浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计(年生产能力为13

化工原理课程设计任务书一设计题目浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计二工艺条件生产能力：13200吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：50%甲醇，50%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液98%甲醇，釜液0.8%甲醇操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选三设计内容1确定精馏装置流程，绘出流程示意图、塔器设备图。2工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。四设计结果总汇五主要符号说明六参考文献一、装置流程图二、工艺参数的确定1.物料衡算∵生产能力为13200吨/年，进料甲醇组成为50%（m），馏出液98%甲醇，釜液0.8%甲醇。甲醇M1=32.0㎏/kmol,水M2=18.0kg/kmol.∴Xf=(0.5/32)/(0.5/32+0.5/18)=0.36Xd=(0.98/32)/(0.98/32+0.02/18)=0.965Xw=(0.8%/32)/(0.8%/32+99.2%/18)=0.45%料液平均摩尔量M=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol料液流量F=13200*10^3/(300*24*23.04)=79.57kmol/h由总物料守恒有：F+S=W+D对甲醇有：F*Xf=W*Xw+D*Xd对于直接蒸汽加热有：V′=S,L′=WV′=V–(1-q)*F,L′=L+q*F对于泡点加料有：V′=V，L′=L+F又∵V=(R+1)D,L=R*D∴L′=W=R*D+F,S=(R+1)*D∴要算得流出液，釜夜及加热蒸汽的量，得先算出最小回流比及回流比。常压下甲醇和水的气液平衡表(T—x—y)T(℃)XYT(℃)XY92.90.05310.283476.70.33330.691890.30.07670.400176.20.35130.737488.90.09260.435373.80.46200.775686.60.12570.483172.70.52920.797185.00.13150.545571.30.59370.818383.20.16740.558570.00.68490.849282.30.18180.577568.00.77010.896281.60.20830.627366.90.87410.919480.20.23190.64851000.00.078.00.28180.6775由y=49.388*x^2-73.544*x+95.708,将Xf=0.36，Xd=0.965，Xw=0.45%代入得到相映的温度：Tf=75.63℃Td=70.73℃Tw=95.38℃将Tf、Td、Tw代入y=-20.024*x^2-18.335*x+100.13得Yf=0.74Yd=0.85Yw=0.21∵y=ɑ*x/(1+(ɑ-1)*x)∴ɑ=y(x-1)/(x*(y-1))∴ɑf=0.74*(1-0.36)/((1-0.74)*0.36)=5.06ɑd=0.85*(1-0.965)/(0.965*(1-0.85))=0.206ɑw=0.21*(1-0.45%)/(0.45%*(1-0.21))=58.81ɑˉ=(5.06*0.206*58.81)∧(1/3)=3.94∵q=1，∴Xq=Xf=0.36,Yq=3.94*0.36/(1+2.94*0.36)=0.689Rm/(Rm+1)=(0.965-0.689)/(0.965-0.36)=0.456∴Rm=0.839取R=1.5Rm=1.5*0.839=1.26∴S=(R+1)*D=2.26D由:F+S=W+D,F*Xf=W*Xw+D*Xd有：79.57+2.26D=D+W79.57*0.36=D*0.965+W*0.45%得:D=29.14kmol/hW=116.29kmol/hS=65.86kmol/h2.理论塔板数的计算精馏段操作线方程：y=R/(R+1)x+Xd/(R+1)y=0.558x+0.427提馏段操作线方程：y=W*x/S-W*Xw/S=1.766x-0.00795利用作图法得到，理论塔板数NT=11，进料板为第5块；精馏段理论板数为4块，提馏段理论板数为7块∵Td=70.73℃Tw=95.38℃∴T′=(70.73+95.38)/2=83.06℃y′=0.58x′=0.20平均相对挥发度ɑ=3.9483.06℃时甲醇跟水的粘度分别为ū1=0.4106mPa.sū2=0.3436mPa.sū=0.4106*0.20+0.3436*0.8=0.357mPa.s由奥康奈尔公式ET=0.492(αμL)-0.245得E=0.492*(3.94*0.357)-0.245E=0.453∴实际塔板数N=11/0.453=24.3块取实际塔板数为25块，其中精馏段4/0.453=8.83提馏段7/0.453=15.45块，取精馏段9块，提馏段16块。3.热量衡算塔顶冷凝器的热负荷Qc=V*rcV=65.86kmol/h在塔顶温度70.73℃下甲醇的汽化热r1=847kJ/kg=27104kJ/kmol水的汽化热r2=1498kJ/kg=26964kJ/kmol平均汽化热r=27104*0.965+26964*0.035=27099.1kJ/kmolQc=65.68*27099.1=1.780*10^6kJ/h塔釜加热蒸汽的热负荷Qb=V´*rbV´=65.86kmol/h在塔釜温度95.38℃时，甲醇的汽化热r1=950kJ/kg=30400kJ/kmol水的汽化热r2=1730kJ/kg=31140kJ/kmol平均汽化热r=30400*0.45%+31140*0.9955=31136.67kJ/kmolQb=65.86*31136.67=2.051*10^6kJ/h三、主要设备工艺尺寸计算1.