丙醇水体系课程项目设计方案

李健 化工 070325 甲醇 1 丙醇水体系课程 项目设计方案 第一节 概述 精馏所进行的是气 (汽 )、液两相之间的传质，而作为气 (汽 )、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气 (汽 )、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气 (汽 )、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气 (汽 )、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期 连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作 、 调节和检修。 塔内的滞留量要小。 实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 系介绍 常压下甲醇与水的二元溶液就属正偏差溶液。由于对于一定的 两组分的蒸汽压均比理想溶液计算的值偏高，必然泡点比理想溶液的低，在 泡点线与露点线之间的间距增大，亦即使 李健 化工 070325 甲醇 2 甲醇水体系汽液平衡数据 (参考课程设计数据 t/ x y a 46 8 6 5 备注： 2112X，算得常压下不同温度时甲醇对水的相对挥发度。 常压下甲醇 李健 化工 070325 甲醇 3 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的李健 化工 070325 甲醇 4 不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔 、 穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 (1813 年 )、筛板塔 (1832 年 )，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如 阀塔板 、 多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 罩塔 泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要原件为升气管及泡罩。泡罩安装在升气管的顶部， 分圆形和条形两种，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺寸分为 、 、三种，可根据塔径的大小选择。通常塔径小于 1000用 的泡罩；塔径大于 2000用 的泡罩。 泡罩筛板的主要优点是操作弹性较大，液汽范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。 其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代。在设计中除特殊需要 （如分离黏度大、易结焦等物系）外一般不宜选用。 板塔 筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小分为小孔径筛板（孔径为 3 到 8大孔径筛板（孔径为 10 到 25类。工业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离黏度大、易结焦的物系）。 筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力大；气体分散均匀，传质效率高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理 易结焦，黏度大的物料。 应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液， 使得操作弹性减小，传质效率下降，故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。 阀塔 浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀李健 化工 070325 甲醇 5 周边水平的进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有 型 等，其中以 浮阀应用最为普遍。 浮阀塔板的优点是结构简单 、 制造方便 、 造价低 ；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高黏度的物料时，阀片易于塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。 应予指出以上介绍的仅是几种较为典型的浮阀形式。由于浮阀具有生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点，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，是目前新型塔板研究 开发的主要方向。近年来研究开发出的新型浮阀有船型浮阀、管型浮阀、梯形浮阀、双层浮阀、 合浮阀等，其共同的特点是加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动 更趋于合理，操作弹性和塔板效率得到进一步的提高。但应指出，在工业应用中，目前还多采用 浮阀，其原因是 浮阀已有系列化标准，各种设计数据完善，便于设计和对比。而采用新型浮阀，设计数据不够完善，给设计带来一定的困难，但随着新型浮阀性能测定数据的不断发表及工业应用的增加，其设计数据会不断完善，在较完善的性能数据下，设计中可选用新型浮 阀。 计要求 设计条件： 体系：甲醇 已知：进料量 F=240 h 进料浓度 尔分数） 进料状态： q 1 操作条件：塔顶压强为 4 压 )，单板压降不大于 塔顶冷凝水采用深井水，温度 t 12； 塔釜加热方式：间接蒸汽加热 全塔效率 52% 分离要求： D = W = 回流比 R / = a) 根据设计任务和工艺要求，确定设计方案； b) 根据设计任务和工艺要求，选择塔板类型； c) 确定塔径、塔高等工艺尺寸 d) 进行塔板的设计，包括溢流装置的设计塔板的布置升气道（泡罩筛孔或浮阀等）的设计及排列； e) 进行流体力学验算； f) 绘制塔板的负荷性能图； g) 根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理想，可对某些参数进行调整，重复上述设计过程，一直到满意为止。 