甲醇和水筛板精馏塔分离设计说明

1、.设计计算 设计方案的确定设计任务是分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应使用连续蒸馏过程。设计中采用泡点进料，原料液经预热器送入精馏塔至泡点。从塔顶升起的蒸汽经全冷凝器冷凝，部分冷凝液在沸点以下回流至塔内，其余经产品冷却器冷却后送入储罐。该物料为易分离系统，具有最小回流比，因此操作回流比为最小回流比的两倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送入储罐。精馏塔物料平衡1、原料液和塔顶、塔底产物的摩尔分数甲醇的摩尔质量 M甲醇= 32.04kg/kmol 水的摩尔质量 M水= 18.02kg/kmolXF = SKIPIF 1 0 XD = SKIPIF 1 0 _ _XW = SKIPI

2、F 1 0 _2、原料液与塔顶、塔底产物的平均摩尔质量M F =0.273 32.04+(10.273) 18.02= 21.85kg/kmolM D = 0.9947 32.04+(10.9947) 18.02= 31.96kg/kmolM W =0.002818 32.04+(10.002818) 18.02= 18.06kg/kmol3. 物料平衡原料生产量： F= SKIPIF 1 0 kmol/h物料总余额：F=D+W 115.57=D+W甲醇物料平衡：FX F =DX D +WX W 115.57 0.273=D 0.9947 +W 0.002818同时求解D=31.48kmol/

3、hw=84.09kmol/h 板数的确定1. 确定理论塔板数 = 1 * GB3 * MERGEFORMAT 由y=SKIPIF 1 0 和不同温度下的甲醇-水汽-液平衡组成温度液相气相一个温度液相气相一个92.90.05310.28347.0581.60.20830.62736.490.30.07670.40018.0380.20.23190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33330.69184.4983.

4、20.16740.55866.2976.20.35130.73475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.30.59370.81833.0866.90.87410.91941.64700.68490.84922.59一米= SKIPIF 1 0 =4.83得到相平衡方程y=SKIPIF 1 0 由于泡点进料，q=1 和 Xq=XF=0.273并且点 q 穿过相位平衡线，则 y q= SKIPIF 1 0 = 0.645Rmin= SKIPIF 1 0 =0.94 取操

5、作回流比 SKIPIF 1 0 求精馏塔的气液相负荷 SKIPIF 1 0 1.88 31.48=59.18kmol/h V=(R+1)D=2.88 31.48=90.66kmol/hSKIPIF 1 0 =L+F=59.18+115.57=174.75kmol/h SKIPIF 1 0 =V=90.66kmol/h找到操作线方程整流段操作线方程 SKIPIF 1 0 = SKIPIF 1 0 + SKIPIF 1 0 =0.6528Xn+0.3454截面操作线方程SKIPIF 1 0 = 1.927Xn-2.614 10-35.逐板计算理论板数因为塔顶是全冷凝器 SKIPIF 1 0 1 =

6、SKIPIF 1 0 按相位平衡方程然后通过整流段操作线方程y 2 =0.6528X 1 +0.3454=0.9818 ，以此类推得到y 1 =0.99947x 1 =0.9749y 2 =0.9818x 2 =0.9179y 3 =0.9446x3 = 0.7793y 4 =0.8541x 4 =0.5482y 5 =0.7032x5 = 0.3291y 6 =0.5603x 6 =0.20870.273当X 6 Xq 时，采用相平衡方程和汽提段操作方程yn+1=1.927Xn-12.61410 -3进行计算。y 7 =0.3995x7 = 0.1211y 8 =0.2308x8 = 0.0

7、585y 9 =0.1101x9 = 0.025y 10 =0.0455x 10 = 0.1474y 11 =0.02578x 11 =5.4510 -3y 12 =7.8810 -3x 12 =1.6410 -3 0.002818可用进料板位置 NF = 6总理论塔板数 N T =12 2.获取实际层数整流段实际层数：N精炼= 8.39SKIPIF 1 0 汽提段实际板层数：N汽提= SKIPIF 1 0 10（不包括再沸器）精馏塔工艺条件及相关物理数据的计算工作压力计算塔顶工作压力 P D =101.3+4=105.3KPa每盘压降P=0.7KPa料板压力P F =105.3+0.79=1

