甲醇-水二元混合物连续筛板精馏装置的设计

1、浙江工业大学化 工 原 理课程设计说明书题 目： 甲醇水二元混合物连续筛板精馏装置的设计学 院: 生环学院专 业： 环境科学年 级： 2006级设计人： 指导人： 日 期： 目 录一、概述41设计原始条件42板式塔类型43工艺流程选定4二、精馏塔的物料衡算5三、经济费用估算61最小回流比Rmin（图解法）62精馏塔气液相负荷73精馏、提镏段操作方程74理论塔板数N75总板效率Et和实际版数Nt76塔径估算87年总费用估算10四、精馏塔塔体工艺尺寸计算12五、塔板主要工艺尺寸及流体力学性能计算13 塔径初选132塔径初步核算143堰及降液管设计154. 孔布置155漏液计算并验证其稳定性166塔

2、板压降hp167. 校该液泛情况178雾沫夹带量239计算结果整理23六、塔板相关物性数据的计算17七、描绘负荷性能图19八、附属设备的设计21 塔高计算212泵的设计和选型22原料预热器244. 冷却器选用255塔底再沸器选用256冷凝器选用257接管尺寸设计26参考文献27学习总结28一概述1.设计原始条件：(1)操作条件 精馏塔操作压力：常压 蒸汽压力（绝压）：5 kgf/cm2 年生产时间：8000小时 冷却水温度：30 冷却水温升：5(2)设计数据： 原料液处理量：1.4万吨/年 原料液初温：30 原料液含甲醇：45%（质量） 镏出液含甲醇：99%（质量）甲醇回收率：99.9%2.板

3、式塔类型： 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，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。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 筛板塔也是

4、传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易堵塞。3.工艺流程选定本设计任务为分甲离醇和水的混合物，设计过程严格按照经济性，先进性，可靠性，稳定性和可行性的原则，通过查阅资料，选用正确的公式以及合理的数据设计该乙醇水的精馏塔。（1） 对于二元混合物的分离，根据生产规模和产品质量要求，选用板式塔连续精馏流程

5、。塔板选用筛板塔。按一定尺寸和一定排列方式开圆形筛孔，作为气相通道。气相穿过筛孔进入塔板上液相，进行接触传质。（2） 设计中采用泡点进料，此时分离效率最好，所需塔板数最少。可通过进料泵直接进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。（3） 塔顶上升蒸气采用分凝器冷凝，其中一部分冷凝液采用自然回流方式回流至塔内，为减少镏出液组分的挥发，其余部分经产品冷却器冷却后送至贮罐。（4） 塔底采用再沸器对釜液进行间接蒸气加热，此法相对直接水蒸气加热法，分离效率较高，传质效率高，且设备符合相对较低。不过再沸器造价昂贵。（5） 该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，通过估算不同回流比式的总费用。故操作

6、回流比取最小回流比的1.1倍时。运行费用那最为经济核算。二精馏塔物料衡算甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol水的摩尔质量为： 18.01kg/kmol 所以，原料的摩尔分率为： 镏出液的摩尔分率为： 原料液平均摩尔质量为： 镏出液平均摩尔质量： 原料液处理量为： 根据甲醇回收率： 塔顶流量为： 由总物料平衡方程，塔底流量为： 塔底摩尔分率为：三经济费用估算1.最小回流比Rmin计算（图解法）由图一查得，xF=0.315时，泡点进料tb=77.6 此时进料状况参数q=1， 所以线方程为：用图解法，在图二上做q线，与相平衡线交与e点（0.315，0.676），所以，最小回流比为： 取操作回流

7、比为： 2.精馏塔气、液相负荷： 精馏段： 提镏段： 3.精馏、提镏段操作方程： 精馏段操作方程为： 提镏段操作方程为： 精馏线与提镏线相交于点4.理论塔板数N 采用逐板计算法，运用拟合的相平衡方程和精馏段、提镏段操作线方程，交替计算。相平衡方程为： 求得结果为，从第10块板进料。5.总板效率ET和实际板数NT由图一查得，时，时，精馏段平均温度提镏段平均温度所以，全塔平均温度，对应=3.8177.6时 总板效率为： 加料板6.塔径估算以塔顶第一块板为计算对象。 6.1计算气体、液体密度、塔顶的压力通常可认为是一个大气压，常压下甲醇沸点为64.5 气相摩尔质量为： 由相平衡方程，计算得： 换算成

