甲醇—水连续精馏筛板塔的设计

1、化工原理课程设计设计题目 年产3万5千吨甲醇精馏塔的设计学生姓名 指导老师 学 院 化学化工学院 专业班级 制药2003级4班 完成时间 2005年11月 甲醇生产过程精馏塔的设计1 甲醇水连续精馏塔设计条件（） 生产能力：35000吨/年，年开工7200小时（） 料液组成：甲醇含量30%（质量分数）（） 采用间接蒸汽加热（） 采用泡点进料（） 塔顶馏出液甲醇含量98%（质量分数）（） 塔顶易挥发组分99%（质量分数）（） 塔顶压强1.05atm（绝对压强）（） 单板压降70Kpa液柱（） 加热蒸气压力：0.5Mpa（表压） 主要使用数据表1 甲醇水溶液汽液相平衡数据（摩尔）xyxyxy0.0

2、00.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825   设计方案的确定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

3、，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。4 主要工艺计算4.1 原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率xF= 0.194xD= 0.965xw=0.0024图1 精溜塔工艺流程图4.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0. 194×32.04+(1-0.194)×18.02=20.74kg/kmolMD=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55 kg/kmolMW=0.0024×46+(1-0.0024)×18.02=18.10 kg/kmol4.3 物料衡算 原料处理量 F= kg/kmol总物料衡算

4、F=D+W又 xF=0.194 xD =0.965由得 D=46.65kmol/h 代入上式得：W=F-D =187.73kmol/h甲醇物料衡算 F×xF=xD×D+W×xwxw =0.00244.4 塔板数的确定1 理论塔板层数Nt的求取可利用图解法求理论板层数由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图2。求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图（二）中对角线上，自点（0.194，0.194）作垂线即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.574 xq=0.194故最小回流比为 Rmin=取操作回流比为 R=2Rmin=2

5、15;0976=1.9524.4.1 操作线方程求精馏塔的气液相负荷L=RD=1.952×46.65=91.06kmol/hV=(R+1)D=2.952×46.65=137.71kmol/hL=L+F=91.68+234.38=325.44 kmol/hV=V=137.71 kmol/h精馏段操作线方程： 提留段操作线方程：4.4.2 理论塔板数的确定作出两条操作线，并用M.T法求出理论板数：NT=10.5精馏段：NT=6提馏段：NT=4.5，由图可知第7块为进料板 图2 理论塔板数示意图4.4.3 塔板效率和实际塔板数由查图可知当 xD=0.965时， TD=65.76当

6、 xw=0.0024时， Tw=99.64平均温度：tm=（65.76+99.64）/2=82.7当t=82.7时， 求得，pA=199.25kPa而 求得，pB =52.794 kPaa=pA/ pB =199.25/52.794=3.774求得 a=3.72当进料液黏度在82.7时L=xFA+(1-xA)B=0.194×0.48+（1-0.194）×0.3447=0.37095aL=1.4000用Oconnell法ET=0.49×(aL)-0.245=0.45实际板NP=块精馏段实际层数N精=6/0.45=13块提馏段实际层数N提=4.5/0.45=10块4.

7、5 物性数据计算4.5.1平均分子量4.5.1.1 塔顶 xD=y1=0.965,查平衡曲线x1=0.916气相 MVDM=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55/kmol液相 MJDM=0.916×32.04+0.084×18.02=30.86/kmol4.5.1.2 进料板由图可知， xF=0.120 yF=0.460气相 MVDM=0.46×32.04+(1-0.46)×18.02=24.47/kmol液相 MLDM=0.12×32.04+(1-0.12)×18.02=19.70/kmol

8、4.5.1.3精馏段气相 MVFM=0.5×(31.55+24.47)=28.01/kmol液相 MLFM=0.5×(30.86+19.70)=25.28/kmol4.5.2 平均密度因为 PD=1.03atm=101.325+4=105.325kPa单板压降 P=70mm液柱=0.070×1×103×10×13=9100Pa=9.1 kPaPF=PD+0.70×13=114.425kPa精馏段平均压力 Pm=(105.325+114.425)/2=109.875KPa4.5.2.1 气相Pm= 109.875 kPakg/

