甲醇-水溶液连续精馏塔设计.

1、机械工程学院食工原理课程设计题目：甲醇-水溶液连续精馏塔设计系别：生物与环境工程系专业09食品科学与工程学号：姓名：指导教师：2011年10月21日甲醇-水溶液连续精馏塔的设计一、设计名称甲醇-水溶液连续精馏塔的设计处理量：t/a （17500）料液组成（质量分数）：（30%）塔顶产品组成（质量分数）：（92.5%）塔顶易挥发组分回收率：（99%）每年实际生产时间：330天/年，每天24小时连续工作连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压进料状况：冷液进料（55 C）塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为 0.3Mpa塔顶冷凝水用冷却水的进、出口温度差 20-40E三、设计任务完成精馏塔的工艺设

2、计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流 程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。设计内容包括：1、精馏装置流程设计与论证2、浮阀塔内精馏过程的工艺计算4、塔盘设计5、流体力学条件校核、作负荷性能图6主要辅助设备的选型四、设计说明书内容1、目录2、概述（精馏基本原理）3、工艺计算4、结构计算5、附属装置评价6参考文献7、对设计自我评价目录设计任务书1概述32精馏塔工艺计算22.1精馏塔物料衡算22.2相对挥发度的计算 32.3泡点温度的计算32.4最小回流比的计算 42.5求精馏塔的气液相负荷42.6操作线方程53塔板数的求取53.6理论塔板数的求取 53.7实际塔板数的求取64精馏塔的

3、工艺条件及有关物性数据的计算 74.1初选塔板间距74.2物性数据的计算7操作压力计算7操作温度计算 7平均摩尔质量计算8平均密度8气相平均密度8液相平均密度8液体表面张力9液体粘度105精馏塔主要尺寸的计算 105.1塔径105.2精馏塔有效高度的计算 125.3溢流装置的确定125.4塔板布置145.5浮阀数目及排列146流体力学校核166.1气相通过浮阀塔板的压力降 166.2液泛的验算176.3雾沫夹带的验算176.4漏液验算177塔板负荷性能图187.1以精馏段为例 18液沫夹带线18液泛线19液相负荷上限线20漏液线20液相负荷下限线217.2以提馏段为例21液沫夹带线21液泛线2

4、2液相负荷上限线23漏液线24725液相负荷下限线247.3负荷性能图及操作弹性24参考文献25自我总结271概述设计方案的确定塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质 设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔为逐级 接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为 泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多 种。其内部设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传 递，气液相组成呈阶梯变化。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料 表面下流，气体逆流向上(也有并流向下者)与液相

5、接触进行质热传递，气液相组 成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：(1) 生产能力大，不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现 象；(2) 传热、传质效率高；(3) 气流的摩擦阻力小，将大大节省动力消耗，从而降低操作费用；(4) 操作稳定，适应性强，操作弹性大；(5) 结构简单，材料耗用量少；(6) 制造安装容易，操作维修方便。（7）还要求耐腐蚀、不易堵塞等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向 筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿 流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管

6、的塔板，如浮 阀、筛板、泡罩塔板等。本次设计主要是浮阀板式塔的设计。F-1型V-4型A型十字架型方形浮阀图2浮阀塔板本设计书介绍的是浮阀塔的设计，其中包括设计方案的确定、塔主要设备的工 艺设计计算。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。设计中采用冷夜进料，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加回流至塔内，其余部分经产 品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2精馏塔工艺设计计算2.1精馏塔物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量MA =32.04 kg/

7、kmol水的摩尔质量MB =18.02kg/kmol02.18/55. 004. 32/45. 004.32/45. 0+=xF=0.314897.002.18/06. 004. 32/94. 004.32/94. 0=+=M F =0.45 32 +(1-0.45 1 採=24.30kg/kmolkmol F /76. 3113.2433024100060000=?=总物料衡算F=D+W甲醇的物料衡算Fx F =Dx D +Wxw94.0D D =联立求解 D=102.58kmol/h W=209.18kmol/h 0281.0=x W 2.2 相对挥发度的计温度/cXy温度处Xy1000,

8、000.0071.30.5940.81892.90,0530.28370.60.6850.84990.30,0760.40068.00.8560.89688.90,0930.43566.90.8740.91985.00,1310.545647f LOO1.0081.602080.6270.2820.67173.80,4620.77672.70,5290.791所以 20. 41221=? =aaam用内插法求得 04. 5=F a 738. 2=D a 606. 7=w a715. 304. 5738. 2=? =F D a« 191.604. 5606. 7=?=F W a提温度A

