甲醇水精馏分离板式塔设计课程设计.doc

板式精馏塔设计任务书一、设计题目： 甲醇水 精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1. 设计任务：生产能力（进料量） 40000 吨年操作周期 330 天年进料组成 甲醇50，水50% （质量分率，下同）塔顶产品组成 98 塔底产品组成 1% 2. 操作条件操作压力 常压 进料热状态 泡点 单板压降： 0.7 kPa 3. 设备型式 浮阀式精馏塔 4. 厂 址 信阳地区 三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及 精、提 馏段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、塔设备机械设计计算及辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔装配图7、设计评述8、参考资料目 录第一部分 设计概述一、前言1二、绪论12.1 设计任务12.2 设计条件12.3 设计方案12.3.1设计流程框图22.3.2设计流程框图2第二部分 塔的工艺计算一、整理有关物性数据31.1水和甲醇的性质3二、全塔物料衡算32.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数3三、塔板数的确定43.1最小回流比及精馏段提馏段操作线方程43.2相平衡常数的计算53.3最小理论板数计算53.4全塔效率的计算5四、精馏塔的相关物性数据的计算64.1 操作压强的计算64.2 操作温度的计算64.3 平均摩尔质量的计算64.4 液体平均粘度的计算74.5平均密度的计算74.6液相平均表面张力的计算8五、精馏塔主要工艺尺寸的计算95.1 塔径的计算95.2精馏塔有效高度的计算115.3 溢流装置计算115.4塔板布置13六、塔板流动性能的校核156.1气相通过塔板的压强降及的校核156.2雾沫夹带量eV校核166.3降液管液泛校核176.4液体在降液管中停留时间校核17七、精馏塔板上的负荷性能图187.1雾沫夹带线187.2液泛线（气相负荷上限线）197.3漏液线（气相负荷下限线）197.4液相负荷上限线207.5液相负荷下限线20八、热量衡算248.1介质的选择248.2热量衡算24九、管径的计算269.1塔顶上升蒸汽出口管的直径Dv269.2回流管直径269.3进料管的直径269.4塔底出料管直径269.5塔底上升蒸汽出口管的直径27十、塔附属设备的计算2710.1筒体厚度2710.2封头2810.3除沫器2810.4裙座2810.5人孔2910.6塔总体高度的设计2910.7全凝器2910.8泵的选型3010.9贮罐的计算31十一、精馏塔设计计算结果汇总一览表31十二、参考文献32附录1主要符号说明33第一部分 设计概述一、前言本次化工原理课程设计，设计了甲醇水分离设备连续浮阀式精馏塔。进料质量分数为50%，使塔顶产品甲醇的质量分数达到98%，塔底釜液质量分数为0.8%。综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对甲醇水溶液进行分离提纯。按照芬斯克方程计算理论塔板数为9块，其中精馏段塔板数为5块，提馏段塔板数为3块。根据经验是算得全塔效率为0.449，塔顶使用全凝器，泡点进料。精馏段实际板数为12块，提馏段实际板数为7块，实际加料板位置在第13块板。由精馏段的工艺计算得到塔径1.2m，塔总高12.30m。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操作性能，精馏段操作弹性为2.0,提馏段操作弹性为2.0。二、绪论2.1 设计任务本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2 设计条件生产能力：40000吨/年（料液）年工作日：330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： 最小回流比的2倍2.3 设计方案2.3.1设计流程框图设计流程框图如下所示：热量衡算塔的附属设备及主要附件的选型绘制工艺流程图和工艺条件图精馏塔主要工艺尺寸的设计精馏塔的工艺设计2.3.2设计流程框图流程示意图如下图图1：精馏装置工艺流程图甲醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。甲醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。第二部分 塔的工艺计算一、整理有关物性数据1.1水和甲醇的性质表1.水和丙酮的物理性质组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.02373.15K273.15K甲醇CH3OH32.04337.85K176.15K表2.常压下甲醇和水的气液平衡表(Txy)T() X YT() X Y92.90.05310.283476.70.33330.691890.30.07670.4001 76.20.35130.737488.90.09260.435373.80.46200.775686.60.12570.483172.70.52920.797185.00.13150.545571.30.59370.818383.20.16740.558570.00.68490.849282.30.18180.577568.00.77010.896281.60.20830.627366.90.87410.919480.20.23190.64851000.00.078.00.28180.6775二、全塔物料衡算2.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数甲醇的摩尔质量 =32.04 kg/kmol 水的摩尔质量 =18.02 kg/kmol M=0.359832.04+（1-0.3598）18.02=23.0644kg/kmolM= 0.965032.04+（1-0.9650）18.02=31.5490kg/kmolM=0.004532.04+（1-0.0045）18.02=18.0831kg/kmol=218.974Kmol/h三、塔板数的确定3.1最小回流比及精馏段提馏段操作线方程 确定回流比:根据甲醇水气液平衡组成表和相对挥发度公式 ， 求得：算得相对挥发度=4.45，平衡线方程为：y=4.45x/(1+3.45x) 因为泡点进料q=1，所以=0.3598，代入上式得=0.7144。