甲醇-水筛板精馏塔设计.doc

齐齐哈尔大学-化工原理课程设计 化工原理 课 程 设 计 题目 甲醇、水的精馏塔设计 学 院 化工学院 专业班级 化工103班 学生姓名 唐 莉 君 学生学号 2010012048 指导教师 朱宪荣 2013 年 6月8-20日 一、题目 甲醇、水的精馏塔设计二、设计任务1.生产能力（进料）413,34kmol/h(9362.19kg/h)操作周期： 8000小时/年 进料组成：甲醇0.4634 水 0.5366（质量分率，下同） 进料密度：233.91kg/m3 平均分子量22.65塔顶产品组成99%塔顶产品组成0.04%2.操作条件压力 P=1.45bar加料热状况 q=0.98 冷却水：20直接蒸汽加热：低压水蒸汽塔顶全凝器 中间气液混合物进料，连续精馏3.设备型式：筛板塔或浮阀塔 4.齐齐哈尔地区三图纸要求1 完成该精馏塔的工艺设计（包括草稿）2 精馏塔装配图（1号图纸）。目录目录III摘要V第一章绪论11.1筛板塔的特点11.2设计思路1第二章精馏塔的工艺设计22.1产品浓度的计算22.2平均相对挥发度的计算22.3最小回流比的计算和适宜回流比的确定22.4物料衡算32.5精馏段和提馏段操作线方程32.6逐板法确定理论板数及进料位置32.7实际塔板数及实际加料位置和全塔效率4第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算53.1物性计算53.2精馏塔主要工艺尺寸的计算93.3精馏塔的流体力学验算133.4塔板负荷性能图163.5 塔的接管20第四章热量衡算214.1比热容及汽化热的计算214.2热量衡算22结果汇总表23参考文献26摘要在这次课程设计任务中，我们应用了化工原理精馏知识对甲醇-水二元筛板精馏塔进行了设计，使我们对课本知识进行了更深一步的认识，并且对实际操作有了一定的了解。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较为完整的精馏设计过程。经计算，回流比R=1.294，实际塔板为36，其中精馏段14块，提馏段块22块，最终计算塔高为22.74m，筛孔数5634个，精馏段操作弹性4.72，提馏段操作弹性4，符合要求。关键词：甲醇；水；实际塔板数；回流比；操作弹性；精馏段；提馏段。IV1第一章绪论1.1筛板塔的特点 筛板塔板简称筛板，结构持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38mm)和大孔径筛板(孔径为1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 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。1.2设计思路全塔物料衡算求理论塔板数气液相负荷计算筛板塔设计流体力学性能校正画出负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算第二章精馏塔的工艺设计2.1产品浓度的计算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率：甲醇的摩尔质量： =32.04 水的摩尔质量：=18.02 2.2平均相对挥发度的计算t=92.9 A为甲醇 B为水t=66.9 平均相对挥发度 2.3最小回流比的计算和适宜回流比的确定已知 q=0.98接近泡点进料 近似取1 则： 相平衡方程： 联立方程，解得ye=0.6787, Xe=0.3269 所以， 取操作回流比2.4物料衡算原料处理量 F=413.34kmol/h总物料衡算 F=D+W甲醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw联立，得 D=137.49koml/h W=F-D=275.84kmol/h L=RD=kmol/h V=(R+1)D= kmol/h kmol/h kmol/h2.5精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程：yn+1=xn+提馏段操作线方程：2.6逐板法确定理论板数及进料位置由q=0.98得 Xf=03269.第一块塔板上升气相组成：y1=xD=0.9823代入平衡曲线 得第一块塔板下降液相组成：=0.9275再将x1=0. 9275代入精馏段操作线得出y2，如此反复计算得如下结果： y2=0.9514，x2=0.8182y3=0.8897，x3=0.6496y4=0.7947，x4=0.4708qy5=0.6938，x5=0.3425y6=0.6214，x6=0.2739即第6块板为理论加料板位置，改用提馏段操作线方程计算如下：y7=0.5131，x7=0.1950y8=0.3652，x8=0.1168y9=0.2187，x9=0.0604y10=0.1131,x10=0.0285y11=0.0531，x11=0.0127y12=0.0236，x12=0.0055y13=0.0102, x13=0.002354y14=0.00426,x14=0.0009723y15=0.001626,x15=0.0003742y16=0.0005053,x16=0.0001162Xw0.000225所以，理论板数共16块(包括再沸器),第6块板加料，其中精馏段为6块板 2.7实际塔板数及实际加料位置和全塔效率精馏段： 块提馏段：=4.35 0.2965块全塔所需实际板数：14+22=36块 全塔效率实际加料版为第14块第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1物性计算1.