甲醇水精馏塔的设计副本.doc

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1、目录一、概述1二、设计方案的确定及流程说明1 2.1装置流程的确定12.2流程图12.3操作条件1三、塔的工艺计算2 3.1精馏塔的物料衡算23.1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率23.1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量23.1.3物料衡算3 3.2塔板数的确定3 3.2.1相对挥发度的求取33.2 .2求最小回流比及操作回流比43.2.3求精馏塔的气、液相负荷43.2.4求操作线方程43.2.5采用逐板法求理论板层数53.3实际板层数的求取53.3.1液相的平均粘度53.3.2精馏段和提馏段的相对挥发度63.3.3精馏塔的工艺全塔效率ET 和实际塔板数6四、精馏塔的工艺条件及有关物性

2、数据的计算74.1操作压力的计算74.2操作温度计算74.3平均摩尔质量计算74.4平均密度计算84.4.1气相平均密度计算84.4.2液相平均密度计算84.5液体平均表面张力的计算94.6液体平均粘度9五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算105.1塔径的计算105.2精馏塔有效高度的计算11六、塔板主要工艺尺寸的计算116.1溢流装置计算116.1.1堰长116.1.2溢流堰高度116.1.3弓形降液管宽度和截面积126.1.4降液管底隙高度126.2塔板布置136.2.1塔板的分块136.2.2开孔区面积计算136.2.3筛孔计算及排列13七、塔板的流体力学验算147.1塔板压降147.1.1干板

3、阻力计算147.1.2气体通过液层的阻力计算147.1.3液体表面张力的阻力计算147.2液面落差157.3液沫夹带157.4漏液157.5液泛16八、塔板负荷性能图168.1漏液线168.2液沫夹带线178.3液相负荷下限线188.4液相负荷上限线188.5液泛线18九、筛板塔设计计算结果20十、精馏塔接管尺寸计算2210.1塔顶蒸气出口管的直径2210.2回流管的直径2210.3进料管的直径2210.4塔底出料管的直径23十一、对设计过程的评述和有关问题的讨论23十二、参考文献23十三、主要符号说明23一、概述精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几

4、乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作二、设计方案的确定及流程说明2.1装置流程的确定精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注

5、意节能。甲醇水混合液（原料）经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。2.2流程图如右图所示：2.3操作条件操作压力：精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关

6、。根据所处理的物料性质，本设计中已制定为塔顶压力为101.3kPa。进料热状态：进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。本设计中已制定为饱和液体进料即q=1。加热方式：蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但也可采用直接蒸汽加热。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。回流比的选择：对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。一般取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即三、塔的工艺计算已知参数：甲醇水混合液处理量，F5000kg/h； （摩尔分数）；回流比R（自选）；

7、进料热状况；塔顶压强（常压）。 分子式分子量M(g/mol)相对密度熔点沸点甲醇32.040.7915-97.864.8 水18.02916.8100数据来源于有机化学第三版（醇的物理性质）。3.1精馏塔的物料衡算3.1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率甲醇的摩尔质量 =32.04kg/kmol水的摩尔质量 =18.02kg/kmol3.1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量=0.36032.04+(1-0.360) 18.02=23.07kg/kmol=0.91432.04+(1-0.914) 18.02=30.83kg/kmol=0.00632.04+(1-0.006) 18.02=18

8、.10kg/kmol3.1.3物料衡算原料处理量 总物料衡算 216.73=D+W苯物料衡算 联立解得 D=84.49kmol/h W=132.24kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1相对挥发度的求取由，再根据表11数据可得到不同温度下的挥发度，见表2表1温度/xy温度/ x y1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.4

9、0.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665表2温度/挥发度温度/挥发度96.47.582784.63293.57.332 75.34.03591.26.843 73.13.52589.36.61071.23.14387.76.464 69.32.86884.46.06667.62.69181.75.501 662.534所以3.2.2求最小回流比及操作回流比泡点进料： 故最小回流比为=取操作回流比为R=2=20.561=1.1223.2.3求精馏塔的气、液相负荷 3.2.4求操作线方程精馏段操作线方程为=+=+=0.

10、529+0.431 （a）提馏段操作线方程 （b）3.2.5采用逐板法求理论板层数由 得 将 =4.45 代入得相平衡方程 （c）联立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则由（c）式求得第一块板下降液体组成利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为止，计算结果见表3。表3板号123456789y0.9140.8040.6840.5640.3870.2120.0950.0360.009x0.7050.4790.327xF0.2250.1240.0570.0230.0080.002xW 精馏塔的理论塔板数

11、为 =9（包括再沸器）进料板位置 3.3实际板层数的求取3.3.1液相的平均粘度进料黏度：根据表1，用内插法求得查手册2得 求得塔顶物料黏度：用内插法求得，查手册2得 求得塔釜物料黏度：用内插法求得，查手册得 求得精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：3.3.2精馏段和提馏段的相对挥发度根据表2，用内插法求得 则精馏段的平均挥发度 提馏段的平均挥发度 3.3.3精馏塔的工艺全塔效率ET 和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：计算所以精馏段 提馏段精馏段实际板层数 块提馏段实际板层数 块四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力的计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平

12、均压力 4.2操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算结果如下：塔顶温度 进料板温度 精馏段平均温度 4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，进料板平均摩尔质量计算 精馏段平均摩尔质量4.4平均密度计算4.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 4.4.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算由，查手册2得 进料板液相平均密度的计算由，查手册得 进料板液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 4.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算由，查手册

