【《甲醇常压精馏塔设计计算案例》4300字】

甲醇常压精馏塔设计计算案例目录TOC\o"1-3"\h\u23613甲醇常压精馏塔设计计算案例 1290251.1基础数据 2229241.2塔板数的计算 3206621.2.1处理能力 3104701.2.2最小理论板数Nm 3167001.2.3最小回流比 3183601.2.4进料位置 4284801.2.5实际理论板数 429121.2.6全塔效率的估算 4296371.3精馏段与提馏段的体积流量 5259711.3.1精馏段 5113331.3.2提馏段 6283971.4塔径计算 7249681.1.1精馏段 767061.1.2提馏段 8159271.5塔内件设计 9106981.5.1溢流堰的设计 9233241.5.2降液管的设计 9149031.5.3塔板布置及浮阀数目与排列 1056661.6塔板流体力学验算 11244161.6.1汽相通过浮阀塔的压降 11211391.6.2液泛 1167541.6.3雾沫夹带 12297451.7塔板负荷性能图 12211821.7.1雾沫夹带线 12133331.7.2液泛线 1357061.7.3液相负荷上限线 1495881.7.4漏液线 14156871.7.5液相负荷下限线 14127431.8常压塔工艺计算汇总 15155001.9常压塔主要尺寸确定 16201921.9.1塔高设计 16321681.9.2接管设计 16已知：⑴要求得出精甲醇的质量分数为99.95%⑵操作条件为：塔顶压力：0.01×106

Pa塔底压力：0.07×106

Pa塔顶温度：65

℃塔底温度：105

℃回流液温度：40

℃进料温度：70

℃1.1基础数据查表得到对应汽相中甲醇的含量为87.18%。原料液中甲醇的摩尔分数：Y精甲醇中甲醇的摩尔分数：Y残液中甲醇的摩尔分数：Y进料液相中甲醇的摩尔分数：X精甲醇中甲醇的摩尔分数：X残液中甲醇的摩尔分数：X进料液的平均摩尔质量：M=0.534×32+（1-0.534）×18=25.48kg/kmol依据以上算法馏出液的平均摩尔质量：Md=43.61kg/kmol釜残液的平均摩尔质量：Mw=23.86kg/kmol⑵操作温度和压力精馏段平均温度：1/2×（70+65）=67.5

℃入口压力（表压）：（0.07×106-0.01×106）×69/85+0.01×106=58.71

kPa平均压力（表压）：1/2（58.71×103+10×103）=31.35

kPa提馏段平均温度：1/2（70+105）=87.5

℃平均压力（表压）：1/2（58.71×103+70×103）=61.36

kPa1.2塔板数的计算1.2.1处理能力F=G精馏段物料量：D精=F×提馏段物料量：W提=F×1.2.2最小理论板数Nm先求平均挥发度：查数据手册得到以下数据：甲醇的饱和蒸汽压，105

℃时为425.68

kPa，70

℃时为132.8

kPa，水的饱和蒸汽压[11]，105

℃时为122.30

kPa，70

℃时为31.16

kPa由公式α=PC70

℃时，α=132.8105

℃时，α=425.68平均挥发度α=已知：Xd=0.999，Xw=0.011;根据芬斯克公式：Nm1.2.3最小回流比各组分如表4-1。表4-1各组分参数列表组分进料组成Xi，F釜液组成Xi，Di甲醇0.5340.0113.481水0.4660.9891.262根据恩德伍公式计算：i=1nα因为：进料是饱和的液相所以：q=1则：3.481×0.534得:θ=3.883则：R取操作回流比R=1.5

Rmin=1.5×9.88=11.82那么有：R−1.2.4进料位置适宜的进料位置：Nmin，D=1取整4块1.2.5实际理论板数根据R−Rmin其中Nm=8.40解得：N=11.1.2.6全塔效率的估算全塔平均温度为：1/2×（105+65）=85

℃在85

℃时，水的黏度：0.335

5×10−3Pa甲醇的黏度：0.265×10−3Pa=0.265×10-3×0.562+0.335

5×10-3×0.438=0.296×10-3

Pa∙s全塔效率：E所以，实际进料板：4/47.46%=8.42块，圆整后取9块实际板数为：11.77/47.46%=31.12块，圆整后取32块本设计采用32块，主要原因：1.原料之中的杂质很多，不止甲醇和水；2.选用的塔板数较多成本较高1.3精馏段与提馏段的体积流量1.3.1精馏段已知精馏段的数据如表4-2。表4-2精馏段数据所处位置进料板塔顶（第一板）质量分数xf=0.695