8、质量分数： 液相摩尔质量： 气体密度为：查甲醇溶液沸点为64.5，由t=64.5，查得 甲醇密度 水的密度所以液体密度为：6.2 液体的平均表面张力计算查表，t64.5时查得甲醇 水 6.3 塔内气速和液速计算及的确定 气速计算： 液速计算：设板间距，则。 查图得最大气速为：取安全系数为0.7，则气速为： 计算塔径为： 圆整后为 塔截面积 实际气速 (安全系数在充许的范围内，符全设计要求)7.年总费用估算7.1塔体费用 元7.2 换热器设备费用 (1)预热器 采用绝对压力为 5 kgf/cm2（约为490kPa）的水蒸气逆流加热，蒸气温度为150.9，利用蒸汽潜热将原料从30加热至77.6，水

9、蒸气只发生相变，温度不变。质量流量查得Cp,c,甲醇=2.48 kj/(kgK) Cp,c,水=4.183 kj/(kgK) 求得 由于逆流操作， 选择传热系数K400 w/(m2K)传热面积为 (2)冷凝器 甲醇蒸馏出来进入冷凝器，只发生气相到液相的变化，温度不变。 塔顶质量流量 时，查得甲醇的汽化潜热 水的汽化潜热 冷凝水进水温度 出水温度 由于逆流操作， 冷凝器选择传热系数K600 w/(m2K) 冷凝器传热面积 (3)冷却器本工艺设定产品从64.5冷却到40时 冷却水从进口温度30到35时由于逆流操作， 冷却器传热系数取K600 w/(m2K) 冷却器传热面积 (4)塔底再沸器 最后一

10、块板的，查图一，塔底温度接近100,再沸加热只发生相变，从液相到气相。蒸气从气相到液相，温度为150.9 100时，水的汽化潜热 再沸器传热系数取K800 w/(m2K) (5)换热器总费用 总传热面积 换热器费用元7.3冷却水费用 30时， 元/年7.4蒸气费用150.9时，水的潜热元/年7.5 年总费用 元/年四精馏塔塔体工艺尺寸计算1.最适回流比Ropt的求取 通过对R/Rmin与费用关系的优化计算，选取Ropt=1.1Rmin 总费用与R/Rmin的关系如图所示。 2.精馏塔气、液相实际负荷： 精馏段： 提镏段： 3.精馏、提镏段操作方程： 精馏段操作方程为： 提镏段操作方程为： 精馏

11、线与提镏线相交于点4.理论塔板数N 采用逐板计算法，用拟合的相平衡方程及精馏段、提镏段操作线方程交替计算。运用Excel求得结果为：块，从第16块板进料。Excel 计算过程如图。 五、塔板主要工艺尺寸及流体力学性能计算1.塔径初选以第一块板气液相组成为例， 设板间距，则。 查图得最大气速为：取安全系数为0.78，则气速为： 计算塔径为： 塔径应该圆整为2塔径初步核算因塔径D=0.7m，所以可选取单溢流弓形降液管，查表，D=700mm时, 得塔截面积 塔板间距 堰长 管宽 降液管面积% a雾沫夹带 b停留时间自以上两项初步认为塔径取0.7m合理3.堰及降液管设计a. 堰长b. 上清液层的计算

12、由查得液流收缩系数E1.032，则 c板上清液层高度hL的计算 设 经圆整 d降液管底部距下一板的间距h0 4.孔布置a筛孔选择取 则由图得 b边缘区确定，取 由图得 则c孔数n 由图得 5.漏液计算并验其稳定性 按漏液气速考虑的负荷下限为设计值之48.98%6.塔板压降hpa干板压降 取板厚 由图得C00.84 b有效液层阻力筛孔动能因数由图得有效液层阻力液柱则液柱7.校该液泛情况8.雾沫夹带10.计算结果整理计算数据整理序号项目数值序号项目数值1塔径D0.7m10孔间距t13.6mm2板间距H0.35m11Wc35mm3塔板型式单流型12Ws65mm4空塔速度1.146m/s13孔数n13

