化工原理课程设计 甲醇-水精馏分离板式塔设计

合肥学院HEFEIUNIVERSITY化工原理课程设计题目甲醇水精馏分离板式塔设计系别化学与材料工程系专业_化学工程与工艺学号0903022038姓名单国庆指导教师朱德春2012年2月14日化工原理课程设计任务书一、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）30000吨/年操作周期7200小时/年进料组成10（质量分率，下同）塔顶产品组成42塔底产品组成092操作条件操作压力塔顶为常压进料热状态泡点进料Q1加热蒸汽低压蒸汽3设备型式筛板塔板4厂址安徽地区三、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设计评述7工艺流程图及精馏工艺条件图主要符号说明英文字母塔板开孔区面积，M2；AA降液管截面积，M2；F筛孔总面积，M2；0塔截面积，M2；TA计算时的负荷系数,；CAXSM/负荷因子,；20S/筛孔直径,M；D塔径,M；D液沫夹带量，KG液/KG气；VE全塔效率；TE气相动能因子,0F；/2/121MSKG重力加速度,981；2/S降液管底隙高度,M；0H干板阻力，M；C气体通过每层塔板的液柱高M；P塔板上鼓泡层高度,M；FH液体表面张力的阻力，M；气体通过液层的阻力，M；L溢流堰高度,M；WH板上液层高度,M；L降液管内的清液高度，M；DH板间距,M；T人孔间距，M；塔底空间,M；WH塔顶空间,M；D稳定系数，无因次；K溢流堰长度,M；WL液体体积流量,；HLHM/3筛孔数目；N理论塔板数；TN实际塔板数；P操作压力,PA；压力降,PA；筛孔的中心距,M；T空塔气速,；USM/泛点气速,；F通过有效传质区的气速,；AS气体通过筛孔的速度,；0U漏液点气速,；MIN,MS气体体积流量,；VL3H安定区宽度,M；SW边缘区宽度,M；CW液相摩尔分数；X气相摩尔分数；Y塔高,M；Z希腊字母挥发度；充气系数，无因次；筛板厚度,M；液体在降液管内停留时间,S；黏度,；SMPA密度,；3/MKG表面张力,；N开孔率或孔流系数，无因次；下标最大的；MAX最小的；IN液相的；L气相的V目录1引言611设计依据612设计任务及要求62计算过程721塔型选择722操作条件的确定7221操作压力7222进料状态8223加热方式8224热能利用823有关的工艺计算8231塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量10232全凝器冷凝介质的消耗量10233热能利用10234预热器消耗量11235理论塔板数的确定11236操作压力12237全塔效率的估算12238实际塔板数NP1324精馏塔具体尺寸13241液相平均密度14242气相的平均密度14243液相表面张力15244汽、液相负荷（体积流量）15245精馏塔塔体工艺尺寸1625塔板主要工艺尺寸的计算17251溢流装置17252塔板布置2026筛板的流体力学验算21261塔板压降21262液面落差22263液沫夹带量22264漏液22265液泛2327塔板负荷性能图23271漏液线23272液沫夹带线23273液相负荷下限线24274液相负荷上限线24275液泛线2528各接管尺寸的确定26281进料管26282釜残液出料管27283塔顶上升蒸汽管27284水蒸汽进口管28285离心泵的选择283设计结果汇总284结论301引言甲醇水工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，甲醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料甲醇的法规。长期以来，甲醇多以蒸馏法生产，但是由于甲醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的甲醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进甲醇水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。11设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。流程简介本设计任务为甲醇的精馏。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易挥发物系，最小回流比较小，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。12设计任务及要求原料甲醇水溶液，年产量30000吨甲醇含量10质量分数，原料液温度20设计要求塔顶的甲醇含量不小于42质量分数塔底的甲醇含量不大于09质量分数附汽液平衡数据表1甲醇水溶液的平衡数据XYXYXY00000000150517070087000201340200579080091500402340300665090095800603040400729095097900803650500779100100001004180600825由上表可画出如下图002040608100204060810水甲醇2计算过程21塔型选择根据生产任务，若每年按操作周期7200小时计算，处理量为由于HKG6741产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操作弹性较小约23。小孔筛板容易堵塞。图1甲醇水相平衡图22操作条件的确定221操作压力由于甲醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。