9、?Xy温度厂Cy1000.00aoo71.30.5940.81892.90.0530,28370.60.6850.84990.30.076040068.00.8560.8962.3泡点温度的计算：2. 82=t F C塔顶温度：901002. 676. 64805. 922.67D-得 55. 66=t D C塔底温度：101008.9100043. 0100命 65 9911 cP6822 8255H+H) f工 y11亠 co864汽化热（82. 2BO KJ As淫 6609°38058s864 4k942 049°kc PM+2 HKJ、(kg C 44 20578

10、059°02.2299942 030k054M i H3KJ、(kg C10484. 144 205744 2057 552 82(6609°wq二 c p vh+2 h+汽进)(F2.4最小回流比的计算：采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e(0.1942,0.1942作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为 2096. 0x q = 5269. 0y q = m i nR =D q q qx y y x -=0939. 12096.05269. 05269. 08740. 0=-故取操作回流比 R=2R min =2.192.5求精馏塔的气液相负荷：精馏

11、段气液负荷V=( R+1) D=(2.19+1? 21.87=69.77/kmol hSV =,3600V V m V M 精精5251. 0978.0360050. 2677. 69=? m s /3L=RD=2.19?21.87=47.90/kmol h,3600L s L m L ML P =精精00041.01.827360050. 2590. 47=? m s /3提馏段气液负荷计算h/mol 58. 7441.990484. 077. 69 1-q (K F V V=? +=+=,''3600V s V m V M Vp =提提5647. 0780.0360026.

12、 2158. 74=? m s /3h /mol 11. 15241.990484. 189. 47q K F L L=? +=+=,''3600L s L m L M L提提00088. 065.934360040. 1911. 152=? m s /3h/mol 89. 4787. 2119. 2K RD L =?=h /mol 77. 6987. 2119. 3 1(K D R V =? =+=h /mol 11. 15241.990484. 189. 47q K F L L =? +=+=,h/mol 58. 7441.990484. 077. 69 1-q (K F

13、V V=? +=+=,2.6操作线方程：精馏段操作线方程2740.06865.01R 1+=+=+xx ynDnn R R提馏段操作线方程002562. 00396.2mIm1m -=-=+xyWW3塔板数的求取3.1采用逐板法求理论塔板数由x1(1x y -?+?=得y2. 3-2. 4y x =第一块板时8740. 0yy 1D7016.02740. 06229. 06865. 06229. 08740.02. 3-2. 48740. 0y x 2仁+? =?=?=5204.02740. 03589. 06865. 03589. 07016.02. 3-2. 47016. 0y x32=+

14、? =?=?=4149.02740. 02053. 06865. 02053. 05204.02. 3-2. 45204. 0yx43=+? =?=?=1444.04149.02. 3-2. 44149. 0x4=?=x x 4F<以下为提馏段 002562. 00396. 2m 1m -=+x y08938. 02919. 02. 3-2. 42919. 02919. 0002562. 0-1444. 00369. 2x y 55=?=?=? = 04957.01797.02. 3-2. 41797. 01797. 0002562. 0-08938. 00369. 2xy56=?=?=

15、?=02537.009854.02. 3-2. 409854.009854. 0002562. 0-04957. 00369. 2x y77=?=?=?=01216.004918.02. 3-2. 404918. 004918. 0002562. 0-02537. 00369. 2x y88=? =?=?=005386.002224.02. 3-2. 402224. 002224. 0002562. 0-01216. 00369. 2xy=? =?=?=002018.0008423.02. 3-2. 4008423.0008423. 0002562. 0-005386. 00369. 2xy5

16、10=?=?=?=x x 10W二理论上达到设计要求因此，精馏塔理论塔板数10=N T （包括再沸器进料板位置4=N F3.2实际塔板层数的求取：°C 10. 832.9955. 662t m =+= +=W在°C 10. 83t m =时查得，s mpa 3440. 0 二卩水 s mpa 269. C?=卩甲醇贝U s mpa33. 0344. 0 1942. 01(269. 01942. 0 =? -+? =E全塔效率ET =0.49( a L -a.245 W0%=45.23%实际板层数:精馏段实际板层数98. 84523. 04=N提馏段实际板层数143. 134

17、523.064精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1初选塔板间距板间距HT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板 效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗 量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只 能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产 生液泛现象，降低板效率所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。可 参照下表所示经验关系选取。塔初D, m0.30,5L62.4244.