13、80个5堰长lw0.466m14开孔面积A00.0443m26外堰高hw0.05m15塔板压降0.0852m液柱7板上清液高度0.05473m16停留时间32.782s8降液管底与板间距h035mm17Hd0.14m9孔径d04mm18雾沫夹带e0.0594kg/kg气六塔板相关物性数据计算1.计算示例：（以精馏段最后一块板，即理论塔板第15块板为例） 压力根据气液相组成分数查表，得沸点77.5 气相密度查得 甲醇密度 水的密度 液相密度气相流量 液相流量液体的平均表面张力计算由t77.5 查得甲醇 水液体的平均黏度计算由t77.5 查得甲醇 水2.计算结果（计算方法与示例相同） 七描绘负荷性

14、能图（第一块塔板） 1.漏液线根据式 （K取1） 得方程2.过量雾沫夹带线 取eV=0.1时气速作为设计的上限负荷，得方程3.液泛线根据式 一般得方程4.液相上限线根据式解得5.液相下限线根据式解得6.操作线根据 将操作点与原点连接即可。负荷性能图如下：八 附属设备的设计1.塔高计算间接蒸汽加热裙座高度4m 塔底最后一块板距塔底1.2m塔顶第一块板距塔顶0.75m理论板数22.1块（不含塔釜），精馏段15.2块，提馏段6.9块。实际精馏段，取44块，第30块板进料，进料处板间距0.8m，每十块板开一个人孔，板间距为0.8m，共开4个塔高 2.泵的设计和选型(1).原料泵 ：工艺流程中进料方式采

15、用泵直接进料进料温度30，查水，甲醇假设液体流速为选取管道 即的热轧无缝钢管对加料板面机械能衡算，地面为基准面，假设管路总长L=25m管路上安装2个的标准弯头 泵排出管路上安装一个摇板式止回阀 入塔前安装一个半球心阀 流量计上下各安装一个全开球心阀 预热器阻力 所以进料口离地面高度：30时 Re在30003000000范围内且粗糙管内径为25mm的新钢铁管，可用以下公式： P= 选取泵IS5032200 汽蚀余量（2）.回流泵原料温度为64.5,查得：甲醇 水假设流体流速为0.8m/s选取的冷拔无缝钢管假设管路总长L=100m管路上安装3个的标准弯头 泵排出管路上安装一个摇板式止回阀 回流入塔

16、前安装一个半球心阀 流量计上下各安装一个全开球心阀 全凝器的阻力 所以64.5时属于湍流 所以 选取泵IS5032125 汽蚀余量名称型号汽蚀余量m流量m3/h扬程he原料泵IS50322002.03.7513.1回流泵IS50321252.03.755.43.原料预热器选用根据费用估算时的计算方式算得的预热器的面积得A2.071.052.1817m2选取换热器基本参数如下：名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格1591.6133名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格70.00582.815004.冷却器选用根据前面方法算得到的冷却器的

17、面积 得A1.861.051.953m2选取冷却器基本参数如下 名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格1591.6115名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格50.00272.630005.塔底再沸器的选用根据前面算法算得的再沸器的面积 得A14.5971.0515.326m2名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格4001.6216名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格150.014518.620006.全凝器选用蒸汽走壳程，馏出液走管程，由前面算得冷凝面积为24.8m2名称公称

18、直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格5001.62256名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格180.0226292000 7.接管尺寸设计a.进料管前面已经选取的热轧无缝钢管，且流速b.出料管一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.51.5 m/s，循环式再沸器的料液流速可取1.01.5 m/s，(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s) 应该选取的冷拔无缝钢管c.塔顶升汽管操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速u为1220 m/s,设 应选取两根并联作为排气管 d.回流管当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速U

19、R可取0.20.5 m/s当用泵输送时，可取1.52.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速UR取0.5 m/s)应选取的热轧无缝钢管 附： 汽液平衡数据Xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825参 考 文 献1化工原理何潮洪 冯霄主编 科学出版社（1）附录四 水的重要物性（2）附录五 饱和水蒸汽的物性（3）附录九 管子规格（4）附录十 离心泵的规格2石油化工基础数据手册（5）表262 液体性质3化学化工物性数据手册有机卷（6）表11.4.3 醇类水溶液的表面张力（7）表11.6.1 甲醇水溶液的沸点（8）表11.8.7 甲醇水溶液的比热容（9）表11.10.1 醇类的汽化热4化工原理课程设计板式塔指导书浙江工业大学化工原理教研室（1）表73 单流型塔板系列参数（2）图76 弓形的宽度和面积（3）图78