6xl=0.999

8yf=0.872yl=0.999

5摩尔分数Xf=0.534Xl=0.999Yf=0.793Yl=0.999摩尔质量kg/kmolMLf=25.48MLD=31.99MVf=29.10MVD=31.99温度℃7065液相平均摩尔质量：M=MLf平均温度：tm在平均温度67.5

℃下查工具书得到：水的密度：979.20

kg/m3甲醇的密度：752.21

kg/液相的密度：1ρLm代入得：ρLm=779.68

kg/那么精馏段的液相负荷为：L=RD=11.88×529.6=7

880.45kmol/hLn=LM汽相平均摩尔质量：M=MVf若气体为理想气体，那均温67.5

℃下，均压135.675×103

kPa下：ρ水=ρ甲醇=PM同理如液相，得出ρVm=1.46那么精馏段的汽相负荷为：V=（R+1）D=15.88×529.6=8

410.05

kmol/hVn=VM精馏段的负荷情况如表4-3。表4-3精馏段的汽液相负荷表名称液相汽相平均摩尔质量kg/kmol28.73530.545平均密度kg/m3779.681.46体积流量m3/h292.5175

948.571.3.2提馏段先整理提馏段的数据如表4-4。表4-4提馏段数据所处位置进料板塔釜质量分数xf=0.696

2xl=0.000

5yf=0.872yl=0.05摩尔分数Xf=0.562Xl=0.005Yf=0.793Yl=0.029摩尔质量kg/kmolMLf=25.89MLw=18.18MVf=29.10Mvw=18.41温度℃70105液相平均摩尔质量：MLf+液相平均温度为：tm在温度87.5

℃下查得：ρ水=967.00kg/m3ρ甲醇=727.88液相平均密度为：1其中xLm=x得：ρLm=若气体为理想气体，在平均温度87.5

℃下，平均压力为165.685×103

kPa下：提馏段的汽相负荷：那么提馏段的负荷如表4-5。表4-5提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量kg/kmol22.0323.76平均密度kg/m3872.471.25体积流量m3/h222.98160

395.431.4塔径计算在这个设计中，选择了f1重阀浮动阀塔，对整个塔选择了标准结构，板间距ht=0.60

m。F1重锤的重量为0.033

kg，光圈为0.039

m。1.1.1精馏段⑴求操作负荷系数C根据史密斯图查得：C20又查得67.5

℃时，甲醇的表面张力为：0.016

47

N/m 水的表面张力为：0.064

79

N/m精馏段甲醇水溶液的平均摩尔组成为：甲醇：1/2（0.999+0.562）=0.781 则含有水为：1-0.781=0.219⑵最大流速：取安全系数0.8，那么空塔气速为：⑶求塔径D1.1.2提馏段⑴求操作负荷系数查史密斯图得到负荷系数：C20又查得87.5

℃时，甲醇的表面张力为：0.014

20

N/m 水的表面张力为：0.061

625

N/m精馏段甲醇水溶液的平均摩尔组成为：甲醇：1/2（0.012+0.562）=0.287 则含有水为：1-0.286=0.713⑵最大流速：取安全系数0.8，那么空塔气速为：⑶求塔径D对全塔，取塔径为D=5

000

mm1.5塔内件设计1.5.1溢流堰的设计在蒸馏塔，托盘上的堤坝可以保持托盘上的特定液体的清高。如果它太高，雾入口严重，太低，蒸汽和液体接触时间短。由此，托盘的效率降低。设计选择单溢弓形输液管，ℎc堰长取Lw=0.66×5

000=3

300

mm堰高采用平直堰ℎ其中，取堰上液层高度为：ℎow那么ℎw=ℎ1.5.2降液管的设计已知Lw=3

300

mm，Lw/D=0.66由弓形降液管的结构参数图查得：Wd/D=0.14，Af/AT=0.079其中：Wd是降液管的弓形宽度，mAf是降液管弓形面积，m2AT是塔的截面积，m2那么Wd=0.14×5

