甲醇和水筛板精馏塔分离的设计

1、设计计算<一 >设计方案的确定本设计任务为分离甲醇- 水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料， 将原料液通过预加热器至泡点后送入精馏塔。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离系，最小回流比，故操作回流比取最小回流比的2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。<二 >精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量M 甲醇 =32.04kg/ kmol水的摩尔质量M水=18.02kg/kmol0.40.9997XF=XW=32.04=0.2

2、73XD=32.04=0.99470.4 + 0.60.9997 + 0.000332.0418.0232.0418.020.00532.04=0.0028180.005+ 0.99532.0418.022、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.273 ×32.04+ （1 0.273 ）×18.02=21.85kg/kmolMD=0.9947 ×32.04+(1 0.9947 ）×18.02=31.96kg/kmolMW=0.002818 ×32.04+(1 0.002818) ×18.02=18.06kg/kmol3、物料

3、衡算原料处理量：210000000kmol/hF= 33024=115.5721.85总物料衡算： F=D+W115.57=D+W×0.273=D ×0.9947+W×0.002818甲醇物料衡算： FX =DX +WX115.57FDW联立解得 D=31.48kmol/hw=84.09kmol/h<三 >塔板数的确定1、理论板数的求取由xy= 1+(及甲醇水在不同温度下的汽液平衡组成-1)x温度液相气相a温度液相气相a92.90.05310.28347.0581.60.20830.62736.490.30.07670.40018.0380.20.23

4、190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33330.69184.4983.20.16740.55866.2976.20.35130.73475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.30.59370.81833.0866.90.87410.91941.64700.68490.84922.

5、59am=19 a1.a2.a3.a19 =4.83得到相平衡方程y=x=4.83x1+(1+3.83x-1)x因为泡点进料，所以q=1且 Xq=XF=0.273且 q 点过相平衡线则 y4.83xq=0.645 =0.645q= 1+3.83xqRmin=xDyq =0.94取操作回流比R 2.0R min1.88yqxq2、求精馏塔的气液相负荷L RD1.88 ×31.48=59.18kmol/h V=(R+1)D =2.88×31.48=90.66kmol/hL =L+F=59.18+115.57=174.75kmol/hV =V=90.66kmol/h3、求操作线方

6、程精馏段操作线方程yn 1 =R+xD=0.6528Xn+0.3454R1R 1提馏段操作线方程yn 1LxnWxW=1.927Xn-2.614 ×10-3VV5、 逐板计算法求理论板数因为塔顶为全凝器y1 XD 0.9947y通过相平衡方程求X 1=14.83-3.83y1=0.9749再通过精馏段操作线方程y2=0.6528X1+0.3454=0.9818 ， 如此反复得y1=0.99947x1=0.9749y2=0.9818x2=0.9179y =0.9446x =0.779333y4=0.8541x4=0.5482y =0.7032x =0.329155y6=0.5603x6

7、=0.2087<0.273当 X6<Xq 后，改用相平衡方程与提馏段操作方程-3计算 . 如此反复yn+1=1.927Xn-12.614 ×10得y7=0.3995x7=0.1211y8=0.2308x8=0.0585y9=0.1101x9=0.025y10=0.0455x =0.147410y11=0.02578x11=5.45 ×10-3y12=7.88 ×10-3x12=1.64 ×10-3 <0.002818可得到进料板位置N=6F总理论板数N T=12 < 包括再沸器 >2、实际板层数的求取精馏段实际板层数：N精

8、=5=8.3 90.6提馏段实际板层数：N提 =610（不包括再沸器）0.6<四 >精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算1、 操作压力计算=101.3+4=105.3KPa塔顶操作压力PD每层塔板压力降P=0.7KPa进料板压力PF=105.3+0.7 ×9=111.6KPa塔底压力Pw=PF+0.7 ×10=118.6KPa精馏段平均压力Pm=105.3+111.6 =108.45 KPa2111.6+120提馏段平均压力Pm =115.1KPa2、 操作温度计算（插法得）根据甲醇 - 水的气 - 液平衡组成表，再通过插法得：塔顶温度tD=64.79 进料板温度