8、11.6KPa底压Pw=P F +0.710=118.6KPa精馏段平均压力Pm= SKIPIF 1 0 KPa汽提段平均压力Pm= SKIPIF 1 0 KPa工作温度计算（插值法）根据甲醇-水的气液平衡组成表，再采用插值法：塔顶温度t D =64.79进料板温度t F =78.3 塔釜温度t w =99.6精馏段平均温度 t m = SKIPIF 1 0 C汽提段平均温度 t m = SKIPIF 1 0 平均摩尔质量的计算计算柱顶的平均摩尔质量由 X D = y 1 =0.9947由相平衡方程找到 X 1 =0.9749M VDM =y 1MA +(1-y 1 )M水=0.994732.

9、04+(1-0.9947)18.02= 31.97KgM LOM = X 1MA + (1-X 1 ) M水= 0.9749 32.04 + (1-0.9749) 18.02 = 31.69 Kg进料板平均摩尔质量计算进料板y F = 0.5603 逐板计算，通过相平衡方程得到X F = 0.2087M VFM = y F M A + (1- y F ) M水= 0.5603 32.04 + (1-0.5603) 18.02 = 25.87Kg/KmolM LFM = X F M A + (1-X F ) M水= 0.2087 32.04 + (1-0.2087 18.02 ) = 20.95

10、Kg/Kmol塔釜平均摩尔质量的计算从 X w =0.002818 得到y w =0.01346M VWM = y w M A + (1-y w ) M水= 0.01346 32.04 + (1-0.01346) 18.02 = 18.21Kg/KmolM LWM = X W X A + (1-X W ) M水= 0.002818 32.04 + (1- 0.002818 ) 18.02 = 18.06Kg/Kmol精馏段的平均摩尔质量MVM = SKIPIF 1 0 _米LM =SKIPIF 1 0 汽提段的平均摩尔质量MVM SKIPIF 1 0 =M LM =SKIPIF 1 0 4.平

11、均密度计算气相平均密度计算从理想气体状态方程计算精馏段VM = SKIPIF 1 0 Kg/m汽提段vm =SKIPIF 1 0 液相平均密度计算液相的平均密度计算如下：SKIPIF 1 0 塔顶液相平均密度的计算基于 t D = 64.79C。查看手册得到A = 747.168Kg/m Water = 980.613Kg/mLPM =SKIPIF 1 0 公斤/米进料板液相的平均密度由 t F = 78.3 C 计算得出。查看手册并得到A = 735.53 Kg/m Water = 972.82 Kg/m进料板液相质量分数SKIPIF 1 0 LFM =SKIPIF 1 0 公斤/米汽提段液

12、相的平均密度由t w =99.6计算。查看手册并得到A = 716.36Kg/m水= 958.176 Kg/mLWM =SKIPIF 1 0 公斤/米精馏段液相平均密度LM = SKIPIF 1 0 Kg/m汽提段液相平均密度LM = SKIPIF 1 0 Kg/m5. 液体平均表面力的计算液相的平均表面力按下式计算，即LM = X i i塔顶液相平均表面力的计算基于t D = 64.79 。检查手册并得到A = 18.31 mN/m water = 65.29 Mn / mLOM = X D A + (1-X D )水= 0.994718.31+0.005365.29=18.56mN/m进料

13、板液相平均表面力的计算基于t F = 78.3C。检查手册并得到A = 17.0647mN/m水= 62.889mN/mLFM = X F A + (1-X F )水= 0.208717.0647+0.791362.889=53.32mN/m塔釜液相平均表面力的计算基于tw=99.6。查看手册并得到 A=14.93mN/m水=58.9mN/mLWM =X w A +(1-X w )水=0.00281814.93+(1-0.2087)62.889=53.32mN/m精馏段液相平均表面力LM = SKIPIF 1 0 mN/m汽提段液相的平均表面力为LM = SKIPIF 1 0 mN/m6、液体

14、平均粘度的计算液相的平均粘度由下式计算，即SKIPIF 1 0 LM = X i SKIPIF 1 0 i塔顶液相平均粘度由t计算D = 64.79 ，查手册得A = 0.3289mpa.s水= 0.4479mpa.s SKIPIF 1 0 LDM = X D SKIPIF 1 0 A + (1-X D )SKIPIF 1 0 水= 0.9947g(0.3289) + (1-0.9947) SKIPIF 1 0 (0.4479) = -0.4825LDM =0.3292mpa.s进料板液相的平均粘度由 t F = 78.3 C 计算得出。查看手册并得到A = 0.28193mpa.s水= 0.