其中塔顶压力为KPA310塔底压力AN5302625222进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时Q1进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，无论是设计计算还是实际加工制造这样的提馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。223加热方式本设计任务为甲醇的精馏。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易挥发物系，最小回流比较小，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。224热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。23有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。甲醇的摩尔质量为3204KG/KMOL水的摩尔质量为1801KG/KMOL原料液的摩尔组成058190432104321FX293D051890432043209WX原料液的平均摩尔质量MOLKGMF/841051805432D729393LKW/20下，原料液中33H2OCHO8KG/M804G表2甲醇水体系得分汽液平衡及沸点（1013KPA压力下）甲醇在液相中含量甲醇在汽相中含量沸点T/0000100010520918206488633071482240747790507717646079474270822720808596979091367210010008646原料液温度FTC891馏出液温度DTDT6742502784TC釜残液温度WTWT891953T结果见下表表3原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液/W104209231塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量每年按操作周期7200小时计算，进料量为HKMOLF/1628417203由总物料衡算FDW以及WXX容易得出HKOL/3179M854232全凝器冷凝介质的消耗量甲醇的气化热R1101KJ/KG馏出液中含42的甲醇KJ/H510710728541ACMDQ平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求/PCKJGCHKTCQPCM/1243653517402,233热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为FQ12FPFTCWQ其中CTM95089在进出预热器的平均温度以及的情况下可以查得比热TFM，所以4178/PFCKJGHKJQ/10258917420363摩尔分数FX00588028930005摩尔质量/KGMOL188422071808沸点温度/T91878489953釜残液放出的热量12WPWQWCT若将釜残液温度降至25TC那么平均温度TWM7639其比热为，因此4178/PCKJGHKJQW/10245089626可知，于是理论上不可以用釜残液加热原料液至泡点，于是我们可以F在进料前加一个预热器，以供不足的能量。234预热器消耗量取低压水蒸气为加热介质其进出预热器的温度分别为100和20则HKJHKJQWF/10/10245146平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求78PCGCHKTCTPM/92014412,235理论塔板数的确定1求精馏塔的气、液相负荷采用泡点进料，进料温度为20，将摩尔分数转化为质量分数为00588，查表得原料液的R10464KJ/KG，CP4338KJ/KGK2981RTQFBHKMOLL/078LQDV/61所以操作线方程为A0978642XXVWLYF2采用逐板法求理论板层数由得（B）1QQXYY1将代入得相平衡方程542（C）YYX542联立（A）、（B）、（C）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则89301DY由（C）式求得第一块板下降液体组成13802954128301YX利用（A）式计算第二块板上升蒸汽组成为7964021XY交替使用式（A）和式（C）直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为止，NFXNWX计算结果见表3。表3板号组成123456Y0289301271902410601982013848006075X01381301270201111100886900595180024834XF理论塔板数为（不包括再沸器）（块）516TN236操作压力设每层塔压降07KPAP塔顶压力P01013KPAP11013071020KPAP21027KPAP31034KPAP41041KPAP51048KPAP61055KPA则回收塔平均压力0310342MKA237全塔效率的估算用奥康奈尔法对全塔效率进行估算OCONEL由相平衡方程式可得1XY1YX根据甲醇水体系的相平衡数据可以查得塔顶第一块板289301DXY10293X加料板5F57F塔釜WX8WY因此可以求得由相平衡方程式可得1XY1YX因此可以求得0981YX1同理可求得660719WF全塔的相对平均挥发度10986254MW全塔的平均温度74302DWTC在温度下查得890MTC23165,025HOCHOMPASMPAS因为LILX所以，23089271DS同理可求得05LWPAS全塔液体的平均粘度273026LDMMAS全塔效率024502451991TLE238实际塔板数NP块1540/6/TP即提馏段的实际塔板数为11块。