9、t F=78.3 塔釜温度tw=99.6 精馏段平均温度ttD +tF64.79+78.3m=71.5422提馏段平均温度t = t F +tW78.3+99.6m=88.95223、 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算y通过相平衡方程求得X 1=0.9749由 XD= 1=0.9947M =y1M甲 +（1-y1）M水 =0.9947 ×32.04+(1-0.9947)×18.02=31.97Kg/KmolVDMMLOM=X1 M甲+（ 1-X 1） M水=0.9749 ×32.04+(1-0.9749)×18.02=31.69 Kg/Kmol进料

10、板平均摩尔质量计算通过逐板计算得进料板yF=0.5603 ，再通过相平衡方程得XF=0.2087M= yVFMM甲 +（ 1- yF） M水=0.5603 ×32.04+F（1-0.5603）×18.02=25.87Kg/KmolM =X M甲 +（1-X ）M水 =0.2087 ×32.04+ （1-0.2087 LFMF F×18.02） =20.95Kg/Kmol塔釜平均摩尔质量的计算由 Xw=0.002818 查平衡曲线得 yw=0.01346M=ywM甲+（ 1-y w） M水=0.01346 ×32.04+ （ 1-0.01346

11、）×18.02=18.21Kg/KmolVWMM =XX+（1-X）M=0.002818 ×32.04+ （ 1-0.002818）×18.02=18.06Kg/KmolLWMW甲水W精馏段平均摩尔质量(M VDM +M VFM )=31.97+25.87VM=28.92Kg /KmolM =22M = (MLDM +MLFM)=31.69+20.95=26.32Kg /KmolLM22提馏段平均摩尔质量(M VDM +M VFM )25.87+18.21M =22.04Kg /KmolVM22M =(M)LFM+MLWM20.95+18.06=19.50Kg /

12、KmolLM224、平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算即精馏段PmM vm108.4528.92VM= RTm=8.314 (71.54+273.15) =1.094 Kg/mPm M vm115.1 22.04vmRTm=0.8427提馏段 =8.314 (88.95+273.15)液相平均密度计算液相平均密度按下式计算即 1aiLm = i塔顶液相平均密度的计算由 t D=64.79 查手册得甲 =747.168Kg/m水=980.613Kg/mLPM=1=1=747.7 Kg/mDw0.997+0.003+甲水746.168980.613进料板液相平均密度计算由 t F=

13、78.3 查手册得甲 =735.53 Kg/m水 =972.82Kg/m进料板液相的质量分率aA=xFM 甲=0.2087 32.04=0.319232.04+0.791318.02xFM 甲 +(1-x F)M 水 0.2087=1=1=881.9Kg/mLFM +1-0.3192+ 0.6808AA甲水735.53972.82提馏段液相平均密度计算由 t w=99.6 查手册得甲 =716.36Kg/m水 =958.176Kg/mLWM1=1=957.06 Kg/m+ 1-w= w0.005+0.995甲水716.36958.676LDMLFM精馏段液相平均密度为LM=2LFMLWM747

14、.7881.91814.8 Kg/m2881.91+957.06提馏段液相平均密度LM =5、液体平均表面力的计算22919.48Kg/m液相平均表面力依下式计算即=XLMi i塔顶液相平均表面力的计算由 t=64.79 查手册得甲=18.31mN/m水=65.29Mn/mD=X甲+（1-X ）水=0.9947 ×18.31+0.0053 ×65.29=18.56mN/mLOM DD进料板液相平均表面力的计算由 t F=78.3 查手册得甲 =17.0647mN/m水=62.889mN/mLFM=X甲+（ 1-X ）水=0.2087 ×17.0647+0.7913

15、 ×62.889=53.32mN/mFF塔釜液相平均表面力的计算由 tw=99.6 查手册得甲 =14.93mN/m水=58.9mN/m=X+(1-X )水=0.002818 ×14.93+ （ 1-0.2087）×62.889=53.32mN/mLWM w 甲wLLFM18.56 53.32精馏段液相平均表面力为LM=235.94mN/m提馏段液相平均表面力为LM =256.05mN/mLFMLW53.32 58.78226、液体平均粘度计算液相平均粘度以下式计算，即lgLM=Xilgi塔顶液相平均粘度计算由 t D=64.79 查手册得甲=0.3289mpa.