15、37084mpa.sSKIPIF 1 0 LFM = X F SKIPIF 1 0 A + (1-X F )SKIPIF 1 0 水=0.2087 SKIPIF 1 0 (0.28193)+(1-0.2087) SKIPIF 1 0 (0.37084)=0.4557LFM =0.35mpa.s从 t w =99.6 查手册得A = 0.226mpa.s Water = 0.289mpa.sSKIPIF 1 0 LWM =X w SKIPIF 1 0 A +(1-X w )SKIPIF 1 0 水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818) SKIPIF 1 0 (0.289)

16、=-0.5394LWM =0.2888mpa.s精馏段液相平均粘度LM = SKIPIF 1 0 mpa.s汽提段液相的平均粘度为LM = SKIPIF 1 0 mpa.s精馏塔塔体工艺尺寸计算塔径计算精馏段气相和液相的体积流量为Vs=SKIPIF 1 0 米/秒Ls=SKIPIF 1 0 米/秒汽提段气相和液相的体积流量为Vs= SKIPIF 1 0 m /sLs= SKIPIF 1 0 10 -3精馏段u max = SKIPIF 1 0 其中C由C 20得到，C 20可以通过筛板塔通用点相关图（第129页）的横坐标得到。功能参数SKIPIF 1 0 取板间距H T = 0.35m（通过筛

17、板柱通用点相关图）（书P 129图10-42），C 20 =0.068C=C 20 ( SKIPIF 1 0 ) 0.2 =0.068( SKIPIF 1 0 ) 0.2 =0.07646最大空气速度u max =SKIPIF 1 0 以安全系数为0.8，浅塔风速u=0.8u max =0.82.085=1.668m/sD=SKIPIF 1 0 按标准塔径修整后，D=0.8m（按书P 129表10-1）-塔的截面积为 A T = SKIPIF 1 0 m实际表观空气速度 u=SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 （安全系数在内圆周，符合设计要求）在汽提段，C 20 可以用同样的方法得到。

18、SKIPIF 1 0 = SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 0.05161 _表得 H T =0.35m C 20 =0.07C=C20( SKIPIF 1 0 ) 0.2 =0.07( SKIPIF 1 0 ) 0.2 =0.08602Umax=C SKIPIF 1 0 =0.08602 SKIPIF 1 0 = 2.84m/s同上，取安全系数0.8 u=0.8 Umax=0.82.84=2.272m/sD = SKIPIF 1 0 = SKIPIF 1 0 =0.6076m舍入 D=0.8m 同上 A T =0.5024实际表观气体速度 u=SKIPIF 1 0 SKIPIF 1

19、 0 （符合安全系数，设计合理）2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度Z精=（N精-1）H T =（9-1）0.35=2.8m剥离段有效高度为 Z升力= (N升力-1) H T = (10-1) 0.35 = 3.15m进料板上开有1个孔，孔高0.7m所以精馏塔的有效高度为Z=Z精炼+Z萃取+0.7=2.8+3.15+0.7=6.65m 托盘主要工艺尺寸计算1、溢流装置的计算由于塔径D=0.8，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形接液板。长度lw取lw =0.6D=0.48m(2)溢流堰高度h w由h w =h L h ow确定选择直堰，堰上方液层高度如何=SKIPIF 1 0 取 E=1.03

20、h ow = SKIPIF 1 0 mm如何= SKIPIF 1 0 mm上清液离板的高度为 h L = 60mmh w =60-7,35=0.05265mh w =60-11.31=0.04869md和弓形降液管的截面积 A f来自SKIPIF 1 0 图表（第 127 页的弓形下降管的宽度和面积图）SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 所以 A f =0.052A T =0.0520.5024=0.02612W d =0.1D=0.10.8=0.08m因此，液体在降液管中的停留时间按公式计算整流段： = SKIPIF 1 35s（所以设计合理）剥线段： = SKIPIF 1 35s（

