化工原理课程设计——甲醇与乙醇的精馏.docx

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1、4.3.3液泛验算264.3.4雾沫夹带验算264.3.5液体在降液管内的停留时间274.4操作性能负荷图274.4.I气相负荷下限线274.4.2过量雾沫夹带线274.4.3液相负荷下限线284.4.4液泛负荷上限线284.4.5液泛线284.4.6操作性能负荷图29第五章各接管的设计305.1进料管305.2釜残液出料管305.3回流液管305.4塔顶上升蒸汽管31第六章协助设备的计算及选型316.1 褶座316.2 吊柱316.3冷凝器的选择326.4再沸器的选择326.5进料处加热器的选择33附录35附录一：设计结果一览表35附录二：参考文献36附图37附图一37附图二38附图三39附

2、图四40（2）谯出液含甲醇$,残液含乙醇。（3）泡点进料；料液可视志向液;2、操作条件（1）常压操作；（2）回流液温度为塔顶蒸汽的露点：（3）间接蒸汽加热、加热蒸汽压力为5kgfm2；（4）冷却水进口温度25C；（5）设备热损失为加热蒸汽供热量的5，1.2设计成果1、设计说明书一份；2、设计图纸包括负荷性能图、塔盘布量图、浮阀塔（或筛板塔）工艺条件图。其次章精储过程的生产流程及特点2.1 概述甲静（俗称“工业酒精”）是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，甲醇常用于制造甲酹、醋酸、氯甲烷等有机产品,但同时也是农药、医药的重要原料之一.甲招在深加工后可作为一种新型清洁燃料

3、，也加入汽油掺烧。甲醉和氮反应可以制造一甲胺。2.2 艺流程示意图上图是个典型的板式连续精微塔。塔内仃若干层塔板，每层就是个接触级，它为气液两相供应传质场所.为向接触级供应两相接触所需的气流和液流，塔顶设有冷凝疑将顶部的蒸气冷凝成液体并部分往下流，塔底设有再沸器降低将塔底部的液体部分气化向上流。操作时原料液自塔的中部某适当位置连续地加入，塔顶冷凝液的一部分作为塔顶产品一称为流出液连续产出，其余回流进入塔顶：塔釜出来的液体经再沸器部分气化后，液体作为塔底产品一称为釜液连续排出，气体则返回进入塔底。在加料位置之上部分，上升蒸气与顶部卜.来的液体逐级逆流接触，进行多次接触级蒸幅，因此自下而上气相易挥

4、发组分浓度逐级增加：在加料位置之下部分，下降液体与底部上升的蒸气逐级逆流接触，也进行多次接触级蒸储，因此自上而卜.也像雄挥发组分浓度逐级增加。总体来看，全塔自塔底向上气相中易挥发组分浓度逐级增加：自塔顶向下液相中难挥发组分浓度逐缎增加。因此只要有足够多的塔板数，就能在塔顶得到高纯度的易挥发组分A,塔底得到高纯度的难挥发组分精储过程的热力学基础仍旧是组分之间挥发度的差异（）,而多次的接触级蒸储是其实现的手段。在个精微塔内自上而下温度逐级上升，塔顶温度最低.塔釜温度最高。引入料液的塔板叫做加料板，具上的部分成为精储段：加料板以及其下的部分称为提惚段。为在一个塔内同时获得高纯度的A和B,须要一个具有

5、精馈段和提馈段的完整精锚塔。但是依据生产中的不同要求，可以采纳只有精锚段或只有提情段的精愉塔，也可以运用一些特别的精情过程.普作坊和一是连续地，也可以是间歇的。供应气液两相接触的场所可以是塔板（板式塔），也可以是填料的表面（填料塔）。第三章精储塔的工艺设计计算3.1引言精福所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质用的塔设备首先必须要能使气、液两相得到充分接触，以达到较高的传质效率。塔设备设计要具需下列各种基本要求：I、气、液处理量大，即当生产实力大时，仍不致发生大地的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。2、操作稔定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动，仍能在较高的传质

6、效率卜进行稳定操作，并应保证长期连续操作所必需具有的牢存性。3、流体流淌的阻力少，可降低操作费用。4、结构简洁，材料耗用量小，制造和安装简洁。5、耐腐蚀和不易堵塞,便利操作，调整和检修，6、塔内的滞留量要小。表31原始液：乙醇和水的混合物原料液处理量300ty(1.y=300d*=24hd)原料液（含甲醉）75%（质量分数）原料液温度25塔顶产品（含甲醇）95%（质量尔分数）塔底残液（含甲醇）5%（明量分数）回流比R=1.8RI1.g热损失Qi=5%Qh热源条件5kgf7cn23.2.2查阅文献，整理有关物性数据表3-2甲醉和乙醉的物理性施名称分子式相对分子顶吊密度(20C)kgm沸点(101