16、s水 =0.4479mpa.slgLDM甲D水=0.9947g（ 0.3289 ）+（ 1-0.9947）lg（ 0.4479 ）= 0.4825=X lg+（ 1-X ）lgDLDM进料板液相平均粘度计算由 t F=78.3 查手册得甲水lgLFMlg甲+（ 1-XF）lg水=0.2087lg(0.28193)+(1-0.2087)lg(0.37084)= 0.4557=XFLFM由 t w=99.6 查手册得甲=0.226mpa.s水=0.289mpa.slg=X lg甲+(1-X) lg水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818)lg (0.289)=-0.5394L

17、WM ww=0.2888mpa.sLWMLM=LDM + LFM0.3292 0.35mpa.s精馏段液相平均黏度为220.33970.35LFMLW0.2888提馏段液相平均黏度为LM=0.3194mpa.s22<五 >精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、 塔径的计算精馏段的气液相体积流率为Vs=VM vm90.6628.92=3600=0.6657 m /s3600vm1.094Ls=LM lm59.1826.32/s=3600=0.000531 m3600814.8lm提馏段的气液相体积流率为VM vm90.6622.04/s=0.6586 mVs = 3600vm36000.842

18、7Ls =LMlm= 174.7519.50 =1.029 ×10-3lm36003600919.48精馏段 umax= cL -VV式中 C 由 C20 求取， C20 可通过查图（ P129 页）筛板塔的泛点关联图的横坐标功能参数Ls= 0.000531814.8=0.02177LVsV0.66571.094取板间距HT=0.35m （通过筛板塔的的泛点关联图）（书 P129 图 10-42 ）得到 C20=0.068dL）0.2=0.06835.940.2=0.07646C=C （×()202020umax= cL-V814.8-1.094最大空塔气速=0.0746=

19、2.085m/ sV1.094取安全系数为 0.8，则空塔气速 u=0.8u=0.8 ×2.085=1.668m/smaxD=4Vs40.6657=3.14=0.713mu1.668按标准塔径圆整后D=0.8m （据书 P表 10-1 ）129塔截面积为 AT=D23.140.82=4=0.5024m24实际空塔气速 u=s0.6657 =1.325m/sV =A0.5024Tu实= 1.325 =0.63( 安全系数在允许围，符合设计要求 )u max2.085提馏段同理查阅得C20LsLVsV1.029103919.48=0.05161=0.84270.6586查表得 HT=0.

20、35mC 20 =0.07C =C20 (L) 0.2 =0.07(56.05) 0.2 =0.086022020Umax =CLV919.48 0.8427=0.08602=2.84m/sV0.8427同上取安全系数0.8 u =0.8 Umax =0.8 ×2.84=2.272m/s4Vs=40.6586=0.6076mD =u3.142.272圆整取 D=0.8m同上 AT =0.5024实际空塔气速 u = Vs0.65861.313AT0.5024u = 1.313=0.46（符合安全系数围，设计合理）U max2.842、精馏塔有效高度的计算-1 ） H =（ 9-1 ）

21、×0.35=2.8m精馏段有效高度为Z精=（ N精Z=（ NT提馏段有效高度为提提-1 ） H =（ 10-1 ）×0.35=3.15mT在加料板上设一人孔，其高度为0.7m故精馏塔的有效高度为Z=Z 精 +Z 提+0.7=2.8+3.15+0.7=6.65m<六 >塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置计算因塔径 D=0.8 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长 l w 取 l w=0.6D=0.48m溢流堰高度 hw 由 hw=hLhow选用平直堰，堰上液层高度h =2.84LhE()2/3ow1000l w取 E=1.03 h=2.841.03 ( 0