24精馏塔具体尺寸整理精馏塔的已知数据列于表4由表中数据可知表4精馏塔的已知数据位置塔釜塔顶09WX1042DYX质量分数13Y765X8931DXY摩尔分数0WY0218LM1LM摩尔质量/KGMOL79VW43V温度/99537848241液相平均密度液相平均摩尔质量18201842/LMKGMOL液相平均温度MT07939DWTC在平均温度8928下查得233645/,726/HOHOKGKG进料/091/231MWFCFLM塔顶3/184/232KGOHDOHDL塔底3/096/1/233MWWWCWLM液相平均密度为3/71321KGLMLM242气相的平均密度A、进料板平均摩尔质量由2980580FFYX得KMOLGMMFV/2018291043298,B、塔顶平均摩尔质量由,得DXKOLGMV/0721829301432890,C、塔釜平均摩尔质量由5WWYX得KMOLGMMV/461803210432,气相平均摩尔质量KOLGV/2517气相平均密度33/70/90152348MKRTMP243液相表面张力A、塔顶液相表面张力由查表得02893,748DDXTC3215/,631/CHOHOMNMN故320947/DCHOB、塔底液相表面张力由05WX1WY及3219/,578/CHOHOMNMN得32035/WCC、塔进料液相表面张力由查表得TXFF891,05MNMNOHOHC/265,/6323故327071/FCHO所以液相平均表面张力49536548/DWFL244汽、液相负荷（体积流量）液相平均密度3917/LMKG则液相负荷为HMHMQLLMFNWN/089/9714286233,气相平均密度307/VKG则汽相负荷为HMHQVVMDNH/182509/7082154133,0表5精馏塔的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/KGOL18422125平均密度/3/M39107/KGM30712/KGM体积流量/3/H/2583S/69853S245精馏塔塔体工艺尺寸A、塔径的计算塔的气、液相体积流率为SMHLN/025/08933V69125则液气动能参数为15370721825095VLVN取板间距HT040M，板上清液层高度HL005M，则HTHL035M图3史密斯关联图由史密斯关联图查得C200052气体负荷因子0220C/6LMAXLVU917235/MS取安全系数为08，则空塔气速为U08UMAX08225180M/SMUDV981075/按标准塔径圆整后为D10M塔截面积为AT314110785M2实际空塔气速为U实际1909/07852432M/S安全系数在充许的范围内，符MAX/43/1607实际泛点率全设计要求B、塔高的计算塔的高度可以由下式计算2PTFWZHNSH已知实际塔板数为N11块，板间距,取一个人孔04TM取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，06T21PHMHW02，那么，全塔高进料板空间高度05FHMMZ572061402125塔板主要工艺尺寸的计算251溢流装置由于塔径D800MM，可选用单溢弓型降液管，采用凹型受液盘。A、堰长WL取05105DMB、溢流堰高度WH由，选用平直堰，堰上液层高度WLOWOWH由弗兰西斯（FRANCIS）公式计算，即238410HOWHEL25HWLL图4液流收缩系数计算图由液流收缩系数计算图，近似取E1，则0187M5891042H32OW取板上清液层高度HL006M故46C、弓形降液管宽度和截面积DFA由查弓形降液管参数图得05WLD图5弓形降液管参数图弓形溢流管宽度146DWM弓形降液管面积207FA895/TF246CRDM/0107284DSXW验算液体在提馏段降液管内的停留时间SSLHATNF54301967其中HT即为板间距060M，LN即为每小时的液相体积流量验证结果为降液管设计符合要求D、降液管底隙高度OH036OWLHLU取（一般）15/MS0725/UMS则MH031503620W06848故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。5WH252塔板布置A、塔板的分块因D800MM，故塔板采用分块式。表6塔板分块数塔径，MM8001200140016001800200022002400塔板分块数3456由上表查得，塔板分为3块。B、边缘区宽度确定取WSWS65MM,WC35MMC、开孔区面积计算开孔区面积AA按下面式子计算，则有221SIN80ARXXR其中XD/2WDWS05（01460065）0289MRD/2WC0500350465M并由WD/D0146，推出WD0146M22212046589208946589SIN06AAMD、筛孔计算及其排列甲醇水体系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。3M05D筛孔按正三角形，取孔中心距T为0351TD筛孔的数目N为N1158103AA/T29512个开孔率为0907（DO/T）21007AOA气体通过阀孔的气速为OUOVUL/A065/A243M/S（）26筛板的流体力学验算261塔板压降A、干板阻力计算CH干板阻力2051VCLU由查干筛孔的流量系数图得0367D072C图6干筛孔的流量系数图故243071051399CHMB、气体通过液层的阻力计算LH气体通过液层的阻力，LLL065917/78VATFLUMSA气相动能因子1212008/AVFUKGSM查充气系数关联图得58图7充气系数关联图故液柱0680476LLHMC、液体表面张力的阻力H液体表面张力所产生的阻力，液柱3045468104997LHMGD气体通过每层塔板的液柱高度PH液柱30469015PCLH气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）791837PLPGPAK262液面落差对于筛板塔，落面落差很小，且本例塔径和液流量不大，故可忽略液面落差的影响。