甲醇和水筛板精馏塔分离设计说明

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、原料液与塔顶、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/kmolXF= XD=XW=2、原料液与塔顶、塔

2、底产品的平均摩尔质量MF=0.273×32.04+（10.273）×18.02=21.85kg/kmolMD=0.9947×32.04+(10.9947）×18.02=31.96kg/kmolMW=0.002818×32.04+(10.002818)×18.02=18.06kg/kmol3、物料衡算原料处理量：F=kmol/h总物料衡算：F=D+W 115.57=D+W甲醇物料衡算：FXF=DXD+WXW 115.57×0.273=D×0.9947+W×0.002818联立解得 D=31.48kmol/h

3、 w=84.09kmol/h<三>塔板数的确定1、理论板数的求取由 y=与甲醇水在不同温度下的汽液平衡组成温度液相气相a温度液相气相a92.90.05310.28347.0581.60.20830.62736.490.30.07670.40018.0380.20.23190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33330.69184.4983.20.16740.55866.2976.20.35130.7

4、3475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.30.59370.81833.0866.90.87410.91941.64700.68490.84922.59am=4.83得到相平衡方程 y=因为泡点进料，所以q=1 且Xq=XF=0.273且q点过相平衡线 则yq=0.645Rmin=0.94 取操作回流比 2、 求精馏塔的气液相负荷1.88×31.48=59.18kmol/h V=(R+1)D =2.88×31.48=90.66kmol/h =L

5、+F=59.18+115.57=174.75kmol/h=V=90.66kmol/h3、 求操作线方程精馏段操作线方程 =+=0.6528Xn+0.3454提馏段操作线方程 =1.927Xn-2.614×10-35、逐板计算法求理论板数因为塔顶为全凝器 通过相平衡方程求 X1=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=0.9179y3=0.9446x3=0.7793y4=0.8541x4=0.5482y5=0.7032x5=0.3291y6=0.5603x6=0.2087<

6、;0.273当X6<Xq后，改用相平衡方程与提馏段操作方程yn+1=1.927Xn-12.614×10-3计算.如此反复得y7=0.3995x7=0.1211y8=0.2308x8=0.0585y9=0.1101x9=0.025y10=0.0455x10=0.1474y11=0.02578x11=5.45×10-3y12=7.88×10-3x12=1.64×10-3<0.002818可得到进料板位置 NF=6总理论板数 NT=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=8.39提馏段实际板层数：N提=10（不包

7、括再沸器）<四>精馏塔工艺条件与有关物性数据的计算1、 操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3KPa每层塔板压力降 DP=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=KPa提馏段平均压力 Pm=KPa2、 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 tF=78.3塔釜温度 tw=99.6精馏段平均温度 tm=提馏段平均温度 tm=3、 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由XD=y

8、1=0.9947 通过相平衡方程求得 X1=0.9749MVDM=y1M甲+（1-y1）M水=0.9947×32.04+(1-0.9947) ×18.02=31.97Kg/KmolMLOM=X1M甲+（1-X1）M水=0.9749×32.04+(1-0.9749) ×18.02=31.69 Kg/Kmol进料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=0.2087MVFM= yFM甲+（1-yF）M水=0.5603×32.04+（1-0.5603）×18.02=25.87Kg/KmolMLFM=

9、XFM甲+（1-XF）M水=0.2087×32.04+（1-0.2087×18.02）=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=0.01346MVWM=ywM甲+（1-yw）M水=0.01346×32.04+（1-0.01346）×18.02=18.21Kg/KmolMLWM=XWX甲+（1-XW）M水=0.002818×32.04+（1-0.002818）×18.02=18.06Kg/Kmol精馏段平均摩尔质量MVM=MLM=提馏段平均摩尔质量MVM=MLM=4、平均密度计算气相平

10、均密度计算由理想气体状态方程计算 即精馏段 rVM= Kg/m³提馏段rvm=液相平均密度计算液相平均密度按下式计算 即塔顶液相平均密度的计算 由tD=64.79 查手册得 r甲=747.168Kg/m³r水=980.613Kg/m³rLPM=Kg/m³进料板液相平均密度计算 由tF=78.3 查手册得 r甲=735.53 Kg/m³r水=972.82 Kg/m³进料板液相的质量分率 rLFM=Kg/m³提馏段液相平均密度计算 由tw=99.6 查手册得 r甲=716.36Kg/m³r水=958.176 Kg/m&