18、0板间距/HTmm200300250-3503CXJ-450曲0600400600板间距需要初步选定，是因为计算空塔速度已估算塔径时，必须先选定板间 距。板间距的尺寸在最后还需进行流体力学验算，如不满足流体力学的要求，则可 适当地调整板间距或塔径。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔 体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。现初选板间距m H T4. 0=o4.2物性数据计算421操作压力计算塔顶操作压力PD =101.3kPa每层塔板压降 P=0.7kPa进料板压力 PF =101.3+0.7 9=107.6kPa精馏段平均压力Pm =(101.3+107.6/2

19、=104.45kPa塔釜板压力Pw=101.3+14 >0.7=111.1kPa提馏段平均压力 35. 1092/ 1. 1116. 107('=+=P m kPa422操作温度计算塔顶温度tD =66.55C进料板温度tF =822C塔底温度tW =99.65C所以，精馏段平均温度tm =(66.55+82.2/2=74.38C提馏段平均温度t ' m =(82.2+99.65) =90.93C平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算8740.Ox=D71. Oy =D气相 M VDm =0.71X 32.04+(1-0.71 18.02=27.94kg/kmol 液相 M

20、 LVm=0.874 X2.04+(1-0.874 1X02=30.27kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算1942. 0x =F 5030. 0y =F气相 M VFm =0.503X32.04+(1-0.503 1802=25.07kg/kmol 液相 M LFm=0.1942 32.04+(1-0.1942 18.02=20.74 kg/kmol 塔底平均摩尔质量计算002464. 0x =W 01027. 0y =F气相 M VWm =0.0102X 32.04+(1-0.01027 1802=18.16kg/kmol 液相 M LWm=0.002464 32.04 +(1-0.00

21、2464 18.02=18.05kg/kmol精馏段平均摩尔质量气相 M Vm =(27.94+25.07/2=26.50 kg/kmol 液相 M Lm=(30.27+20.74/2=25.50kg/kmol 提馏段平均摩尔质量气相 M Vm =(25.07+18.16 /2=21.62 kg/kmol 液相 M Lm =(20.74+18.05/2=19.40 kg/kmol平均密度mpa.精馏段气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即TmvmmmR =pV =m kg 3/978. 010. 8315. 273(314. 850. 2635. 109=?b.提馏段vm m mR =V

22、pm kg 3 /780. 039. 9015. 273(314. 862. 2135. 109=?424.2液相密度,L m温度/CQ屮帽Nita比'：山启）塔顶66.550.9250.075753398 L5进料板82.20.300.70734.6970+4塔底99.650.00430.9957712.4958.6,1L mP =,ABL AL B w w pp +进料板：,1L F mP =4.9707.73430. 0+塔顶：,1L mP =5.981075. 03.753925. 0+,L m p =769.23/K g m,L F m p =885.03/K g塔釜:,1L

23、 w mp =6.9859957. 04.7120043. 0+,Lw m p =984.33/K g m故精馏段平均液相密度丄m精=1.82720. 8852. 769=+3/K g m提馏段平均液相密度 丄m 提=65. 93423.984885=+3/K g m液体表面张力mCTm t =1ni i i x t =L由t D =66.55C查化工原理上册附表十九得=水 t 64.95/mN m 甲醇 t 16.58/mN m塔顶液体平均表面张力.m D t =0.8?416.58+(1-0.874? 64.95=22.67/mN m 由 tF =822C查化工原理上册附表十九得=水 t

24、62.27/mN m甲醇14.79/mN m加料板液体平均表面张力,m F (T =0942? 14.79+(1-0.1942? 62.27=53.05/mN m 由t W =99.65 T查化工原理上册附表十九得=水(T 58.97/mN m 甲醇 c 12.84/mN m(15. 6227.62002464.0179. 14002464. 0=? -+? =mWc /mN m精馏段平均表面张力,m 精=83. 37205. 5362. 22=+/mN m提馏段平均表面张力6. 57215.6205. 53=+=提 m c /m N m液体粘度,L mKP P 57312,L m 卩=1ni

25、 i x i 卩=E二甲醇卩 11.14. a m P s水卩 0.4262. a m P s,L D 卩=0.8741.14+(1-0.874? 0.4262=9.79. a m P s t F =82.22，查化工原理上册二甲醇卩 11.68. a m P s水卩 0.3483. a m P s,L F 卩=0.19421.68+(1-0.1942? 0.3483=2.55. a m P st W =99.652，查化工原理上册二甲醇 卩 12.28. a m P s水卩 0.2894. a m P s(3188.02893.0002464.0128. 12002464. 0. =? -+

26、? =W L 卩精馏段液体平均粘度 丄M 精=17. 6255.279. 9=+. a m P s提馏段液体平均粘度43. 123188.055. 2, =+=提 M L 卩.am P s5主要工艺尺寸计算5.1塔径参考有关资料，初选板间距 T H =0.40m,取板上液层高度L h =0.06m故T H -L h =0.40-0.06=0.34m精馏段：2/1? VLS S V L pp =023.0978. 01.8275251.000041.02/仁？?查史密斯关联图可得20C =0.053校核至物系表面张力为37.83mN/m时的C，即C=20C 0.220(? ?=0.053? 1.