263液沫夹带量液沫夹带量632AU5710VLTFEHH2FLHM故KG液/KG气01KG液/KG气63235710970948415VE故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。VE264漏液对筛板塔，漏液点气速可由计算，即0,MINU0,IN045613LVCH0,MINU4725613797/20/MS实际孔速00,MIN3/S稳定系数为0,MIN24K151U故在本设计中无明显漏液。265液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从的关系。DHDTWHH甲醇水物系属一般物系，取，则05054762TWHHM而DPLD板上不设进口堰，可由式计20153DOHU2201534DOHUM液柱9746H液柱TWH故在本设计中不会发生液泛现象。27塔板负荷性能图271漏液线由0,MIN0456013LLVUCH,IN0,IN0VLALWO238410SOWWEL23,MIN084456013SVLVWCHHL整理得,MINVL2301987NL在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表7NV表73,/NLS00005000100002500040VM0361037203950413由上表数据即可作出漏液线1272液沫夹带线以为限，求关系如下01VEKG液气VNL由63257AVLTFUHH14008576NNANTFULA25FLWOHH47WM23236081158NOWNL故FSH23230470845TFSSHL63231557118VVNLE整理得2307V在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表8。SLSV表83,/NLMS000050001000020000225,V1085104709869709608由上表数据即可作出液沫夹带线2273液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由06OWHMM23602841SOWWLHEL取E1，则323,MIN5804846SLS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3274液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式4SFTSAHL故3,MAX07640764FTSMS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4275液泛线SD2223LH,DTWPSCSVNNHVALBCDPCLLLWOOWCDOW令由H联立得1忽略H，将与，与与的关系式代入上式，并整理得式中2020233516841VLTWACBHHCLDEL将有关的数据代入，得2223305107196894460281081785ABCD23VNN22故9L4L或69在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表9。NVL表93,/NLMS00005000050002500040000050006000071V1214118110941001121408500746由上表数据即可作出液泛线5根据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示。000204060801203405607809112314LVLN漏液线液沫夹带线液泛线液相负荷上限线液相负荷下限线操作线在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA,即作出操作线并相交于B、C。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由上图查得SMLV/0513AX,SMLV/370IN,A0图8塔板的负荷性能图BC12345故操作弹性为SMLV/8423IN,AX28各接管尺寸的确定281进料管在原料温度下查得20OFTC23398/,804/HOCHOKGMKGM3211FCHOX则原料液密度为3985/FKG进料体积流量SMHMQVFNS/01298/354768123,取适宜的输送速度，故0/FUMS32145098计D经圆整选取热轧无缝钢管YB23164，规格403M实际管内流速SUF/150341982282釜残液出料管在下查得953OWTC233/,714/HOCHOKGKG3211WCHOX则釜残液密度为39567/KGM釜残液的体积流量SMHMQVWNSF/094/3979561483,取适宜的输送速度，则15/US0283M4309计D经圆整选取热轧无缝钢管YB23164，规格M340实际管内流速SMUW/791031402283塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽30765/83147231DSVMPKGRT塔顶上升蒸汽的体积流量SMHQSVDNS/50/607650233,取适宜速度，那么/UMS41294计D经圆整选取热轧无缝钢管YB23164，规格50实际管内流速SMUSV/43901432284水蒸汽进口管通入塔的水蒸气密度3/72015239315807MKGRTPMDSO通入塔的水蒸气体积流量HMHVSO/0/12790854133取适宜速度，那么/UMS42513524计D