22、.000531 3600)2/3=7.35 mmow 10000.48h2.841.030.0010293600ow =()2/3=11.31mm10000.48取板上清液高度为hL=60mmhw=60-7,35=0.05265mhw =60-11.31=0.04869m弓形降液管宽度wd 和截面积 Af由 lw =0.6 查图（ P127 页 弓形降液管的宽度与面积图）得Af=0.052wd=0.1DATD所以 Af =0.052A T=0.052 ×0.5024=0.02612 W =0.1D=0.1 ×0.8=0.08md所以依式计算液体在降液管中的停留时间精馏段：=

23、3600AfHT= 3600 0.02612 0.35 =17.217s > 35s （故设计合理）Lh0.000531 3600提馏段： =3600AfHT= 3600 0.02612 0.35 =8.884s >35s( 故设计合理 )L0.001029 3600h降液管低隙高度h。Lhu。 =0.08m/sh。 .=3600lwu。36000.000531精馏： h。 =0.48=0.01383m>0.006m36000.08提馏： h。 =36000.001029 =0.02679m>0.006m36000.480.08故降液管设计合理，选用凹形受液盘 hw=5

24、2.65mm hw =48.69mm 2、塔板布置塔板的分块因 D 800mm,故塔板采用分块式，塔板查表可知分为3 块边缘区宽度确定取 Ws=Ws=0.04m wc=0.03m开孔区面积计算A =2（ x R2-x?R2sin 1x ）180Rx= D (wd+ws)=0.8 -0.08-0.04=0.28m22R= D wc=0.8-0.03=0.37m223.140.3720.28故 A=2（0.280.372-0.282+sin 1）=0.37031800.37筛孔计算及其排列选用=3mm碳钢板，取筛孔直径 d。 =4.5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t=3.1d。 =3,1

25、 ×4.5=13.95mm筛孔数目 n 为 n=1.155A1.1550.3703t2=(13.951032=2198 个)开孔率。） 2=9.44%=0.907 （ d）2=0.907 ×（ 1t3.1气体通过阀孔的气速精馏段 u 。= Vs=0.6657=19.04m/s0.09440.3703提馏段 u 。 =Vs=0.6586=18.84m/s0.09440.3703( 七 ) 塔板的流体力学验算1、塔板压降。4.5=1.5查资料附表图3-14 干筛孔的流量系数有C。 =0.82 ）干板阻力 hc 计算：（由 d=3。 =0.051( 19.04 )21.094 =

26、0.0369 m 液柱hc= 0.051( u)2Vc。 L0.82814.8。 V=0.051 ( 18.84 )20.8427 =0.0242 m 液柱hc =0.051( u )2c。 0.82919.48L气体通过液层的阻力hl及 hl ua=Vs=0.6657=1.3977m/sAfAT0.5024-0.02612F。 = u av =1.39771.094 =1.4619 Kg ? / (s.m)?查资料附表图3-15 充气系数关联图，由F。 =1.4619 得=0.59hc=hL=（ hw+how） =0.59 ×（0.05265+0.00735） =0.0354m 液

27、柱ua=Vs=0.6527=1.371m/sAT Af 0.5024-0.02612F。 = u a =1.3710.8427=1.258 Kg ?/ (s.m)?v查资料附表图3-15 充气系数关联图，由F0 =1.258 得 =0.62hc =hL =（ hw +how） =0.62(0.04869+0.01131)=0.0372m 液柱液体表面力的阻力h及 h计算4L4 35.941033液柱h =3.99109.81m=0.00399mLgd。 814.80.0045h=4L '456.051033液柱=9.81=5.5110 m=0.00551mL' gd。919.4

28、80.0045气体通过每层塔板的液柱高度hp 及 hp计算hp=hc +hl +h=0.0369+0.0354+0.00399=0.07629m 液柱hp=hc+hl+h=0.0242+0.0372+0.00551=0.0669m 液柱气体通过每层塔板的压降Pp 及Pp计算Pp = hpcg=0.07629814.89.81=609Pa <0.7KPa （设计允许值）Pp=hp c g =0.0669919.489.81=603.44 Pa<0.7 KPa （设计允许值）2、液面落差对于筛板塔， 液面落差很小， 且本方案的塔径和液流量均不大，故可忽略页面落差影响。3、液沫夹带液沫夹

