甲醇-水精馏分离板式塔设计

甲醇水精馏分离板式塔设计河西学院化学化工学院课程设计河西学院HEXIUNIVERSITY化工原理课程设计专业化学工程与工艺学号姓名王川东指导教师杨自嵘2016年11月15日河西学院化学化工学院课程设计化工原理课程设计任务书一、设计题目甲醇水溶液连续精馏塔设计二、设计任务及操作条件1设计任务生产能力（进料量）15000吨/年操作周期7200小时/年进料组成40（质量分率，下同）塔顶产品组成95塔底产品组成22操作条件操作压力塔顶为常压进料热状态饱和蒸汽进料加热蒸汽饱和水蒸汽3设备型式浮阀塔4厂址吉林省吉林市三、设计内容1设计方案的选择及流程说明2塔的工艺计算3主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4辅助设备选型与计算5设计结果汇总6工艺流程图及精馏工艺条件图7设计评述河西学院化学化工学院课程设计目录设计任务书1概述111精馏原理及其在化工生产上的应用112精馏塔对塔设备的要求113常用板式塔类型及本设计的选型114本设计所选塔的特性215流程的确定和说明22塔板的工艺设计321精馏塔全塔物料衡算322温度的计算423密度的计算524液体的平均表面张力的计算625黏度的计算726相对挥发度727气、液相体积流量计算728理论塔板的计算829塔径的初步设计9210溢流装置10211塔板布置及浮阀数目与排列123塔板的流体力学计算1331气相通过浮阀塔板压降1332淹塔1433物沫夹带线1534塔板负荷性能图（泛点率按70计算）1635浮阀塔工艺设计计算结果184塔附件设计1941接管19河西学院化学化工学院课程设计42回流管2043塔釜出料管2044塔顶蒸气出料管2045塔釜进气管2046裙座2047塔的顶部空间高度2148塔的底部空间高度2149人孔21410塔高计算21411再沸器的选择215总结226附录23参考文献24河西学院化学化工学院课程设计摘要本设计采用浮阀塔分离甲醇和水，通过图解法计算得出理论板数为11块，回流比为2，算出塔板效率045455，实际板数为22块，进料位置为第16块，在浮阀塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为10米，总塔高70米，每层浮阀数目为39个。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。关键词甲醇，水，连续精馏，浮阀塔1概述11精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液气相冷却而成是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。12精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下生产能力大即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。效率高气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。流体阻力小流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。有一定的操作弹性当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。结构简单，造价低，安装检修方便。能满足某些工艺的特性腐蚀性，热敏性，起泡性等。13常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操1河西学院化学化工学院课程设计作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。甲醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计14本设计所选塔的特性浮阀塔的优点是生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大2040，与筛板塔接近。操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的5080，但是比筛板塔高2030。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适15流程的确定和说明本设计任务为分离甲醇水溶液的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。甲醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物2河西学院化学化工学院课程设计上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入甲醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成甲醇和水的分离。2塔板的工艺设计21精馏塔全塔物料衡算F原料液流量KMOL/HXF原料组成MOLD塔顶产品流量KMOL/HXD塔顶组成MOLW塔底残夜流量KMOL/HXW塔底组成MOL甲醇的摩尔质量MA3204KG/MOL水的摩尔质量MB1802KG/MOL040/320402726040/3204060/1802095/320409144塔顶组成XD095/3204005/1802002/320400112塔底组成XW002/3204098/1802原料甲醇组成XF平均摩尔质量MF027263204072741802218418MMD0914432040085618023083990011232040988818021817707W15原料处理量F953829KMOL/H7200218418物料衡算式FDWFXFDXDWXW根据上式解得D27637KMOL/HW677829KMOL/H表1甲醇水在气，液平衡组成与温度的关系3河西学院化学化工学院课程设计液相中苯的摩尔分数X/温度T/10096493591289387784481778075373171269367666065064500020040060080100150200300400500600700800900951气相中苯的摩尔分数Y/00134023403040365041805170579066507290779082508700915095809791由手册查的甲醇水物系的气、液平衡数据，绘出XY图，见图1所示图1图解法求理论板层数22温度的计算利用表1中数据由拉格朗日插值可求得TF、TD、TW。