11、#179;rLWM= Kg/m³精馏段液相平均密度为rLM= Kg/m³提馏段液相平均密度rLM=Kg/m³5、液体平均表面力的计算液相平均表面力依下式计算 即 dLM=åXidi塔顶液相平均表面力的计算 由tD=64.79查手册得d甲=18.31mN/m d水=65.29Mn/mdLOM=XDd甲+（1-XD）d水=0.9947×18.31+0.0053×65.29=18.56mN/m进料板液相平均表面力的计算 由tF=78.3 查手册得 d甲=17.0647mN/m d水=62.889mN/mdLFM=XFd甲+（1-XF）d水=

12、0.2087×17.0647+0.7913×62.889=53.32mN/m塔釜液相平均表面力的计算 由tw=99.6 查手册得 d甲=14.93mN/m d水=58.9mN/mdLWM=Xwd甲+(1-Xw)d水=0.002818×14.93+（1-0.2087）×62.889=53.32mN/m精馏段液相平均表面力为dLM=mN/m提馏段液相平均表面力为dLM=mN/m6、液体平均粘度计算液相平均粘度以下式计算，即mLM=åXimi塔顶液相平均粘度计算 由tD=64.79查手册得m甲=0.3289mpa.s m水=0.4479mpa.smL

13、DM=XDm甲+（1-XD）m水=0.9947g（0.3289）+（1-0.9947）（0.4479）= 0.4825mLDM=0.3292mpa.s进料板液相平均粘度计算 由tF=78.3查手册得m甲=0.28193mpa.s m水=0.37084mpa.smLFM=XFm甲+（1-XF）m水=0.2087(0.28193)+(1-0.2087)(0.37084)=0.4557mLFM=0.35mpa.s由tw=99.6 查手册得m甲=0.226mpa.s m水=0.289mpa.smLWM=Xwm甲+(1-Xw)m水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818)(0.289

14、)=-0.5394mLWM=0.2888mpa.s精馏段液相平均黏度为mLM=mpa.s提馏段液相平均黏度为mLM=mpa.s<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= m³/sLs= m³/s提馏段的气液相体积流率为Vs=m³/sLs= ×10-3精馏段 umax= 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=0.068C=C20（）0.2=0.068×() 0.2=

15、0.07646最大空塔气速umax=取安全系数为0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.8×2.085=1.668m/sD=按标准塔径圆整后 D=0.8m（据书P129 表10-1）塔截面积为AT=m²实际空塔气速 u=(安全系数在允许围，符合设计要求)提馏段同理查阅得C20=0.05161查表得HT=0.35m C20=0.07C=C20()0.2=0.07()0.2=0.08602Umax=C=0.08602=2.84m/s同上取安全系数0.8 u=0.8 Umax=0.8×2.84=2.272m/sD=0.6076m圆整取D=0.8m 同上AT=0.502

16、4实际空塔气速u=（符合安全系数围，设计合理）2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（9-1）×0.35=2.8m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（10-1）×0.35=3.15m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lw 取lw=0.6D=0.48m溢流堰高度hw 由hw=hLhow选用平直堰，堰上液层高度how=取E=1.03 how=mm ho

17、w=mm取板上清液高度为hL=60mm hw=60-7,35=0.05265m hw=60-11.31=0.04869m弓形降液管宽度wd和截面积Af由 查图（P127页 弓形降液管的宽度与面积图）得所以Af=0.052AT=0.052×0.5024=0.02612Wd=0.1D=0.1×0.8=0.08m所以依式计算液体在降液管中的停留时间精馏段：q= > 35s（故设计合理）提馏段：q= >35s(故设计合理)降液管低隙高度h。h。.= u。=0.08m/s精馏：h。=提馏：h。=故降液管设计合理，选用凹形受液盘hw=52.65mm hw=48.69mm2、

18、塔板布置塔板的分块因D800mm,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Aa=2（）x=(wd+ws)=R=wc=故Aa=2（0.28）=0.3703筛孔计算与其排列选用d=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。=3,1×4.5=13.95mm筛孔数目n为 n=开孔率f=0.907（）2=0.907×（）2=9.44%气体通过阀孔的气速精馏段 u。=提馏段 u。=(七)塔板的流体力学验算1、塔板压降干板阻力hc计算：（由查资料附表图3-14干筛孔的流量系

19、数有C。=0.82）hc=液柱hc=液柱气体通过液层的阻力hl与hlua=F。= ua=1.4619/查资料附表图3-15充气系数关联图，由F。=1.4619 得b=0.59hc=bhL=b（hw+how）=0.59×（0.05265+0.00735）=0.0354m液柱ua=F。= ua=/查资料附表图3-15充气系数关联图，由F0=1.258得b=0.62hc=bhL=b（hw+how）=0.62液体表面力的阻力hs与hs计算hs=hs=气体通过每层塔板的液柱高度hp与hp计算hp=hp=气体通过每层塔板的压降DPp与DPp计算DPp =（设计允许值）DPp=（设计允许值）2、