=(0.9650-0.7144)/(0.7144-0.3598) =0.707取操作回流比为：R=2Rmin=20.707=1.414设直接蒸汽加热时蒸汽流量为V0Kmol/h总塔物料衡算 F+V0=D+W q=1，V0=193.342Kmol/h，D=80.092Kmol/h，W=332.224Kmol/h 则精馏段操作线方程：提馏段操作线方程 ： L=RD=1.41480.092=113.25Kmol/hV=(R+1)D=193.342Kmol/h113.25+218.974=332.224Kmol/h3.2图解法求理论塔板层数理论塔板数图解得NT=9层 ，其中精馏段理论板数为5层，提馏段理论板数为3层,第6层为加料板。3.4全塔效率的计算 根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度 : : : 板效率用奥康奈尔公式 计算塔顶与塔釜平均温度为t=82.350C时，由内插法可求得，在此平均温度下由物性参数得：， 则实际塔板数为：精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块。则实际加料位置为第13块塔板。四、精馏塔的相关物性数据的计算4.1 操作压强的计算塔顶操作压力,取每层塔板压降为进料板压力塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力4.2 操作温度的计算因则精馏段平均温度 提馏段平均温度4.3 平均摩尔质量的计算精馏段气液相平均组成提馏段气液相平均组成 精馏段平均摩尔质量计算提馏段平均摩尔质量计算4.4 液体平均粘度的计算温度65.3276.6098.86甲醇mPas0.3260.2880.232水Pas0.4290.3420.290 液体平均粘度依计算精馏段液相平均黏度计算精馏段液相平均粘度为：提馏段液相平均黏度计算提馏段液相平均粘度为：4.5平均密度的计算温度65.1276.0199.99甲醇755.0328742.1281715.7387水980.4379974.1400958.4060 （1）气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即精馏段提馏段（2）液相平均密度的计算液相平均密度依时，查化学化工物性数据手册得时，查化学化工物性数据手册得时，查化学化工物性数据手册得 故精馏段平均液相密度为 提馏段平均液相密度为4.6液相平均表面张力的计算温度65.1276.0199.99甲醇mN/m16.7415.5012.82水mN/m65.2063.3358.81 有公式计算精馏段液相平均表面张力计算时，查化学化工物性数据手册得提馏段液相平均表面张力计算时，查化学化工物性数据手册得 五、精馏塔主要工艺尺寸的计算5.1 塔径的计算气液相体积流量为精馏段：提馏段：则，精馏段由,C可由：求得， 则 ,图6史密斯关联图查史密斯关联图得,取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为实际空塔气速为 U实际/ Umax=1.2872/2.1844=0.5893(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 根据塔板间距与塔径的经验关系，知符合要求。同理，提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为：取板间距板上液层高度,则，查史密斯关联图得取安全系数为0.6，则按标准塔径圆整后塔截面积为实际空塔气速为： U实际/ Umax=1.2706/2.8609=0.44(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为故精馏塔的有效高度为:5.3 溢流装置计算选用单溢流（直径在2.2m以下），弓形降液管（因圆形降液管一般只用于小直径塔），采用凹形受液盘（对于直径在800mm以上的大塔，目前多采用凹形受液盘），深度。各项计算如下：(1) 堰长精馏段提馏段 因(2)溢流堰高度精馏段：由,选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1，则精馏段：取板上层清液高度,则：提馏段：取(3)弓形降液管高度和截面积精馏段：由，图7弓形降液管的宽度和面积查弓形降液管的参数图得： (4)降液管底隙高度 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho)不应低于6mm才能保证降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。hw-ho=42.21-22 =20.21mm 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。 （5）安定区与边缘区的确定 取安定区宽度=0.06m，边缘区宽度取=0.04m ，弓形降液管宽度 Wd=0.132m5.4塔板布置精馏段：鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子 FO=9.5孔速 uo=9.5/(1.0964)0.5=9.07m/s浮阀数：n=1.455/（1/43.140.03929.07）= 134.4=135(个)有效传质区： 其中 故 塔板的布置因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块，采用等腰三角形叉排。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。