7、.3kPa)C比热容(20C)Kg(kg.X?)拈度(20C)O1.Pi1.S导热数(2or)(m.X?)表面张力ox1O1(20C)N/m甲醇（八）CH3OH32.0479164.72.4950.60.21222.6乙静（B）C2H5OH46.0778978.32.3951.150.17222.81.料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数原料组成：XF=2声75=0.811832.04+46.07XF=1-0.8118=0.188295储出液组成：XD=。声；！=0.964732.0446.07XD(B)=1-0.9647=0.03535釜出液组成Xwm=S西95=0070432O4+46O7XW=

8、1-0.0704=0.92963.2.3物料衡算已知D=Dn3+Dm3230000x1.000X95%+30000X1000x5%t-M23002432.43002446.07133.2762kmo1./h总物料衡算F=D+V=133.2762+W易挥发组分物料衡算0.9647133.2762+0.0704W=0.8118F联立以上二式得:F=1.60.761.9kmo1.hW=27.4857kmo1.h表33物料衡算数据记录F160.7619kmo1.hXF().8118D133.2762kmobhxD0.9647W27.4857kmo1.w0.07043.2.4塔温确定由各操作阶段的甲醇和

9、乙博的质量百分含S1.已确定，所以依据甲醉和乙醇的质量仃分含量，利用表中数据用内插值法求得各组分的温度。表34塔温温度相对挥发度塔顶甲醇的摩尔分数：XD=0.9M7tD=65.3V=1.74985进料甲醇的摩尔分数：XF=0.8118tF=66.9*C(泡点温度)a=1.7379塔底甲醇的摩尔分数：XW=0.0704tw=77.2oCa=1.66723.2.5q值的计算假设为泡点进料，则q=1,3.3塔板数的确定3.3.1 理论塔板数N7的求取a平均=的商花=1,7179平衡线方程：y=缶XF（八）a产4T1.7179x0.81181.+(1.7179-1.)0.8118=-88110.964

10、7-0.8811=0.54180.9647-0.8118Arn一二1.im+1Rm=1.2015R=1.8Rm=2.1717精情段:yn+1=xn+=06847xrt+0.3042提馅段：W+1.(：黑廿1.I=1.0650xn+0.004577平衡线方程可写为：X=-=ya-(-1.)y1.7179-(1.7179-1.)yy1.=xd=0.96470Xi=0.94086y2=0.94S41.X2=0.91454y3=0.93039X3=0.88611y4=0.91092X4=0.85617y5=0.89042X5=0.82548yb=0.86941X6=0.794890.8118=小改用提

11、懦段操作线方程：y7=0.84190X7=0.75620ys=0.80078X8=0.70058y9=0.74154X9=0.62548y0=0.66156X10=0.53224yn=0.56226X11=0.42782y12=0.45105X12=0.32354乙醉：Ig(PsAPa)=A-得：PAIo1.(U6绸4gws1.将比Pj代入斤必+PSm=P进行试差.求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：I)塔顶：P1.=IOI.3+0.7=IO2kPa,4=X1=0.9647,试差得G=65.6oC2)进料板位置：6精储段实际板层数：Ntfi=5/54.504%=9.179每层塔板压降:AP=0

12、.7kPa进料板压力：PF=IOI.3+().79=1.()7.6kPa.以=xf=0.79489,优差得tF=68.7。C3)提储段实际板层数：N我=(11-4)54.5()4%=18.3519塔釜压力：Pw=1OI3+O.729=121.6kPa塔釜：M=XW=O.062584,P,v=1.21.6kPa.试差得绿，=82.7。C求得精储段及提馈段的平均压力及温度：精馀段：=牛=空等=67.15。CPm=牛=3产=O4,8kPa提储段：fm=1.=8272687=75.71oC%=空=弋山=U46kPa2.平均摩尔质量的计算:塔顶：m=0.963434+(I-0.96347)46.07=3

13、4.4261.kgmo1.M1.Dm=0.986734+(1-0.9867)46.07=34.1.608kg/kmo1.进木4板：M1.ZFm=0.8694134+(I-0.86941)46.07=35.5762kgkno1.Mz.Fm=0.794934+(1-0.7949)46.07=36.4756kg/kmo1.塔釜：Mvwm=0.()422234+(1-0.()4222)x46.07=45.5106kg/kmo1.M1.Wm=O.O7O4x34+(1.-O.O7O4)46.07=45.2203kg/kmo1.精储段平均摩尔质量:Mym=M=334.160845.5762=34.8685k

14、g/kmo1.M1.m=也喈T-詈一噎354509kgkm1.提储段平均摩尔质地：Mw=S詈S=阻经等理=40.5434kg/kmo1.=40.4795kg/kmo1.t,M1.Fm+M1.Wm36.4756+45.2203Mzm=；=；又I.1=2113.2kJkg,t=68.3T.n=Q.t=9603.8kJ/ha=23.866n2202947SS.4668.3X2926X3600故所选换热器为:JBT4714-92DN=500mm,N=2,1.=3.025m,A=28.3m26.5进料处加热器的选择原料液温度：25cC（原料液温度）66.9C（目标温度）查表知：CP甲解=2.63kJkgK-1.=84.16kJmobK1CP乙解=3,1.8kJkgf1=146.28kJmo1.K-11.1.=2113.2kJ/kg则Q=84.16x0.8118+146.28x