9、m34.5.2.2 液相LM=(1) 塔顶因为塔顶 T=65.76查手册得 A=749.85/m3； B=980/m3代入公式得 LDM= 756.06/m3（2） 进料板由图2可知： X进料板=0.120，查气液相平衡数据可知：T进料板=82所以，进料板 B=970.5/m3 ；A=734.85/m3 进料板液相的质量分率液相密度 精馏段液相平均密度为LM=0.5×(LDM+LFM)=0.5×(756.06 +913.38)=834.72/m34.5.3 表面张力由公式m=分别进行计算4.5.3.1 塔顶由tD=65.76，查手册得A=18.00mN/m B=65.28m

10、N/mLDm =0.965×18.00+0.035×65.28=19.651mN/m4.5.3.2 进料板由tF=82.00，查手册得A=16.8mN/m B=62.22mN/mLFm=0.12×16.8+0.88×62.22=56.77mN/m4.5.3.3 平均表面张力精馏段液相平均表面张力为：Lm=(19.65+56.77)/2= 38.21mN/m4.5.4 液体平均粘度的计算液体平均粘度的计算公式lgLM=4.5.4.1 塔顶由tD=65.76,查手册得A=0.340mPas ；B=0.436mPaslgLDM得 LDM=0.3434.5.4.

11、2 进料板由tF=82.00,查手册得A=0.5mPas ；B=0.347mPas得 LFM=0.363 mPas精馏段的平均表面张力为 lm=0.353 mPas4.6 塔和塔板工艺尺寸计算VS=m3/sLS= m3/s可得：Lh=Ls×3600=2.7576m3/hVh=Vs×3600=3618 m3/h4.6.1 塔径取HT=0.45m,取板上清液hL=0.06mHT-hL=0.39m由 Umax=C查史密斯关联图C20=0.084取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.7×2.069=1.4486m/sD= 按标准塔径圆整后为D=1.0m塔

12、截面积为实际空塔气速为u=1.005/0.785s=1.280m/s4.6.2 精馏塔高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（13-1）HT=12×0.45=5.4m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.4=9×0.45=4.05m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=5.4+4.05+0.8=10.25m4.6.3 溢流装置因塔径D=1.0m<2.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘.4.6.3.1 堰长取溢流堰长LW=0.66×D=0.66m4.6.3.2 堰

13、高由hWhL-hOW选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即how=×E()2/3取E=1how=×()2/3=0.007m取板上清液高度hL=0.06mhW=hL-how=0.06-0.007=0.053m4.6.3.3弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af由lW/D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得：Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722Wd=0.124×D=0.124×1.0=0.124mAf=0.0722××D2=0.0722×AT=0.05674.6.3.4 降液管停留时间以检验降液管面积：T=23.0

14、2s>5s故符合要求。4.6.3.5降液管底隙高度h0取降液管底的流速为 =0.08m/s,根据h0=Lh/(lw××3600)计算得：h0=0.0145mhw-h0=0.053-0.0145=0.03851m>0.006m故降液管底隙高度设计合理，符合要求选用凹形受液盘，深度 h=50nm4.6.4 塔板布置4.6.4.1 塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。如下图所示:图3 塔板分块示意图4.6.4.2边缘区宽度确定取WS=0.065m,WC=0.035m 4.6.4.3 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即Aa=2(X+S

15、in-1)其中X=D/2-（Wd+Ws）=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311mR=D/2-WC=1.0/2-0.035=0.465m故Aa=2(X+Sin-1)=2×(0.311×+ Sin-1)=0.532m2 图5 塔板布置图4.6.4 筛孔计算及其排列取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，碳钢板原为=3mm取 t/d0=3.0孔心距 t=3.0×5.0=15.0mm筛孔数目n= 1.155Ao/t2=1.155×0.532/0.0152=2731个开孔率为=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=0.