取孔心距t=75mm,t=0.824/135/0.075=81mm各排阀孔中心线间的距离t可取65mm,80mm,100mm ， 按，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀孔数N实际=120个按块重新核算孔速及阀孔动能因子U0=1.455/(0.785x0.0392x120)=10.155F0=U0(v)=10.155x (1.0964)=10.633在适宜范围内开孔率空塔气速u= VS / AT = 1.287 m/s =u / uo =1.287/ 10.155 =12.687%提馏段：塔板布置及浮阀数目与排列鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子FO=9.5孔速 提馏段uo=9.5/(0.9148)0.5=9.9371m/s浮阀数：提馏段 N=1.455/（1/43.140.03929.9371）= 122.63=123(个)有效传质区： 其中 塔板的布置取同一横排的孔心距t=75mm,排间距t=0.626/123/0.075=68mm各排阀孔中心线间的距离t可取65mm 按，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀孔数N实际=196个按块重新核算孔速及阀孔动能因子u0=1.4363/(0.7850.0392123)=9.780 F0=uo(v)=9.780(0.9148)=9.354开孔率空塔气速为：=u ，/ uo =1.391/ 9.780 =14.22%六、塔板流动性能的校核6.1气相通过塔板的压强降及的校核精馏段：塔板压降浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=9.987m/s =5.341.09649.9872/（2800.4489.81）=0.037m液柱液层阻力充气系数 =0.5,有:h1=h1=0.50.05=0.025m液柱液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp=0.025+0.037=0.062m常板压降（满足工艺要求）提馏段：塔板压降浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=（73.1/v,m）（1/1.825）=11.028m/s =5.340.914811.0282/（2901.0989.81）=0.034m液柱液层阻力充气系数=0.5,有:h1=h1=0.50.05=0.025m液柱液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp=0.025+0.034=0.059m常板压降 （满足工艺要求）6.2 液泛的校核 为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即： Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lw*ho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0精馏段：Hd=hw+how+hd+hp+=0.04221+0.007789+0.2(0.0010597/(0.840.022)2+0.062=0.113m（HT+hW）=0.5(0.4+0.04221)=0.221m因0.113m0.221m， 故本设计中不会出现液泛。则提馏段：Hd=hw+how+hd+hp+=0.0381+0.01190+0.2(0.002002/(0.840.022)2+0.059=0.111m（HT+hW）=0.5(0.4+0.0381)=0.219m因0.219m0.221m， 故本设计中不会出现液泛。6.3验算液体在降液管中停留时间精馏段：故降液管设计合理提馏段：因则，故降液管设计合理。6.4雾沫夹带量eV校核泛点率=100%lL=D-2Wd=1.2-20.132=0.936Ab=AT-2Af=1.1304-20.1017=0.927。式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ； CF泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098 K特性系数，查下表，取1.0.精馏段和提馏段泛点率一样。物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如BF3，氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30由上代入数据得：泛点率=60.85% 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev0.1kg液/kg(干气)的要求。七、精馏塔板上的负荷性能图7.1雾沫夹带线精馏段：泛点率据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率计算：其中K=1.0,lL=0.936,CF=0.098,Ab=0.927整理得：0.03704VS+1.2730LS=0.07268即VS=1.963-0.057L精馏段和提馏段的操作线一样。由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，算出（见表2）。精馏段0.0020.0041.9631.962表 2 雾沫夹带数值7.2液相负荷上限线精馏段：液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于，液体降液管内停留时间，以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：(Ls)max=AfHT/4=0.10170.40/4=0.00502m3/s提馏段： 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于，液体降液管内停留时间，以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：(Ls)max=AfHT/4=0.10170.40/4=0.00502m3/s7.3漏液线精馏段：对于型重阀,依作为规定气体最小负荷的标准。(Vs)min=(3.14/4)0.03921355/(1.0964)1/2=0.9805m3/s提馏段：对于型重阀,依作为规定气体最小负荷的标准。(Vs)min=(3.14)/40.03921235/(0.9148)1/2=0.768m3/s7.4液相负荷下限线取堰上液层高度how=6mm作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。由,取E=1精馏段：提馏段：7.5液泛线（气相负荷上限线） 为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。联立以下三式：由上式确定液泛线。忽略式中项，将以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而与又有如下关系，即：。