21、所以设计合理） 下水管低间隙高度h。H。 .=SKIPIF 1 0 你。 = 0.08m/秒整改：h。 =SKIPIF 1 0 剥离：h。 =SKIPIF 1 0 因此，降液管设计合理，选用凹形接液板hw=52.65mm hw=48.69mm。2.版面布置(1) 托盘堵塞由于D800mm，托盘分为三块。(2)确定边缘区域的宽度取Ws=Ws=0.04m wc=0.03m(3) 开口面积的计算A = 2 ( SKIPIF 1 0 )x= SKIPIF 1 0 (w d +w s )=SKIPIF 1 0 R= SKIPIF 1 0 w c =SKIPIF 1 0 所以 A = 2 (0.28 SK

22、IPIF 1 0 ) = 0.3703 筛孔计算与布置选择=3mm碳钢板，取筛径d。 =4.5mm筛孔呈等边三角形排列，筛孔中心距t为t=3.1d。 =3,14.5=13.95mm筛数 n 为 n=SKIPIF 1 0 孔径比=0.907( SKIPIF 1 0 ) 2 =0.907( SKIPIF 1 0 ) 2 =9.44%气体通过阀孔的速度整改段u =SKIPIF 1 0 剥离部分 u。 =SKIPIF 1 0 (7) 托盘的流体力学校核计算1、板压降1）干板阻力h c的计算：（SKIPIF 1 0 附数据表中图3-14干筛孔的流量系数为C.=0.82）h c=SKIPIF 1 0 液柱

23、h c=SKIPIF 1 0 液柱气体通过液层的阻力 h l和 h l u a =SKIPIF 1 0 F. = u a SKIPIF 1 0 = SKIPIF 1 0 =1.4619 SKIPIF 1 0 /SKIPIF 1 0 查看图3-15中的数据表，膨胀系数的相关图，由F.=1.4619得到=0.59h c = h L = (h w +h ow )=0.59(0.05265+0.00735)=0.0354m液柱u a SKIPIF 1 0 =SKIPIF 1 0 F. SKIPIF 1 0 = 你一个SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 = SKIPIF 1 0 SKIPIF 1

24、 0 /SKIPIF 1 0 查看图3-15附表，通胀系数相关图，从F 0 SKIPIF 1 0 =1.258，我们得到=0.62h c = SKIPIF 1 0 h L SKIPIF 1 0 = SKIPIF 1 0 (h w +h ow )=0.62SKIPIF 1 0 液体表面力SKIPIF 1 0 阻力h和h的计算h =SKIPIF 1 0 h SKIPIF 1 0 =SKIPIF 1 0 气体由每个塔板的液柱高度 h p和 h p 计算h p =SKIPIF 1 0 h p =SKIPIF 1 0 每个托盘的Pp 和PpPp = SKIPIF 1 0 （设计内容值）Pp= SKIPI

25、F 1 0 （设计含量值）液位差对于筛板塔，液位下降很小，该方案的塔径和液体流量都不大，因此可以忽略掉页的影响。3.液体泡沫夹带液体泡沫夹带量 e v和 e v 根据经验，一般h f =2.5h c =2.50.06=0.15me v = SKIPIF 1 0 3.2 = SKIPIF 1 0 3.2=0.07986Kg液体/公斤气体 0.1 Kg液体/公斤气体e v = SKIPIF 1 0 3.2 = SKIPIF 1 0 3.2=0.0489 Kg液体/公斤气体 0.1 Kge v和e v 的夹带量在含量范围内。4、漏液对于筛板塔，漏气速度SKIPIF 1 0 （ SKIPIF 1 0

26、）由下式计算实际 SKIPIF 1 SKIPIF 1 0 稳定性系数 K=SKIPIF 1 0 实际 SKIPIF 1 SKIPIF 1 0 稳定系数K=SKIPIF 1 0 5、液驱d和 H d 应服从下列公式：H d (H T +h w ) 取0.5； Hd (H T +h w )(H T +h w)=0.5(0.35+0.03882)=0.19441m液柱(H T +h w )=0.5 (0.35+0.04869)=0.199 m液柱并且 H d =h p +h L +h d ； H d = h p +h L +h d 板上没有进水堰 h d =SKIPIF 1 0 h d =h d=0