16、0101气体通过阀孔的气速为u0=Vs/A0=1.005/(0.0101×0.532)=18.07m/s图6 筛孔布置图4.6.5 塔高的计算H=（n-n F-n P-1）HT+n FHF+n PHP+HD+HB+H1+H2 H塔高，m；n实际塔板数（不包括加热釜），23块；nF进料板数，3个；HF进料孔处板间距，0.45m；nP人孔数（包括塔顶塔底空间所开人孔;塔顶塔底空间各一个，进料板处一个，见工艺图），5个；HB塔底空间高，3m；HP设人孔处的板间距，0.8m；HD塔顶空间高，取1.2m；HT板间距，0.45m；H1封头高度，0.5m；H2裙座高度；3m;求得：H=18.65m

17、4.7 筛板的流体力学验算4.7.1 塔板压降气体通过筛板压降相当的液控高度hp依式 hp=hc+hl+h 来计算4.7.1.1 干板阻力hc计算干板阻力hc,由d0/ =5/3=1.67,查图得， C0=0.772m故 m 4.7.1.2 气流通过板上液层的阻力hc计算气体通过液层的阻力hl计算h=hL查表得=0.60故 hl=hL=（hW+hOW）=0.60×(0.0467+0.0133)=0.036m液柱4.7.1.3 液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力m液柱4.7.1.4 气体通过筛板的压降hp=hc+hl+h=0.0382+0.036+0.0037=0.077

18、9单板压降 Pp= hpLg=0.0779×834.72×9.81=638Pa0.7KPa故设计合理4.7.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.7.3 液沫夹带 hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m故 =0.0152液/气<0.1液/气故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内,不会发生夹带过量液沫.4.7.4 漏液验算由式 u0,min= = =9.361m/s 实际孔速 u0=9.361m/s>u0,min筛板稳定系数 K=u0/u0,min=18.70/9.365>1.5故本设

19、计中无明显漏液4.7.5 液泛验算为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd应服从下式的关系,即Hd(Ht+hW)依式, Hd=hp+hL+hd 计算Hdhd=0.153()2=0.153(0.08)2=0.001mHd=0.0779+0.06+0.001=0.1389m取=0.5,则 (HT+hW)=0.5×(0.4+0.053)=0.2265Hd (HT+hW)故在本设计中不会发生液泛现象.4.8 塔板负荷性能图 4.8.1 漏液线由 u0,min=u0,min=Vs,min/Ao hL=hW+hOWhow= 得 =4.4×0.772×0.101×0.5

20、32×整理得 Vs,min=5.106表2 漏液线数据表LS(×10-3m3/s)0.61.53.04.56.0V S (m3/s)0.540.5570.57660.5930.5934.8.2 液沫夹带线以eV=0.1液/气为限,求VS-LS关系如下:eV=hf=2.5(hw+how)hW=0.053m故 hf=0.133+2.2HT-hfeV= =0.1整理得VS 在操作范围内任取几个LS值,依上式算出相应的VS值，得：表3 液沫夹带线数据表LS(×10-3 m 3/s)0.61.53.04.56.0V S (m3/s)1.41.3621.2311.1521.0

21、824.8.3 液相负荷下限线取hOW=0.006m作为液相负荷的下限条件， 取E约等于1.0，则解得 LS,min=0.00056m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线34.8.4 液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间为4秒，则LS,max=AfHt/Ls=0.00567 m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线44.8.5 液泛线令 Hd=(HT+hw)由 Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL=（hW+hOW）联立得： HT+(-1)hw=(+1)hOW+hc+hd+h忽略h，将hOW与LS，hd与LS,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得

22、=0.153/(lwh0)2=2.84×10-3E(+1)(3600/Lw )2/3将有关数据代入，得=0.038=0.5×0.4+(0.5-0.6-1)×0.053=0.142=1670.58=2.84×10-3×(0.6+1)(3600/0.794 )2/3=1.218故=3.737-43947-37.395在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，得：表4 液泛线数据表LS×10-3（m3/s)0.61.53.04.56.0VS m3/s1.8951.1901.6011.3520.92图7 精馏段负荷性能图由精馏段负荷性