李健 化工 070325 甲醇 6 第二节 设计方案的确定 作压力 塔的操作压力的选择实际上是塔顶和塔底温度的选取问题。在塔顶产品的组成确定以后，塔顶的温度和压力只能选定一项。 料状态 若进塔原料为过冷液体， 热量主要由塔釜输入，必要求蒸馏釜的传热面积大，设备体积大，此外，因 提馏段 气液流量大， 提馏段 塔径要加大。于是，冷液进塔虽可减少理论塔板数，使塔高降低，但蒸馏釜及 提馏段 塔径增大，亦有不利之处。泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。所以根据设 计要求，泡点进料， q 1。 热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇 醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用 3度 130）间接水蒸汽加热。 却剂与出口温度 采用深井水，入口温度 t 12，由于水的出口温度一般不能超过 50左右，否则溶解于水中的无机盐将会析出，在传热壁面上形成污垢而影响传热效果。同时考虑到塔顶产品与冷却剂之间必须保持 10 到 20的传热温差，取冷却剂出口温度为 30 流比（ R）的选择 李健 化工 070325 甲醇 7 实际操作的 R 必须大于 但并无上限限制。选定操作 R 时应考虑，随 R 选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量 L， V， L ， V 增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，即操作费用增大。若 R 值过 大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的 R 值称为 最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳 R 值，常 用的适宜 R （ 2） 本设计考虑以上 原则选用： R 1.6 能的利用 精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的 95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约 5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。 定设计方案的原则 总的原则 是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗 ，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。 李健 化工 070325 甲醇 8 第三节 板式精馏塔的工艺计算 1理论塔板数的计算与实际板数的确定 论板数计算 料衡算 质量分数与摩尔分数转换： 质量分数 摩尔分数 F 知进料量 240F ，进料组成 X ，进料 1q 设计要求： X X 衡算方程 ： hK mo 0 3 . 9 12/m o . . 0 90 0 1 1 1 1 X 1q q 线方程为： 读图可知平衡线和 q 线交点为 X 李健 化工 070325 甲醇 9 的确定 i n m i n 馏段操作线方程的确定 精馏段操作线方程： Y D 已知 D h R 馏段： L h V（ R 1） D h 提馏段： L L 40=h V V（ 1 q） F V h 提馏段操作线方程： 3 . 9 0 . 0 7 4 板计算法 逐板计算法 ,就是从塔顶或塔底出发 ,交替使用相平衡方程和操作线方程 ,逐板计算各理论板的气、液相组成 ,直到达到规定的分离要求为止。每利用一次相平衡关系就算做一块理论塔板，利用相平衡关系的总次数就是所需的总理论板数。 李健 化工 070325 甲醇 10 根据已知条件编写逐板计算程序，利用 运行 可得如下结果： 计算结果 精馏段理论塔板数为： 9(块 ) 提馏段理论塔板数为： 00(块 ) 共需理论塔板数为： 01(块 ) 由上往下，各塔板上的液相组成： a = 李健 化工 070325 甲醇 11 1 2 5 上往下，各塔板上的气相组成： b = 1 2 5 作线上的点 平衡线上的点 （ 9 9 1 9 1 0 Y ） （ 1 ( 9 8 2 7 9 1 ( 2 （ 6 9 9 2 Y ） （ 6 9 3 ( 3 ( 0 8 7,4 （ 4 Y ） （ 1 5 0 0 5 ( 8 6 2 0 0 5 ( 6 （ 6 Y ） （ 7 ( 7 ( 6 6 9 0 5 8 李健 化工 070325 甲醇 12 （ 5 3 0 0 5 8 Y ） （ 9 ( 4 3 2 5 9 09 ( 4 3 2 0 5 010 （ 110 Y） （ 2 9 9 5 8 111 ( 211 ( 1 6 5 2 5 212 （ 312 Y） （ 313 ( 413 ( 414 （ 514 Y） （ 0 0 0 0 0 5 图解法以在 解法简单步骤： 1) 首先在直角坐标上作出恒压下的 2) 在 X 、 点，并通过三点做垂 线交对角线于 a、 e、 b 三点。 3) 借助于 出精馏段和提馏段的操作线。 4) 从点 梯级跨过两段操作线交点 在相平衡线和提馏段操作线之间做梯级，直到梯级达到或跨过 5) 梯级在相平衡线上的顶点数即为所需要的理论板数。若塔顶采用分凝器，则分凝器相当于一块理论版，应从总梯级数中减去 1；塔底再沸器是否相当于一块理论板 需要看再沸器的型式，一般情况下可以看做一块理论板予以扣除。 6) 进料板相当于跨过交点 李健 化工 070325 甲醇 13 读图可知：精馏段理论板数 9块， 提馏段 理论板数 =6块 际板层数的确定 (以逐板计算法为依据 ) 块精 9N 块（不包括再沸器）提 块提精 29 李健 化工 070325 甲醇 14 2精馏塔操作 条件计算 作压强的选择 应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。 