13、2得 进料板液相平均表面张力为 由，查手册2得 精馏段液相平均表面张力为4.6液体平均粘度计算见3.3.1精馏段液相平均黏度五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由 式中的C由式计算，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则查史密斯关联图3得=0.068取安全系数为0.6，则空塔气速为按标准塔径圆整后为 D=1.2m塔截面积为实际空塔气速为5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为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六、塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算因塔径D1.2m，可选用单溢流弓形降液

14、管，采用凹形受液盘。各项计算如下：6.1.1堰长取 6.1.2溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由式近似取E=1，则取板上清液层高度故 6.1.3弓形降液管宽度和截面积由 查弓形降液管的参数图3，得 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。6.1.4降液管底隙高度取 则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。6.2塔板布置6.2.1塔板的分块因，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为3块。6.2.2开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中 故 6.2.3筛孔计算及排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为

15、个开孔率为 气体通过阀孔的气速为七、塔板的流体力学验算7.1塔板压降7.1.1干板阻力计算干板阻力由式计算由，查干筛孔得流量系数图3得， 故 液柱7.1.2气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算 查充气系数关联图，得0.63。液柱7.1.3液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力可按式计算，即 液柱气体通过没层塔板的液柱高度可按下式计算，即 液柱 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。7.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。7.4漏液对筛板塔，漏液点气速可由

16、下式计算，即 实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显液漏。7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系，即 甲醇水物系属一般物系，取，则而 板上不设进口堰，可由下式计算，即 液柱 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。八、塔板负荷性能图8.1漏液线由 =得 = 整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表4表4， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 0.450 0.511 0.552 0.576由上表数据即可作出漏液线（1）8.2液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0529=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式

17、计算出值，计算结果见表5表5， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 1.413 1.366 1.190 1.081由上表数据即可作出液沫夹带线（2）8.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.005m作为最小液体负荷标准。由式得取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（3）8.4液相负荷上限线以 =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由 得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（4）8.5液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于

18、表6表6， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 1.888 1.842 1.505 0.929由上表数据即可作出液泛线（5）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示.在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得 故操作弹性为 九、筛板塔设计计算结果所设计筛板塔的主要结果汇总于表7表7序号项目数值1平均温度，71.82平均压力，103.053气相流量，0.8644液相流量，0.00555实际塔板数206有效段高度87塔径，18板间距，0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，0.60

19、12堰高，0.053713板上液层高度，0.0614堰上液层高度，0.006315降液管管底隙高度，0.013115安定区宽度，0.06517边缘区宽度，0.03518开孔区面积，20.53719筛孔直径，0.00520筛孔数目275621孔中心距，0.01522开孔率，%10.123空塔气速，1.10124筛孔气速，15.9325稳定系数1.6926每层塔板压降，550.18927负荷上限液泛控制28负荷下限液漏控制29液沫夹带0.002330气相负荷上限，1.34631气相负荷下限，0.61132操作弹性2.203十、精馏塔接管尺寸计算10.1塔顶蒸气出口管的直径操作压力为常压时，蒸气导管

20、中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 ，其中-塔顶蒸气导管内径m -塔顶蒸气量m3/s，取，则 查表取10.2回流管的直径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，流速可取0.20.5 m/s。取，则查表取10.3进料管的直径采用高位槽送料入塔，料液速度可取，取料液速度，则 查表取10.4塔底出料管的直径一般可取塔底出料管的料液流速为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/s，取塔底出料管的料液流速为0.5 m/s查表取十一、对设计过程的评述和有关问题的讨论本设计采用筛板精馏塔设计完成任务，采用筛板精馏塔的原因主要是其具有结构简单，造价低，生产能力较大，气体分

21、撒均匀，传质效率较高等优点，但也有筛孔易堵塞等缺点。由塔板负荷性能图可以看出，在本设计中的塔板的设计点在正常操作范围内，气液两相流量的变化对塔板效率影响不大，可以获得较理想的塔板效率。但操作弹性不大，增产的潜力较小。十二、参考文献1杨祖荣，刘丽英，刘伟.化工原理.北京：化学工业出版社，20082刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册（有机卷）.北京：化学工业出版社，20023贾绍义，柴城敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2008十三、主要符号说明英文字母Aa塔板开孔区面积，m2hW进口堰高度，mAf降液管截面积，m2h与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱A0筛孔总面积，m2

22、Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2HP人孔处塔板间距，mC0流量系数，无因次HT塔板间距，mC计算时的负荷系数，lW堰长，mCs气相负荷因子，m/sLs液体体积流量，m3/sd0筛孔直径，mn筛孔数目D塔径，mNT理论板层数eV液沫夹带量，kg(液)/kg(气)P操作压力，PaET总板效率，无因次P压力降，PaF气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)Pp气体通过每层筛板的压降，PaF0筛孔气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)t筛孔的中心距，mhW出口堰高度，mu空塔气速，m/sh1进口堰与降液间的水平距离,mu0气体通过筛孔的速度，m/shc与干板压降相当的液柱高度，m液柱u0,min漏液点气速，m/shd与液体流过降液管相当的液柱高度，mu0液体通过降液管底隙的速度，m/shf塔板上鼓泡高度，mVs气体体积流量，m3/sh1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱Wc边缘无效区宽度，mhL板上清液层高度，mWd弓形降液管宽度，mh0降液管的底隙高度，mWs破沫区宽度，mhOW堰上液层高度，mZ板式塔的有效高度，m希腊字母充气系数，无因次筛板厚度，m液体在降液管内停留时间，s粘度，mPa/s密度，kg/m3表面张力，N/m开孔率，无因次