塔径与空塔气速1）操作压力∵塔顶操作压力为常压，Pd=101.33KPa取每层塔板压降:ΔP=0.64kpa∴进料板操作压力Pf=101.33+0.64*9=107.09kpa精馏段平均操作压力P1=（101.33+107.09）/2=104.21kpa塔釜压力Pw=101.33+0.64*25=117.33kpa提馏段平均操作压力P2=（117.33+107.09）/2=110.77kpa2）温度精馏段平均温度t1=(70.73+75.63)/2=73.18℃t2=(95.38+75.63)/2=85,505℃t=(70.73+95.38)/2=83.055℃3）平均摩尔流量S=V′=V=（R+1）D=65.86kmol/hL′=L+F=W=116.29kmol/hL=36.72kmol/hF=79.57kmol/h塔顶汽相摩尔质量Md,y=32*0.85+18*0.15=29.9kg/kmol塔顶液相摩尔质量Md.x=32*0.965+18*0.035=31.51kg/kmol进料汽相摩尔质量Mf，y=32*0.74+18*0.26=28.36kg/kmol进料液相摩尔质量Mf,x=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol流出液汽相摩尔质量Mw,y=32*0.21+18*0.79=20.94kg/kmol流出液液相摩尔质量Mw,x=32*0.0045+18*0.9955=18.063kg/kmol精馏段平均汽相摩尔质量M1,y=(29.9+28.36)/2=29.13kg/kmol精馏段平均液相摩尔质量M1,x=（31.31+23.04）/2=27.275kg/kmol提馏段平均汽相摩尔质量M2,y=（20.94+28.63）/2=24.785kg/kmol提馏段平均汽相摩尔质量M2,x=(23.04+18.063)/2=20.55kg/kmol4）密度精馏段气相密度ρ1=104.21*29.13/(8.314*(273.15+73.18))=1.054kg/m3提馏段气相密度ρ2=110.77*24.785/8.314/(273.15+85.505)=0.921kg/m3在塔顶，进料板，塔釜温度下，甲醇的密度分别为744.87kg/m3,740.50kg/m3,722.88kg/m3；水的密度分别为977.8kg/m3,974.8kg/m3,961.85kg/m3∴塔顶液相密度ρd=1/(0.98/744.87+0.02/977.8)=748.44kg/m3进料板液相密度ρf=1/(0.5/740.50+0.5/974.8)=841.65kg/m3塔釜液相密度ρw=1/(0.8%/722.88+99.2%/961.85)=959.31kg/m3精馏段液相平均密度ρ3=（748.44+841.65）/2=795.05kg/m3提馏段液相平均密度ρ4=(841.65+959.31)/2=900.48kg/m35）表面张力如下图所示，在70.73℃,75.63℃,95.38℃时，甲醇的表面张力分别为26.02mN/m,24.78mN/m,95.38mN/m；水的表面张力分别为66.02mN/m,64.38mN/m,61.87mN/m∴бd=26.02*0.985+66.02*0.035=27.42mN/mбf=24.78*0.36+64.83*0.64=50.412mN/mбw=23.12*0.45%+61.87*(1-0.45%)=61.70mN/m精馏段б1=(27.42+50.412)/2=mN/m提馏段б2=(50.412+61.70)/2=56.056mN/m6）粘度查表得在70.73℃,75.63℃,95.38℃时，甲醇的粘度分别为0.562mPa·s,0.489mPa·s,0.322mPa·s；水的粘度分别为0.4061mPa·s，0.3779mPa·s,0.2978mPa.sμd=0.562*0.965+0.4061*0.035=0.5565mPa·sμf=0.489*0.36+0.3779*0.64=0.4179mPa·sμw=0.322*0.45%+0.2978*99.55%=0.2979mPa·s精馏段液体平均粘度μ1=（0.5565+0.4179）/2=0.4872mPa·s提馏段液体平均粘度μ2=(0.4179+0.2979)/2=0.3579mPa·s7）塔径塔板的实际计算A）精馏段汽、液相体积流率为：LS=36.72*27.275/(3600*795.05)=3.499*10-4m3/sVS=65.86*29.13/(3600*1.054)=0.5056m3/s塔径的计算欲求塔径应先求出u，而u＝安全系数×umaxmaxLmVmVmuC精精精精式中：3L3Vkg/m;kg/m;m/s;C液相密度，气相密度，负荷因子，横坐标的数值为：(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.5=3.499*10-4/0.5056*(795.05/1.054)0.5=0.019参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系塔径/D，m0.3～0.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.00.5板间距/HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600初选板间距TH=0.4m,取板上液层高度h1=0.05m，故分离空间HT-h1=0.4-0.05=0.35m根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.07由公式C=20C0.220校正得C=0.07*(38.916/20)0.2=0.0800Umax=CLVV=0.0800*[(795.05-1.054)/1.054]0.5=2.1949m/s取安全系数0.70，则u=0.70maxu=0.7*2.1949=1.5364m/s故D=4sVu=[(4×0.