塔顶压力 K P 单板压降 进料板压力 K P 5P 塔底压力 K P 5 精馏段平均压力 K P aP m 提馏段平均压力 K P aP m 42/) 7( 作温度的计算 泡点进料： F 通过“ 查得： 进料板温度 t 塔顶温度： t 塔底温度： t 精馏段平均温度 提馏段 平均温度 李健 化工 070325 甲醇 15 内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 度及流量 设甲醇为 a，水为 b 甲醇分子量为： 水的分子量为： kg/ 、精馏段 精 馏段平均温度 查 表得： a = (按饱和液体计 )， b 3/液相平均分子量： k m o ( 气相平均分子量： k m o ( 液相密度： 3/22 . 418 气相密度： 3m /（气相视为理想气体） 液相流量 ： / . 4 4 气相流量： / 2 0 4 03 6 0 0 3 、 提馏段 提馏段平均温度： 查 aa 李健 化工 070325 甲醇 16 33 / 液相平均分子量： k m o ( 气相平均分子量： k m o ( 液相密度： 3l /. 3 2 8934M 气相密度： 3mv /. 8 8 90 （气相视为理想气体） 液相流量 ： / 3 2 600 33相流量： / 7 0 03 6 0 0 3 查 化工原理附录 2 水的物理性质及附录 9有机液体的表面张力共线图 知： 塔顶液相表面张 力 t , b / (1 进料板液相表面张力 t , 16 7 9 (2 塔底液相表面张力 t ， (3 精馏段平均液相表面张力 m/1 精李健 化工 070325 甲醇 17 提馏段平均液相表面张力 2 提全塔平均液相表面张力 m/1 体平均粘度计算 i塔顶液体粘度 : t , a X m 进料板液体粘度 : t , a 3 3 m 塔釜液体粘度 : t , a 2 8 2 m 精馏段平均液相粘度 1 精提馏段平均液相粘度 2 提全塔 平均液相粘度 1 李健 化工 070325 甲醇 18 3 塔径的确定 馏段 设 T 2/12/1 ) . 482)(7 9 2 0 0 6 0 2 (/L ）（ LT h 由图 120 ( 健 化工 070325 甲醇 19 允许有效空塔速度 482(u ( m a x ) 取安全系数为 u 0.6(s (4D 圆整取塔径为 际空塔气速 )/(4 2 即 0 0 7 8 7 9 2 初步核算：雾沫夹带： 取 ,(A 22 查图可知 A % f ， 汽汽 . 1k0/(12)(73( 停留时间： 5 . 5 0 0 0 6 0 2 5/)0 5 6 6 H A 自以上两项核算初步认为塔径取 设 Lh = 2/12/1 S )0 . 8 8 9/9 3 4 . 3 2 8)(/L ）（ 健 化工 070325 甲醇 20 LT h 由图 1220C ( 许有效空塔速度 8 8 9/)0 . 8 8 99 3 4 . 3 28(u ( m a x ) u s )D ( 取塔径为 际空塔气速 )/(4 2 即 9 6 7 8 7 5 7 初步核算：雾沫夹带： 取 李健 化工 070325 甲醇 21 ,7 8 (A 22 查图可知 A % A 液层上部的气体速度 f ， fT 汽汽 . 1(12)(73( 停留时间： 5 . 5 5 0 0 1 7 5 3 1/)0 5 6 6 H A 自以上两项核算初步认为塔径取 精馏段有效高度 0 . 18()1( 1 精提馏段有效高度 . 9 12()1( 2 提从塔顶开始每隔 7块板开一个人孔，其直径为 开人孔的两块板间距取 所以应多加高 ( 18/7+（ 12/7） =(1)塔顶空间 H = ,共为 2)塔底空间 塔底储液高度依停留 4李健 化工 070325 甲醇 22 040 0 1 75 3 取塔底液面至最下层塔板之间的距离为 1m，中间开一直径为 +3)整体塔高 . 8 6 71 精馏塔：已知条 件： T= P= S= m =s 提馏段 ：已知条件： T= P= SV = SL = S = = m =s 流装置 单溢流又称直径流。液体自受液盘横向流过塔板至溢流堰。此 种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于 选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰 ,采用凹形受液盘。 李健 化工 070325 甲醇 23 馏段： 堰长 馏段 ： 堰长 出口堰高 馏段： 求1)0 060 2 0)( 由图 12=)/(0 0 2 8 3/2) 0 0 6 0 2 0 0( 2 8 大于 6宜大于 70 李健 化工 070325 甲醇 24 f 可忽略 求 故 取（ 0 . 。 5 6 6 提馏段 ： 求 . 8) 由图 12=)/(0 0 2 8 3/2) 0 1 7 5 3 0 0( 2 8 f 可忽略 求化工 070325 甲醇 25 前面已假设： 故 取（ 13 0. 113 。 6 3 3 f 精馏段 ： 求液面梯降 )(b 由图 12 内外堰间距离 d 取 ,(A 22 查图可知 A % f ， 汽汽 . 1k0/(12)(73( 停留时间： 5 . 5 0 0 0 6 0 2 5/)0 5 6 6 H A 李健 化工 070325 甲醇 26 提馏段 ： 求液面梯降 (2/)(b 由图 12 内外堰间距离 d 取 ,7 8 (A 22 查图可知 A % A 液层上部的气体速度 f 1 5 8 2 ， 9175. 汽汽 . 1k0/(12)(73( 停留时间： 5 . 5 0 0 1 7 5 3 1/)0 5 6 6 H A 示 降液管底隙高度 低于出口堰高能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于 6 h 也可按下式计算： 李健 化工 070325 甲醇 27 h O 式中 液体通过底隙时的流速， m/s。 根据经验，一般取 （ m/s。 精馏段： 取 12馏段 ： 取 s，得 26板布置及筛孔数目与排列 D 800塔板采用分层，查表塔板分为 3块。 精馏段： 查 表 10取 提馏段 ： 查 表 10取 筛孔计算及其排列 精馏段： 取 3/,4 OO 则 t=12健 化工 070325 甲醇 28 对单溢流型塔 板，开孔区面积 用下式计算，即 )s 0(2A 1222 查 表 10取 )()2/(x 2/(r m 筛孔按正三角形排列，筛孔数目 个4 0 4 80 1 4 a 开孔率为 %2 td o 气体通过阀孔的气速为 4 9 2 提馏段 ： 取 3/,4 OO 则 t=12单溢流型塔板，开孔区面积 用下式计算，即 )s 0(2A 1222 查 表 10取 )()2/(x 2/(r m 李健 化工 070325 甲醇 29 筛孔按正三角形排列，筛