27、02083. 372?m ax u=C庇-久Q py906. 2978.0978.01.827=-?m/s可取安全系数0.70,则u=0.70m ax u =0.70? 2.906=2.03 m/s故提馏段:2S S V L pp =054. 0780. 068. 9345647. 000088 .02/仁？?查图可得20C =0.040校核至物系表面张力为57.6mN/m时的C，即C=20C 0.220(? ?=0.040? 049.0206. 572.0=?m ax u=C70. 178.078.068. 934=-?m/s可取安全系数0.70,则u=0.70m ax u =0.70? 1

28、.70=1.19m/s故D按标准，塔径圆整为0.7m，则塔截面积A=D 24=0.38465精馏段空塔气速为u=1.37 m/s提馏段空塔气速为u=1.47 m/s 5.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为1Z N =-T精精（）H =（9-1 ? 0.40=3.2m提馏段有效高度为1Z N =-T 提提（）H =（14-1?0.40=5.2m 精馏塔的有效高度：3.2+5.2=8.4m5.3溢流装置的确定堰长采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。w I取堰长w I =0.66Dw I =0.66? 0.7=0.462m 出 口堰高w h =L ow h h -选用平

29、直堰，堰上液层高度ow h由下式计算ow h =2/32.841000h w L E L ?精馏段：近似取E=1，则m h OW0062. 0462.0360000041. 01100084.23/2=? =取板上清液层高度h L =0.06m故 m h W 0538. 00062. 006. 0=-=提馏段：近似取E=1,则m h OW01010.0462. 0360000088. 01100084.23/2=? =取板上清液层高度h L =0.06m故 m h W 0499. 001010.006. 0=-= (3弓形降液管的宽度d W与弓形降液管的面积f A 由66. 0=Dl w查化工

30、设计手册得d W D=0.125,A A =0.072故 d W =0.125D=0.088m f A =0.072(24D n=0.02772m精馏段:依下式验算液体在降液管中停留时间，即f T sA H L t =02.2700041.040. 00277. 0=?=>5s提馏段：f T sA H L t =59. 1200088.040. 00277. 0=?=>5s，故降液管设计合理(4降液管底隙高度h o精馏段：h o =w K).006=0.0538-0.006=0.0478m提馏段：h o =w h0.006=0.0499-0.006=0.0439m5.4降液管底细隙

31、高度壁溢流堰高度低 0.006mm，以保证降液管底部的液封。 塔板布置溢流区：降液管及受液盘所占的区域 破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，SW =0.07m无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之 用。cW =0.06m开孔区面积212sin 180a x A R R -? n=?R=c D W -=0.7/2-0.06=0.29mx=(2d D W W s -+=0.192m故a A=211800.29 n-? ?=0.205m 5.5浮阀数目及排列（1浮阀的排列采用F1型浮，由于塔径为0.7m，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距t=75mm=

32、0.075m。（2）阀数确定气相体积流量 VS=0.5251s m /3已知，由于阀孔直径d0=0.039m,因而塔板上浮阀数目n就取决于阀孔的气速uO。VF u p00=取阀孔孔速U o，浮阀在刚全开时操作，动能因子F o =1精馏段:=978.01010.11m/s斫.I7浮阀数N=24sV d u on11.10039. 04/14. 35251.02? =43.544（个38个按75t mm =等边三角形叉排方式作图，排得阀数 提馏段：孔速u。78.01011.32m/s阀数N=24sV d u on.11039. 04/14. 35647.02? =41.842（个38按75t mm =等边三角形叉排方式作图，排得阀数个图3-3塔板阀数图按n=38,重新核算孔速及阀孔动能因数精馏段004nsm /57. 1138039. 04/14. 35251.02=?45. 11978. 057. 11 =精F仍在912范围内提馏段；Nd V u s004nsm /44. 1238039. 04/14. 35647.02=?99. 1078. 044. 12=?=精F仍在912范围内(3)开孔率精馏段：%8. 117. 0039. 038 (442222=?=D d n Dd n©精提