操作压力计算：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。根据已知条件操作压力1.45bar=145kpa为精馏段和提留段的平均压力。2.操作温度计算： 表3-1 利用常压下甲醇-水平衡数据101.3251x00.0200.0400.0600.12570.1315y00.1340.2300.3040.3650.395t/10096.493.591.289.387.7x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.5937y0.7790.8250.8700.9150.9580.9791.000t/73.171.269.367.566.065.064.5 (1)塔顶气、液，进料和塔底的温度分别为tD tF tW查表一，利用内插法，得塔顶温度：（64.7-66.9）/（1-0.8741）=( tLD-66.9)/(0.9823-0.8741)得到 =65.01塔底温度：(100-92.9)/(0-0.0531)=（tw-92.9）/（0.0228-0.0531）得到 tW=99.69进料温度：（72.7-71.3）/（0.5292-0.5937）=（tF-71.3）/(0.3269-0.5937)得到 tF=76.86精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 3.平均摩尔质量计算：塔顶温度：tD=65.01汽相组成yD=Y1 MVDMMLDM进料温度：tF=76.86汽相组成: XF=0.3269YF=0.6787MVFMMLFM塔底温度：tW=99.69组成:YW=0.000225=0.0000517kg/kmolMVDMMLDM精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：4.平均密度计算（1）精馏段气相密度：液相密度： 已知进料密度233.91kg/m3精馏段液相平均密度：、提馏段气相密度：tw=86.90内差法求：提留段液相平均密度5.液体平均表面张力计算：表3-2 甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值1温度5060708090100甲醇760751743734725716水988.1983.2977.8971.8965.3958.4甲醇0.3500.3060.2770.2510.225水0.4790.4140.3620.3210.288甲醇18.7617.8216.9115.8214.89水66.264.362.660.758.8塔顶液相表面张力=65.01，使用内差法： 塔顶液表面张力：进料板液相表面张力tF=76.86, 进料液相表面张力： 塔底液相表面张力tw=99.69， 塔底液相表面张力：精馏段平均液相表面张力：提馏段平均液相表面张力：6.液体平均黏度计算 tD=65.01： 得出：=0.3279 得出：=0.4464 =99.69： 得出：=0.233 得出：=0.298精馏段黏度：提馏段黏度： 3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算1.塔径的计算精馏段气液相体积的流率为欲求塔径应先求出空塔气速 u安全系数umax 功能参数：取塔板间距=0.45m，板上液层高度，那么分离空间：- h1=0.45-0.07=0.38m从史密斯关联图2，由于圆整得 D=1.4m塔截面积：实际空塔气速：提馏段功能参数：取塔板间距=0.45m，板上液层高度，那么分离空间：- h1=0.45-0.07=0.38m从史密斯关联图查得：，由于 圆整取： D=1.2m塔截面积：空塔气速：精馏段和提留段的直径相差不大，取大D=1.4m 2.精馏塔有效高度计算精馏段有效高度 提馏段有效高度从塔顶开始每隔8块板开一个人孔，其直径为0.45米,开人孔的两块板间距取0.6米所以应多加高(0.6-0.45)5=0.75mZ=+0.75=16.5m3.整体塔高（1）塔顶封头：本设计采用椭圆型封头，由公称直径DN=1400mm，=200mm，=40mm，则封头高度（2）塔顶空间：设计中取塔顶间距，考虑到要安装除沫器，1.2m（3）塔底空间：（4）人孔：对于D800mm的板式塔，需设置多于3个人孔，每个人孔直径450mm，在设置人孔处板间距=600mm （5）进料板处板间距：=600mm（6）裙座：本设计采用圆筒形裙座，由于裙座内径800mm，故裙座厚度取16mm，取裙座高=3m4.溢流装置计算 选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。取堰长 查流液收缩图可知 取E=1.0 hwhLhow 堰上液层高度： hw=0.07-0.0126=0.0574m5.弓形降液管宽度和截面积Af 查图知 2 知 验算液体在降液管内停留时间精馏段： 提馏段： 6.降液管底隙高度，取则精馏段：7.塔板布置D800mm故塔板采用分层，查表塔板分为4块。边缘区宽度确定取8.开孔区面积计算9.筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为开孔率为 筛孔数目n为 气体通过阀孔的气速:精馏段：提留段：3.3精馏塔的流体力学验算1. 塔板压降干板阻力计算由/=1.67查图得3=0.769精馏段： 液柱提馏段：m气体通过液层的阻力Hl计算：精馏段： 由图查取板上液层充气系数 提馏段：由图查3取板上液层充气系数液体表面张力的阻力计算计算精馏段：=液柱提馏段：=液柱气体通过每层塔板的液柱高可按下计算精馏段=0.05654+0.036+0.005453=0.9799m液柱 提馏段=0.08148m液柱 2.