20、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、液沫夹带液沫夹带量ev与ev计算按经验，一般hf=2.5hc=2.5×0.06=0.15mev=3.2=3.2=0.07986Kg液/Kg气<0.1 Kg液/Kg气ev=3.2=3.2=0.0489 Kg液/Kg气<0.1 Kg液/Kg气故在本设计中液沫夹带量ev与ev在允许围4、漏液对筛板塔，漏液气速（）由下式计算实际孔速u。=19.04m/s>稳定系数K=实际孔速u。=18.73>稳定系数K=5、液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高Hd与Hd应服从下式Hdj（HT+hw

21、） j取0.5；Hdj（HT+hw）j（HT+hw）=0.5×（0.35+0.03882）=0.19441m液柱j（HT+hw）=0.5×（0.35+0.04869）=0.199 m液柱而Hd=hp+hL+hd；Hd= hp+hL+hd板上不设进口堰hd=hd=hd=0.001m液柱Hd=hp+hL+hd=0.07629+0.06+0.001=0.13729m液柱<0.19441m液柱Hd= hp+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.漏液线由得同理可得在操作围，

22、任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：Ls（Ls），0.00050.00100.00150.0020Vs，0.3400.3490.3570.364Vs，0.3340.3360.3380.340由上表数字即可作出漏液线2、液沫夹带线以=0.1液/气为限，求Vs-Ls关系如下由整理得同理可计算出整理得在操作围，任取几个Ls（Ls）值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表：Ls（Ls），0.00050.00100.00150.0020Vs，0.8620.8250.7930.766Vs，0.8640.8220.7860.754由上表得出液沫夹带线3、液相负荷下限线对于平直堰，取液上液层高度ho

23、w=0.006m，作为最小液体负荷标准，由下式得取E=1，则同理，据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图4、液相负荷上限图以=4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得故据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图5、液泛线令由式中，故在操作围，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表0.00050.00100.00150.00201.2211.1861.1451.0951.3801.3321.2861.240由上表数据即可作出液泛线（5）<九>换热器的设计1、冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般围为5001500kcal/(.h.)本设计取k=600

24、w/(.) 出料温度：64.6（饱和气）（饱和液）64.6冷却水温度：3040逆流操作：Dt1=34.6Dt2=24.6Dtm=传热面积：A=在此温度下，查化工原理<第三版>附录得g甲=1200KJ/Kg，g水=2378 KJ/KgQ=wg=1.094×0.6657×0.9947×1220+（1-0.9947）×2378=0.7303×1226=895.35KJ/sA=设备型号公称直径公称压力管程数管子根数中心排管数管程流通面积换热管长度计算换热面积f25×2.5600mm1.6MPa2232160.03643000mm5

25、2.82、再沸器的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K=600w/(.)料液温度：99.6100 热流体温度：120120逆流操作：Dt1´=20Dt2´=20.4Dtm´=同上w´=rv´Vs´=0.8427×0.6586=0.555Kg/sg´=xwg甲+（1-xw）g水 查表知此温度下g甲=1100KJ/Kg g水=2400 KJ/Kgg´=0.002818×1100+（1-0.002818）×2400=2396 KJ/Kgq´=w´g´=23

26、96×0.555=1329.8KJ/sA´=设备型号公称直径公称压力管程数管子根数中心排管数管程流通面积换热管长度计算换热面积f25×2.5700mm4.00MPa4322210.02534500mm111.2（十）馏塔接管尺寸计算1、接管进料管的结构类型很多，本设计采用直管进料管，管径计算如下：D= 取=1.6m/s25进料，此温度下r甲=786.9Kg/m3 r水=996.95 Kg/m3 （查化工原理（上）附录）rLP=Vs=D=查标准系列 取f32×3回流管 采用直管回流管 取uR=1.6m/sDR=查表取f89×4塔釜出料管 取uw=1.6m/sDw=查表取f38×3塔顶蒸气出料筒 直管出气，取出口气速u=20m/sD=查表取f273×8塔釜进气管 采用直管 取气速u=23m/sD=查表取f273×8法兰本设计常压操作，采用进料管接管法兰2、筒体与封头筒体壁厚选6mm，所用材质为A3封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=800mm,曲面高度200mm，直边高度25mm，表面积0.757，容积0.08