051??????umax=0.08× =2.2549 m/s01.-428u1=0.7umax=0.7×2.2549=1.5784 m/s