4河西学院化学化工学院课程设计RMINXDYQYQXQ0914406074081870607402324R15RMIN1228935912T935,TF7165F00400602300464565TD645TD,TD6467109509810100969T100TW,TW97966W0002001130TT71656467668163精馏段的平均温度T1FD22TT71659796684808提馏段的平均温度T2FW22TF23密度的计算精馏段已知T168163X10766Y9109001KG/KMOLML1320407669180202331287719MV1320409001180202331306394KG/MOL提馏段已知T284808X201438Y205048KG/KMOLML2320409001180200999306394MV2320405048180204952250973KG/MOL表2不同温度下甲醇和水的密度温度/6098327611809718737410095847120水KG/M3甲醇KG/M3由T16816380606816360甲7564471KG/M397189832甲767180606816360水9785471KG/M397189832水98325河西学院化学化工学院课程设计由T284808，查手册得甲7312938KG/M3水9686748KG/M3在精馏段液相密度L11076693204/0766932041802023310854112782103L175644719785471得L17823715KG/M3气相密度V1V13063942731508522KG/M3287719127315681631在提馏段液相密度L21014383204/01438320418020856210230011093910373929389686748L2得L29013924KG/M3气相密度V2V225097327315085496KG/M3224273158480824液体的平均表面张力的计算温度/甲醇表面张力/MN/M水表面张力/MN/M601733662801504626100128588MN/M水653116MN/M由TD6468，查手册得甲醇167946MN/M塔顶液LDM09144167946109144653116209477MN/M水640195MN/M由TF7165，查手册得甲醇159861MN/M进料板液相LFM02726159961102726640195509283由TW97966，查手册得甲醇6055MN/M水59189MN/M6河西学院化学化工学院课程设计塔底液LWM00112605510011259186592013MN/M精馏段液相平均表面张力为LM提馏段液相平均表面张力为WM25黏度的计算由T168163,查表得水417618102MPAS、甲醇03169MPAS由T284808,查表得水337268102MPAS、甲醇02652MPAS精馏段黏度209477509256359367MN/M2359367509256434312MN/M2MPAS1甲醇X1水（1X103169076690417610766903404提馏段黏度MPAS2甲醇X2水1X2026520143803373085620326926相对挥发度精馏段挥发度由XA02294，YA05422得XB07706，YB04578所以YAXB090010233127386YBXA0099907669提馏段挥发度由XA01438，YA05048得XB08562，YB04952YX0504808562所以AB60695YBXB049520143827气、液相体积流量计算精馏段KG/KMOL已知ML1287719KG/KMOL，MV1306395L17823715KG/M3，V108522KG/M3LRD1228276037338973KMOL/HVLDR1D338973276037615010KMOL/H7河西学院化学化工学院课程设计质量流量L1ML1L28771933897302709KG/S3600306395615010V1MV1V05234KG/S3600体积流量LS1V1L1L1027093462103M3/S7823715VS1V10523406141M3/S08522提馏段KMOL/H已知Q1，F979093ML2200361KG/KMOL，MV2250973KG/MOLL29013924KG/M3，V208549KG/M3LLQF3389739790931318066KMOL/H003661KMOL/SVVQ1F615051KMOL/H00185KMOL/S质量流量L2ML2L200361131806607335KG/S3600250973615051V2MV2V04668KG/S3600体积流量LS2V2L2L20733581374104M3/S9013924VS2V20466805460M3/S0854928理论塔板的计算精馏段MPAS已知27386L103404ET0492738603404024504985NP精NT51003,故NP精11块ET04985提馏段已知60695L032698河西学院化学化工学院课程设计ET0496069503269024504143NPNT35844,故NP提9块ET04143全塔所需实际塔板数NPNP精NP提11920（块）全塔效率ETNT851375，其中加料板设置第12块NP2029塔径的初步设计精馏段HT0325MHL05MHTHL0275M横坐标由UMAXLS1L1346210782371500171VS1V1061410852212412LV式中CC20L计算，其中C20由史密斯关联图查取，CV2002查图可知C200045LCC20200260045200200354UMAX00354782371508522M/S1072008522