23、能图得VS,max=1.367m3/s；VS,min=0.75 m3/s可得：精馏段的操作弹性为 4.9 塔进出口管径的选择4.9.1 蒸汽管Vs=d2 u，d为蒸汽管的直径， u为气体速度，取为30m/s d= =0.2065=206.5mm取219×6.0系列的管子4.9.2 回流管取回流速度u=0.5m/s,LS=0.000766 m3/sd= 0.0442m=44.2mm取50×2.5系列的管4.9.3 进料管u=0.5m/s，泡点时/ m3d= = = 0.0623m=62.3mm取50×2.5系列的管4.9.4 塔釜液出口Tw=99.8时查表：水=95

24、8.4/ m3，乙醇=785/ m3=0.00426LWD= =957.49/m3Ws=0.00098m3/s取u=0.7m/sd= 0.042m=42mm取68×3.0系列的管4.9.5 间接蒸汽加热管取u=20m/s,进气为3个大气压，t=132.8查表得=1.618/m3d=0.165m=165mm取168×5.0系列的管管径的选择见下表：表5 塔进出口管径列表蒸汽管回流管塔釜液出口进料管间接蒸汽加热管219×6.050×2.550×2.568×3.0168×5.04.10热量衡算用以下公式计算焓：H=a(T-T0)+

25、b(T2-T02)+c(T3-T03)+d(T4-T04)水：a=18.2964， b=472.118×10-3， c=-1338.78×10-6， d=1314.24×10-9甲醇：a=-258.25，b=3358×10-3 ，c=-11638.8×10-6， d=14051.6×10-94.10.1塔顶蒸汽带出热量QVQVV×HV从甲醇水溶液的相平衡数据查得xD0.965时泡点T65.76，此时甲醇的比汽化热为1120kJ/kg摩尔汽化热为1120×32.0435884.8kJ/kmolT65.76时，水的比汽

26、化热为2500kJ/kg摩尔汽化热为2500×18.0445050kJ/kmol组成为xD0.965的乙醇水溶液的摩尔汽化热为Hv=35884.8×0.965+45050×0.035=36205.6 kJ/kmol塔顶蒸汽带出热量QV为 QV=V×Hv =137.71×36205.6=4985873.176kJ/h4.10.2塔底产品带出热量QWQWW×HWXW=0.00024, T=99.9HW =7538.895kJ/mol所以QWW×HW=187.73×7583.895=1415276.758kJ /h4.1

27、0.3进料带入热量QfQfF×Hfxf=0.194, T=82Hf =6314.114kJ/mol所以QnF×Hf=234.38×6314.114=1479902.004kJ /h4.10.4回流带入热量QLQLL×HLXL=0.965, T=65.76HL =5411.95kJ/mol所以QLL×HL=91.06×5411.95=492812.16kJ /h4.10.5 塔釜加热量QB釜液中甲醇的含量很小，可视为纯水。在99.9时，水的比汽化热为2300kJ/kg摩尔汽化热为2300×18.0241446kJ/kmol组成

28、为Xw0.00024的甲醇水溶液的热量为QB=41446×137.71=5707528.66kJ/h4.10.6 设备向外界散发的热损失QNQN0.17×QB5707528.66×0.17970279.8722 kJ/h4.10.7总的热量衡算QLQFQB = QVQWQNQVQWQN7371429.8062 kJ/hQLQFQB7680242 .864kJ/h将以上数据列入下表：表6 热量衡算表进出项目数量（kJ/h）项目数量（10kJ/h）进料带入热量QF塔釜加热量QB回流带入热量QL合计1479902.044492812.165707528.667680242.864塔顶蒸汽带出热量QV塔底产品带出热量QW散发的热损失QN合计4985873.1761415276.758970279.87227371429.8062表7 计算结果总表项