29、带量 ev 及 ev计算按经验，一般 hf =2.5h c=2.5 ×0.06=0.15me = 5.76 10(a) 3.2=(1.3977 ) 3.26u5.76 10 6vLH Thf35.94 1030.35-0.15=0.07986Kg 液 /Kg 气<0.1 Kg 液 /Kg 气ev=5.76(a?)3.2=5.76 10(1.371) 3.210 6u6L?HThf56.05 1030.35-0.15=0.0489 Kg 液 /Kg 气 <0.1 Kg液 /Kg 气故在本设计中液沫夹带量ev 及 ev 在允许围4、漏液对筛板塔，漏液气速u。， min （ u

30、。，min ）由下式计算。， min。(0.0056+0.13hL -h)L(0.0056+0.13 0.06-0.00399) 814.8u=4.4C=4.4 0.81=9.435m/s01.094v实际孔速 u。=19.04m/s> u。， min稳定系数 K=u。=19.04。min=2.02>1.5u ,9.435。，min。 (0.0056+0.13hL -h)L0.82(0.0056+0.13 0.06-0.00551) 919.48=10.55m/ su4.4C=4.40.8427v实际孔速 u。 =18.73> u。，minK =u。18.84稳定系数。 mi

31、n=1.8>1.5u ,10.555、液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高Hd 及 Hd应服从下式（ H取 0.5 ； Hd （ HT +hw ）HdT+hw） （ HT+hw） =0.5 ×（0.35+0.03882 ） =0.19441m 液柱（ HT+hw ）=0.5 ×（0.35+0.04869 ） =0.199 m 液柱而 Hd=hp+hL+hd； Hd = h p+hL +hd板上不设进口堰hd= 0.153(u。)2=0.1530.082=0.001m液柱hd =hd=0.001m 液柱Hd=hp+hL+hd=0.07629+0.06+0.001=0.13

32、729m液柱 <0.19441m 液柱Hd = h p+hL +hd =0.0669+0.06+0.001=0.1279 m液柱 <0.199m 液柱故在本设计中不会出现液泛现象（八）塔板负荷性能图1. 漏液线由u0,min4.4c0(0.00560.13hLh ) L /VVS,minu0,minA0hLhw h0w2/32.84LhhowE1000l wLhLS得Vs,min4.4c0 A00.0056 0.13 hw2.84Lh)2/3hL / V1000E (l w0.82 0.0944 0.3703 0.0056 0.13 0.05265 2.841.03 3600Ls2

33、/34.40.00399 814.810000.481.094VS ,min3.441 0.00885450.1457 Ls2/32.842/3同理可得 Vs,min4.4c0 A00.0056 0.13Lhhl /hwEv1000lw2.843600Ls2/34.40.820.09440.37030.00561.03919.480.13 0.048690.480.005510000.8427VS ,min4.150.006420.1457 LS在操作围，任取几个LS ( Ls ) 值，依上式计算出VS (VS ) 值，计算结果列于下表：Ls（Ls）， 3/ s0.00050.00100.00

34、150.0020mVs， m3 / s0.3400.3490.3570.364Vs， m3 / s0.3340.3360.3380.340由上表数字即可作出漏液线2、液沫夹带线以 ev =0.1 液 / 气为限，求Vs-Ls 关系如下5.710 6ua3.2evH Thf由LVSVSua2.0997VSATAf0.50240.026122.843600 LS2/3how1.031.1208 LS2/310000.48hf2.5hL2.5hwhow2.50.038821.1208 LS 2/30.09075 2.802 LS2/3H T hf0.2592.802LS2/35.710 62.0997Vs3.20.1ev10 30.2592 2.802 LS 2/335.94整理得 VS0.92459.994LS2/35.710 62.