000=0.7

m降液管的容积与液体流量之比为液体在降液管的停留时间t，一般大于（3-5）s。精馏段：提馏段：降液管底隙高度H0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即：那么有：精馏段H0提馏段H01.5.3塔板布置及浮阀数目与排列根据上次的计算，蒸馏部和剥离部之间的上升蒸气量没有差别。为了制造方便，我们分两个部分，即5

000

mm。计算如下数据：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的汽相平均密度：汽塔的液相平均密度：取阀孔动能因子F0=12，计算如下：每层浮阀数考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔盘。已知Wd=0.700

m，选取的无效边缘区Wc=0.06

m，泡沫区的宽度Ws=0.10

m，则可以计算出鼓泡区的面积[10]：根据物系无腐蚀性，可以选用3

mm的碳钢板，其孔直径为0.039

m，按正三角形排列，取孔中心距t=1.75×0.039=0.068

3

m，那n=1.155=3

746个按照N=3

740个重新换算F，如下：则有：可见，阀孔动能因素变化很小，符合要求。塔板开孔率为：1.6塔板流体力学验算1.6.1汽相通过浮阀塔的压降ℎpA．干板阻力hc临界孔速：因为＞，则：B．板上充气液层阻力因设备分离烃化液，液相为碳氢化合物，可以取充气系数为0.5。C．液体表面张力所造成的阻力很小，可以忽略不计。那么则单板压降：Δpp1.6.2液泛为了防止液泛，需要严格控制降液管的液层高度： 气体通过塔板的压降，也即液降高度ℎp液体通过降液管的压头损失：因为没有设进口堰，则液降高度板上的液层高度为ℎt那么：Hd取φ=0.5，选定的HT=0.60m，ℎ可以得到：φHT+ℎ可见，设计可以防止液泛。1.6.3雾沫夹带泛点率为:板上液体流经长度：板上液泛面积：根据甲醇水系统属于无泡沫系统，由ρv=1.36

Kg/m3，HT=0.60m可差的物性数据[12]：K=1.0，Cf所以泛点率为：可见，雾沫夹带在允许的范围之内。1.7塔板负荷性能图1.7.1雾沫夹带线泛点率：已知，相对于ev得到：Vs=42.25-122.4由以上式子可知：雾沫夹带线为直线。Ls=0时，VsLs=0.08时，Vs1.7.2液泛线对于物系一定的塔板，有：又因为：u若上式化简为：aV那么其中有：所以液泛方程为：1.7.3液相负荷上限线以液体在降液管中的停留时间不低于5

s为上限。由t=AfHTL，得到：1.7.4漏液线对于F1重阀，以F0，得到：u0那么：1.7.5液相负荷下限线取板上液层高度how=0.01

m作为液相负荷的下限条件由以上各线的方程式，画出塔的操作负荷性能图：图4-1常压精馏塔的操作性能曲线从图4-1可以看出：A.工作点比调谐线稍高。为了防止驾驶中的失误，需要注意。因为这个设计使用了浮动阀塔，所以操作性也很好。在工业生产中，对这个问题的一般解决办法是为了增加托盘的数量，降低工作点，减少回流比。b.可以按照操作线读取图：。则操作弹性为19.66/9.62=2.041.8常压塔工艺计算汇总表4-6常压塔工艺计算汇总表项目数值或说明备注塔径：m5.000板间距：m0.60塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速：m/s2.433堰长LW：m3.300堰高HW：m0.06板上液层高度HL：m0.01降液管底隙高度h0：m0.06浮阀个数：个3

740等边三角形阀孔气速u010.29阀孔动能因素12.20临界阀孔气速uou8.87同排孔心距t：m0.068

3等边三角形邻排孔心距t10.068

3等边三角形单位压降ΔP：mH20.065

3降液管液体停留时间t：s9.54精馏段12.52提馏段降液管内流液层高度Hd：m0.206

3泛点率%79.4液相负荷上限Vs（max）：m319.66雾沫夹带控制液相负荷下限Vs（min）：m39.62漏液线控制开孔率%22.75操作弹性2.041.9常压塔主要尺寸确定1.9.1塔高设计塔高可以由下式计算：H=(N-n-2)∙塔板数N=32块，板间距HT=0.6

m。每隔8块塔板设一个人孔，人孔直径为0.6

m，所以n=