27、.001m液柱H d =h p +h L +h d =0.07629+0.06+0.001=0.13729m液柱0.19441m液柱H d = h p +h L +h d =0.0669+0.06+0.001=0.1279 m液柱0.199m液柱因此，本设计不会出现溢流现象(8) 托盘装载性能图1、漏线取决于 SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 必须 SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 一样可以获得 SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 在运算区，取任意数量 SKIPIF 1 0 的值，按上式计算 SKIPIF 1 0 。计算结果如下表所示：Ls(L

28、s), SKIPIF 1 0 0.00050.00100.00150.0020比， SKIPIF 1 0 0.3400.3490.3570.364VS, SKIPIF 1 0 0.3340.3360.3380.340可根据上表中的数字画出泄漏线2、液体泡沫夹带线以 SKIPIF 1 0 =0.1liquid/gas为极限，求Vs-Ls之间的关系如下取决于 SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 有组织的 SKIPIF 1 0 同样可以计算 SKIPIF 1 0 有组织的 SKIPIF 1 0 在操作区，任意取若干个Ls（Ls）值，按上式计算Vs值。计算结果如下表所示：

29、Ls(Ls), SKIPIF 1 0 0.00050.00100.00150.0020比， SKIPIF 1 0 0.8620.8250.7930.766VS, SKIPIF 1 0 0.8640.8220.7860.754由上表可知液体泡沫夹带线3.液相负荷下限线对于直堰，取液上方液层高度=0.006m，作为最低液载标准，可由下式求得 SKIPIF 1 0 取 E=1，则 SKIPIF 1 0 相似地， SKIPIF 1 0 在此基础上，绘制了与气体流量无关的垂直液相负荷下限图4、液相负荷上限以=4s为液体在降液管中停留时间的下限，可通过下式求得 SKIPIF 1 0 所以 SKIPIF 1

30、 0 据此，可绘制出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图5、液驱线制作 SKIPIF 1 0 取决于 SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 在公式， SKIPIF 1 0 所以 SKIPIF 1 0 SKIPIF 1 0 在运算区，取任意个 SKIPIF 1 0 数值，按上式计算数值， SKIPIF 1 0 计算结果如下表 SKIPIF 1 0 0.00050.00100.00150.0020 SKIPIF 1 0 1.2211.1861.1451.095 SKIPIF 1 0 1.3801.3321.2861.240可根据上表（5）中的数据进行液体驱 换热器的设计一

31、、冷凝器的选择有机蒸气冷凝器设计选用的总传热系数一般在5001500kcal/(.h.)左右本设计中k=600w/(.) 排气温度：64.6（饱和气体）（饱和液体）64.6冷却水温度：3040逆流操作： t 1 =34.6C t 2 =24.6C吨米=SKIPIF 1 0 传热面积：A=SKIPIF 1 0 在此温度下，查化学工程原理附录，得A=1200KJ/Kg，水=2378 KJ/Kg问=SKIPIF 1 0 =1.0940.66570.99471220+(1-0.9947)2378=0.73031226=895.35KJ/s一个=SKIPIF 1 0 设备型号公称通径公称压力管数管道数量

32、中心管数量管流面积换热管长度计算传热面积252.5600mm1.6MPa2232160.03643000mm52.82、再沸器的选择选择120饱和水蒸气加热，传热系数K=600w/(.)料液温度：99.6100 导热液温度：120120逆流运行： t 1 =20 t 2 =20.4 吨米 = SKIPIF 1 0 = SKIPIF 1 0 =SKIPIF 1 0 同上 = v V s =0.84270.6586=0.555Kg/s = x w A + (1-x w ) water ，查表可知在此温度下 A = 1100KJ/Kg water = 2400 KJ/Kg =0.002818 110

33、0+（1-0.002818）2400=2396 KJ/Kg = =2396 0.555=1329.8KJ/s一个 =SKIPIF 1 0 设备型号公称通径公称压力管数管道数量中心管数量管流面积换热管长度计算传热面积252.5700mm4.00MPa4322二十一0.02534500mm111.2(10) 精馏塔尺寸计算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=SKIPIF 1 0 取SKIPIF 1 0 数 = 1.6m/s25进料，在此温度下A = 786.9Kg/m 3水= 996.95 Kg/m 3 LP =SKIPIF 1 0 VS=SKIPIF 1 0 D=SKIPIF 1 0 检查标准系列取323回水管采用直回水管，取u R =1.6m/sD R =SKIPIF 1 0 查表取894u w