液面落差对于D1.6m的筛板，液面落差可以忽略不计。3液沫夹带 (kg液/kg气)精馏段：提馏段：本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求4漏液筛板塔,漏液点气速带入数据得：精馏段提馏段实际孔速:精馏段,提馏段，稳定系数:精馏段，提馏段均大于1.5小于2,所以设计无明显液漏符合要求.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高Hd()=0.2537m对于设计中的甲醇-水体系=0.5 Hd0.5=0.2488m由于板上不设进口堰精馏段液柱提馏段所以不会发生淹泛现象以上各项流力学验算可认为精馏段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。3.4塔板负荷性能图1、漏液线由 得精馏段：=得=提馏段：得= 表3-1漏液线计算结果精馏段0.60630.62280.63970.6501提馏段0.77810.79930.81770.82062、液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系： 由 精馏段： 整理得 提馏段： Hw取与精馏塔相同 整理得表3-2 液沫夹带线计算结果精馏段2.22552.16692.1132.0643提馏段3.48893.39583.31273.23633、液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，由式计算 精馏段： 提馏段：4液相负荷上限线以=8s作为液体在降液管中停留的下限 s 精馏段： 提镏段：5、液泛线Hd=() 由， 得 其中带入数据 精馏段 提馏段 所以精馏段 提馏段表3-3 液泛线计算结果精馏段2.74752.69442.64262.5905提馏段3.4683.4003.3343.2686操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线图(见附图)由图， 故精馏段操作弹性为/=4.72 由图，故提馏段操作弹性为/=4.0精馏段提馏段操作弹性均大于1小于5,符合要求。3.5 塔的接管3.5.1 进料管 采用直管进料，管径为 0.055m 查的选取25mm3mm 规格的热轧无缝钢管。3.5.2 回流管 直管回流，取0.0254m 查的选取25mm3mm规格的热轧无缝钢管。3.5.3塔顶蒸汽出料管采用直管出料，取则 0.187m 查的选取219mm10mm规格的热轧无缝钢管。3.5.4 塔底出料管采用直管进气，取 0.0215m 查的选取20mm3mm 规格的热轧无缝钢管。3.5.5塔底蒸汽出料管则有 查的选取219mm8mm规格的热轧无缝钢管。第四章热量衡算4.1比热容及汽化热的计算表4-1甲醇水的比热容10甲醇温度比热容 kJmolk汽化潜热 kJkg4083.3211496088.311288094.291070100101.31030水温度比热容 kJ(kgk)汽化潜热 Jmol504.178604.18364无4224766无42153704.187804.195904.2041004.212(1) 塔顶温度tD下的比热容，对于甲醇，在tD=65.01，利用插值法：对于水 同理可分别求出：(2)进料塔温度tF=76.86时，比热容(3)塔底温度tw=99.69时，比热容(4)塔顶温度下的汽化潜热根据内插法：TD =65.01 4.2热量衡算（1）0时塔顶上升的热量，塔顶0为基准（2）回流液的热量 tD =65.01 =(3)塔顶馏出液热量 (4)进料热(5)塔底残液热(6)冷凝管消耗热4214903.84KJ/h(7)再沸器提供热：塔釜热损失10%。即即实际热负荷：计算得： 表4-2热量计算结果热量衡算结果项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热容kJ/kmol.k84.52-89.3876.62-热量Q（kJ/h）12227773.24214903.844155599.67879021.504469613.26结果汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段T m (C)平均温度71.02286.906M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质量29.662035M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量26.8222.93lm (kg/m)液相平均密度493.34600.56vm (kg/m)气相平均密度1.5031.111m (mN/m)液体平均表面张力33.6252.27m (mpas)液体平均粘度0.33650.2965Vs(m/s)气相流量1.64761.7235Ls (m/s)液相流量0.00255920.0054859N实际塔板数127Z( m)有效段高度4.953.6D(m)塔径1.41.4H T(m)板间距0.450.45 (m)板厚0.0030.003溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l W (m)堰长0.980.98h W (m)堰高0.05740.0574hl (m)板上液层高度0.070.07h OW (m)堰上液层高度0.01260.0126h