M/S1MAX06064329河西学院化学化工学院课程设计D14VS140614111026MU1314064322横截面积AT07851102609543M2空塔气速U106432M/S提馏段HT0325MHL05MHTHL0275M横坐标LS2L2813741090139240048VS2V205460085490212412查图可知C200056CC2020UMAX00629723596220020062972901392408549M/S2043808549M/SU2UMAX0612263D24VS240545307529MU1314122632圆整D1000MM,AT0785075290785M2,U212263M/S210溢流装置因塔径D10M，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下图3塔板的结构参数堰长LW065D065M溢流堰高度HW由HWHLHOW,选用平直堰，堰上液层高度HOW由下式计算，即HOWLH284E1000LW近似取E110河西学院化学化工学院课程设计2843600346210454455103M精馏段HOW1000065HWHLH0W004456M提馏段HOW284360081374104M001281000065MHWHLHW003720弓形降液管的宽度WD和横截面AF由LWD065查下图（LWD的范围0608AFLW0072，AF07850072005652M2LW065M，065则ATDWD013，WD0131013MD降液管内停留时间精馏段AFHTLS1AFHTLS20056520325S5305934621040056520325S22574048137410提馏段停留时间5S，故降液管可使用降液管底隙高度11河西学院化学化工学院课程设计精馏段H0HW00060044560006003856M提馏段H0HW0006004184M0006003584要保证良好的液封，一般不低于0006M，故降液管底隙高度设计合理。211塔板布置及浮阀数目与排列取边缘宽度WC005M破沫区宽度WS007M降液管宽度WD013M塔径D1M2X计算塔板上的鼓泡区面积，即AA2XR2X2RARCSIN180R其中RD1WC005045M22D1XWDWS01300703M2231403所以AA20304520320452ARCSIN0497M180045图5单层塔板的结构参数阀孔计算及其排列甲醇水溶液无腐蚀性，可选用3MM碳钢板（碳钢板厚34MM，孔径D0应不小于），取筛孔直径D05MM。筛孔按照正三角形叉排排列，取孔心距TT34D0。12河西学院化学化工学院课程设计浮阀板按正三角形排列，取中心距T3DO300390117M图6正三角形叉排1155AA11550497382739个22T0117A0907开孔率01008AA20039筛孔数目N精馏段气体通过筛孔的气速U01VS06141M/S122670A001008049664VS205460M/S109066A001008049664提馏段气体通过筛孔的气速U023塔板的流体力学计算31气相通过浮阀塔板压降可根据HPHCH1H计算。精馏段干板阻力U0C11731M/S11465308522V1U02因UO1U0C1，故HC1534M0089312L1G板上充气液层阻力取005M，HL10HL050050025M液体表面张力所造成的阻力此阻力较小，可忽略不计因此与气体流经塔板的压降相当的高度为MHP1008931002501143PP1HP1L1G0114378237159818763639PA13河西学院化学化工学院课程设计提馏段干板阻力U0C21731731M/S11144541V2085492V2U02因U02U0C2，故HC2199M/S0033532L2G板上充气液层阻力取005，HL20HL050050025M液体表面张力所造成的阻力此阻力较小，可忽略不计因此与气体流径塔板的压降相当的高度为MHP20035530025005853PP2HP2L2G00585390139249815175634PA32淹塔为防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度。HDHTHW,即HDHPHLHD精馏段单层气体通过塔板压降所相当的液体高度HP101143M液体通过液体降液管的压头损失LS1234621042HD10153015343402104MLWH01065001板上液层高度HL1005M则HD101143814910400501651M取05，选定HT0325M,HW1004456M则HTHW1050325004456018478M可见H1HTHW1，所以符合防止淹塔的要求提馏段M单层气体通过塔板压降所相当的液体高度HP2005853液体通过液体降液管的压头损失14河西学院化学化工学院课程设计LS12813741042HD1015301536642104MLWH010650019板上液层高度HL1005M，则HD20058536642104005010919M取05，HTHW2050325004184018342可见HD2HTHW2，所以符合防止淹塔的要求33物沫夹带线VS1泛点率V1136LS1ZLL1V1KCFAVS1100泛点率V1L1V1078KCFAT100板上液体流经长度ZLD2WD102013074M板上液流面积ABAT2AF07852005652067196M2精馏段查物性系数由于甲醇水为无泡沫，正常系统则K10泛点负荷系数图CF008206泛点率085221363462104074782371508522374351008206719606泛点率提馏段085227823715085224038907800820785查物性系数由于甲醇水为无泡沫，正常系统则K10，泛点负荷系数图CF008415河西学院化学化工学院课程设计0泛点率08549136813741040749013924085493125501008406719605泛点率08549901392408549327080078100840785由计算可知，符合要求34塔板负荷性能图（泛点率按70计算）物沫夹带线VS08522136LS074782371508522VS10084067196精馏段07整理得VS116803137304768LSVS提馏段0708549136LS07490139240854910084067196整理得VS1282371894326635866LS表4物沫夹带线的气、液体积流量精馏段LSM300001116500001127900002116200002127600011138000112500004104600041521VSM3S提馏段LSM3VSM3S由上表可作出精馏段、提馏段中的物沫夹带线（1）。