式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化成与的如下关系式： 其中 ： 带入数据：精馏段： 由得精馏段0.0012.1940.0032.1080.0041.9230.0051.573表 3 液泛线数据带入数据：提馏段： 由得提馏段0.0012.4230.0032.1080.0041.9210.0051.572表 4 液泛线数据由以上1-5作出塔板负荷性能图 图8精馏段塔板负荷性能图图9提馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可看出：(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点处在适宜操作区的适中位置。(2) 按照固定的液气比由塔板负荷性能图查出塔板的气相负荷上限（=1.963（1.963）/s，气相负荷下限=0.9805（0.768）/s，所以精馏段操作弹性为，提馏段操作弹性为8、 热量衡算8.1介质的选择加热介质的选择选择饱和水蒸气因水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小,但水蒸气不宜太高,根据下边计算的加热蒸汽的状态为6MPa,275.625冷却剂的选择信阳平均气温为25，故选用25的冷却水，温升10，即冷却水的出口温度为35。8.2热量衡算（1） 冷凝器的热负荷蒸发潜化热的计算：蒸发潜化热与温度的关系：式中蒸发潜热 对比温度表12 沸点下蒸发潜热列表物质沸点/蒸发潜热甲醇64.651178512.6水1002257647.3使用内插法，计算出（100-87.41)/(100-96.50)=(64.7-66.9)/(64.7- tLD) 得tLD=65.31 同理得tVD=64.92式中 塔顶上升蒸汽的焓塔顶溜出液的焓又式中塔顶液体质量分数(2）冷却水消耗量 式中冷却水消耗量，kg/s冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg)冷却介质在冷凝器进出口的温度，故此温度下冷却水的比热容，所以：九、管径的计算9.1塔顶上升蒸汽出口管的直径Dv作压力为常压时，取，蒸汽管直径圆整取： 校核，与相差不大，故设备可用。9.2回流管直径当塔顶冷凝器安装在塔顶平台时，回流液用重力自流入塔内，流速可取1.52.5m/s,本设计用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速）校核,与相差不大，故设备可用。9.3进料管的直径料液流速范围可取1.53.0m/s，本设计校核,与相差不大，故设备可用。9.4塔底出料管直径取，则圆整后取管径为校核,与相差不大，故设备可用。9.5塔底上升蒸汽出口管的直径取，则圆整后取管径为校核,与相差不大，故设备可用。十、塔附属设备的计算10.1筒体厚度筒体厚度计算公式为： 其中，材质取为Q235-B，工作温度20oC。查表得，取（采用带垫板的双面焊对接接头，局部无损检测）则对碳素钢和低合金钢其最小计算厚度取。圆整后，取名义厚度复验故最后取 塔体厚度为5mm厚的Q235-B制作。校核水压试验强度：根据式： 查表得则而故水压强度试验足够。10.2封头 封头选为标准椭圆形封头，即圆整后采用厚的钢板。复验故最后取10.3除沫器空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。设计气速选取：,系数除沫器直径： 故选取不锈钢除沫器，类型：标准型，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti），丝网尺寸，圆丝。10.4裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为1400mm,取裙座壁厚20mm，则基础环内径：基础环外径：圆整：，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取14mm，考虑到再沸器裙座高取1m，地角螺栓直径去。10.5人孔一般每隔45m设一个人孔，本塔中共23块板，须设4个人孔，每个孔直径为450mm。10.6塔总体高度的设计板式塔的塔高（不包括裙座）由下式决定： +H人孔 塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶（不含封头）的直线距离，取为1200mm。塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底（不含封头）的距离，釜液停留时间取10min。H人孔是指由于加人孔而多增加的高度，塔板间距是400mm，如果加人孔取板间距为600mm。 10.7全凝器选取列管式换热器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。冷水走管程，物料蒸汽走壳程，传热系数：，又信阳地区平均温度为25oC，所以选用25oC的冷却水，设水升温10oC.对于逆流： T 64.9265.31 t 2535故全凝器面积：选用323mm的碳钢管，管心距为40mm，传热管长度取为3m,管子正三角形排列。10.8泵的选型 为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择原料罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式： 式中：Z两截面处位头差 两截面处静压头差 两截面处动压头差 直管阻力 管件、阀门局部阻力 流体流经设备的阻力对进料管，提升压头设料液表面至加料空位置为10m，管长为20m，有两个弯头，在原料液内的液面与进料口建立机械能衡算：10.9贮罐的计算以回流罐为例，回流罐通过的物流量：设凝液在回流罐中停留的时间为10min，罐的填充系数为0.7，则该罐的容积V计算如下：故回流罐容积可取V=1.63711、 精馏塔设计计算结果汇总一览表项目精馏段提馏段塔径D，m板间距HT，m塔板型式实际塔板数空塔气速u，m/s堰长lW，m堰高hW，m板上液层高度hL，m降液管底隙高度ho，m浮阀数N，个阀孔气速uo，m/s阀孔动能因数Fo临界阀孔气速uoc，m/s孔心距t，m排间距t，m单板压降pp，kPa液体在降液管内停留时间s安定区宽度Ws,m边缘固定区宽度Wc,m弓形降液管宽度Wd,m开孔率%泛点率%液相负荷上限(Ls)max，m3/s液相负荷下限(Ls)min，m3/s漏液线1.20.4单溢流弓形降液管121.52910.840.04220.050.0221359.079.59.9870.0750.0650.48738.3860.060.040.13212.68760.850.01020.000750.98051.20.4单溢流弓形降液管71.71650.840.03810.050.0221239.93719.511.0280.0750.1