液泛线HTHWHPHLHDHLH1HHLHD,由此确定液泛线忽略HVU02L2843600LS2HTHW5340153S2H0HWEL2GLWHV1000LW3而U04VSD0N216河西学院化学化工学院课程设计精馏段253408522VS1201848736213LS115004456088902LS132240785390039782371529812223227689LS9753466297LS整理得VS1085184926486提馏段253408549VS220183429683706LS150041840889019LS32240785390039901392429812222813438779LS1120174234LS3整理得VS21013553315表5液泛线上的气、液体积流量精馏段LSM3SVSM3S000010916500001099470000508906000050970000010858700010945000404379000407753提馏段LSM3SVSM3S由上表可作出精馏段、提馏段中的液泛线（2）。液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35S。以5S作为液体在降液管内停留时间的下限则LSMAXAFHT5005652032500036738（M3/S）5由此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（3）。漏液线以F05作为规定气体最小负荷的标准VS精馏段VS1MIN提馏段VS2MIN4D0NU0240039239502522（M3/S）085225025181（M3/S）0854940039239由上可作出精馏段、提馏段的漏液线（4）。液相负荷下限17河西学院化学化工学院课程设计取堰上液层高度H0W0002作为液相负荷下限条件作为液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。LSMIN2843600E0002取E11000LW4LSMIN164159104LW106710（M3/S）23由上可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（5）。由以上做出塔板负荷性能图如下VS气相体积流量液相体积流量图7精馏段塔板负荷性能图在负荷性能图上，做出操作点P1连接OP1,即做出操作线。由上图可看出，该浮阀板的操作上限为液泛控制，下限为漏液线控制。P1点的坐标为（00004554,06679）。由上图查的VSMAX088384，VSMIN0252（M3/S）（M3/S）故操作弹性为VS,MAX/VS,MIN350735浮阀塔工艺设计计算结果表7浮阀塔工艺设计计算结果18河西学院化学化工学院课程设计项目塔径板间距塔板类型空塔流速堰长堰高板上液层高度降液管底隙高浮阀数阀孔气速孔心距单板压降液体在降液管内降液管内液层高度泛点率气相负荷上限气相负荷下限操作弹性4塔附件设计41接管符号DHT单位精馏段100325提馏段100325备注MM单溢流弓形降液管ULWHWMMMMM个M/S064320650044560050038563912026700117676363940336012853743508838025235071022630037200358439109066011751756342087701092840389091530251813635等边三角形液泛线控制漏液线控制HLH0NU0TPPMPAHDSMM3/SM3/SVSMAXVSMIN进料管采用直管进料，管径计算D4VS取UF16M/S，7476KG/M3UF15000103VS000077M3/S72003600747619河西学院化学化工学院课程设计D4VS40000772475MMUF31416则选择进料管道推荐尺寸取253MM42回流管43462104采用直管回流管取UR1（6M/S，DR165981（MM）31416则选择回流管道推荐尺寸取253MM43塔釜出料管VLWL2L2V2L207335046684795910（M3/S）901392442959104取UW1（，直管出料DW6M/S）1535（MM）31416则选择塔釜出料管道推荐尺寸取183MM44塔顶蒸气出料管（M/S）直管出气，取出口气速U20，D40667920626（MM）31420则选择塔顶蒸汽出料管道推荐尺寸取2198MM45塔釜进气管（M/S）采用直管，取U20，D4054601863192（MM）31420则选择塔釜进气管道推荐尺寸取2198MM46裙座塔底采用裙座支撑，裙座结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800MM，故裙座壁厚取16MM。基础环内径DBI10002160204103732（MM）基础环外径DBO100021602041031332（MM）20河西学院化学化工学院课程设计圆整DBI800MM，DBO1300MM；基础环厚度考虑到腐蚀余量取18MM；考虑到再沸器，裙座高度取1500MM。47塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为10M。48塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，取HB10M。49人孔参考课程设计书173页，本塔共22块塔板，需设一个人孔，孔径为05M410塔高计算精馏段H精（N精1）HT111032532（5M）提馏段H提（N提1）HT91032526（M）在进料孔上方开一人孔，其高度为05M，故精馏塔高度为H263251505211885（M）411再沸器