精馏塔设计-甲醇水.doc

大大连连民民族族学学院院 化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计 甲醇水二元物料板式精馏塔设计甲醇水二元物料板式精馏塔设计 2012 年 6 月 大连民族学院化工原理课程设计 1 目录目录 摘要摘要.3 绪论绪论.4 1、设计方案 .4 一、精馏塔的物料衡算一、精馏塔的物料衡算.5 1、原料液及塔顶，塔釜产品的平均摩尔质量 .5 2、全塔物料衡算 .5 二、塔板数的确定二、塔板数的确定.5 1、相平衡方程的计算： .5 2、精馏塔气液相负荷 .6 3、操作线方程的确定 .6 4、精馏塔理论塔板数及理论加料位置 .6 5、全塔效率的计算 .7 三、精馏塔的工艺条件及有关物料数据的计算三、精馏塔的工艺条件及有关物料数据的计算.8 1、操作压强 P 的计算： .8 2、操作温度T的计算：.9 3、平均摩尔质量计算 .9 4、平均密度的计算 .10 5、液体表面张力的计算 .10 四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算.11 1、精馏段的气液体积流率及塔径 .11 2、提馏段的气液体积流率及塔径 .12 五、塔板主要工艺尺寸的计算五、塔板主要工艺尺寸的计算.12 1、塔有效高度的计算： .12 2、装置计算 .13 3、塔板布置 .13 (1) 边缘区宽度确定.13 六、塔板的流体力学验算六、塔板的流体力学验算.14 1、塔板压降 .14 2、淹塔验算 .15 七、塔板负荷性能图七、塔板负荷性能图.15 1、雾沫夹带线 .15 2、液泛线 .15 3、液相负荷下限线 .16 八、对设计过程的评述和讨论八、对设计过程的评述和讨论.17 参考文献参考文献.17 大连民族学院化工原理课程设计 2 摘要摘要 利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热 能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却 由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行， 属传质过程控制 原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段， 冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔釜提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。 在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分 产品。 在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔 釜获得重组分的产品， 精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过 程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时， 始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻 组分产品，而在塔釜获得高纯度的重组分产品。 通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的 结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参 数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 本设计是以甲醇水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离甲醇和水。筛板塔是化工生产中主 要的气液传质设备，此设计针对二元物系甲醇水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等， 是较完整的精馏设计过程。 大连民族学院化工原理课程设计 3 绪论 1、设计方案 本设计任务为分离甲醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，因为其具有 生产能力大，产品质量稳定等优点。甲醇水混合液以汽液混合物状态(q=1) 送入精馏塔，塔顶上升蒸 汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，一部分采出，塔釜采用再沸器供热（附简单流程图） 。该物系属易 分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 1.2 倍。 全凝器 P-1 采出 再沸器 P-6 P-7 进料 2、设计思路 7.塔板负荷性能 图 6.塔板的流体力 学检算 5.塔板主要工艺 尺寸的计算 4.精馏塔的塔 体工艺尺寸计算 3.精馏塔的工艺 条件及有关物性 数据的计算 2.塔板数的确定 1.精馏塔的物料 衡算 8对设计过程 的评述和讨论 大连民族学院化工原理课程设计 4 甲醇水二元物料板式精馏塔设计甲醇水二元物料板式精馏塔设计 一、精馏塔的物料衡算一、精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶，塔釜产品的平均摩尔质量 甲醇的摩尔质量：kmolkgM A /32 水的摩尔质量： kmolkgMB/18 原料的摩尔分率：0.323944 18/54 . 0 32/46 . 0 32/46 . 0 F x 塔顶摩尔分率：0.994679 18/003 . 0 32.997/0 3297/9 . 0 D x 塔釜摩尔分率：0.002819 18995/ . 0 32.005/0 32.005/0 W x 进料的平均摩尔质量：komlkgM F /22.53521180.323944)-(1320.323944 塔顶的平均摩尔质量：komlkgMD/31.92551180.994679)-(1320.994679 塔釜的平均摩尔质量：komlkgMW/18.03946180.002819)-(1320.002819 2、全塔物料衡算 hkmolD/78.30729300)(2431.92551108 . 1 7 WDF WxDF WDF xx hkmol xx xx DF WF WD /241.8681 002819 . 0 323944 . 0 002819 . 0 994679 . 0 78.30729 hkmolDFW/163.560878.30729241.8681 二、塔板数的确定二、塔板数的确定 1、相平衡方程的计算： 由化工原理书1可查得如下数据： 表 1 甲醇水气液平衡数据 温度/ 10096.493.591.289.387.784.481.7 x00.020.040.060.080.10.150.2 y00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579 温度/ 7875.373.171.269.367.66664.5 x0.30.40.50.60.70.80.91 y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9581 经以上数据拟合，可得相平衡曲线图如下： 大连民族学院化工原理课程设计 5 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 00.20.40.60.81 图 1 甲醇气液平衡曲线图 拟合得曲线方程：0096 . 0 3689 . 6 127.29091.7702.111329.81655.23- 23456 xxxxxxy 因为泡点进料，所以，1q323944 . 0 Fq xx 0.6770690096. 03689 . 6 127.29091.7702.111329.81655.23- 23456 qqqqqqq xxxxxxy 故最小回流比为：0.899424 323944 . 0 0.677069 0.677069994679 . 0 min qq qD xy yx R 通常操作回流比为最小回流比的 1.12.0 倍即，这里取. min 2.0-1 . 1RR）（2 操作回流比为：1.798847880488 . 0 22 min RR 2、精馏塔气液相负荷 精馏段： hkmol hkmolRDL /219.170178.307291)(1.7988471)D(RV / 140.862878.307291.798847 提馏段： hkmolFqVV hkmolqFLL /219.1701)1 ( /382.731241.8681140.8628 3、操作线方程的确定 精馏段操作线方程： 0.3553890.64271 0.994679 219.1701 78.30729 219.1701 140.8628 1 n nDnn x xx V D x V L y 提馏段操作线方程： 0.0021031.746273 0.002819 219.1701 163.5608 219.1701 382.731 1 m mWmm x xx V W x V L y 4、精馏塔理论塔板数及理论加料位置 大连民族学院化工原理课程设计 6 因为塔顶为全凝器，所以0.994679 1 D xy 第一块板下降液体组成： 0096 . 0 3689 . 6 127.29091.7702.111329.81655.23- 1 2 1 3 1 4 1 5 1 6 11 xxxxxxy 利用规划求解计算得出：0.983182 1 x 利用精馏段操作线计算第二块板上升蒸汽组成为： 0.987290.3553890.9831820.642710.3553890.64271 12 xy 交替使用精馏段操作线方程和相平衡方程直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为 Fn xx Wn xx 止，计算结果见表： 表 2 板号 1234567 y0.9946790.987290.9705050.9461750.9165240.8795740.824896 x0.9831820.9570670.9192110.8730760.8155860.7305120.589876 板号 8910111213 y0.7345080.623180.4299120.1801370.0536660.012467 x0.416660.2464850.1032790.0307690.0071480.000451 F xx 0.246485 9W xx 0.000451 13 精馏塔内理论板数:，其中精馏段八块，第九块为进料板，提馏段为四块板。块12131 T N 理论板数图解法示意如下： 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 00.20.40.60.81 x y 塔板线 气液平衡曲线 塔釜线 对角线 塔顶线 精馏段线 提馏段线 q(进料)线 图 2 理论塔板数图解法示意图 5、全塔效率的计算 大连民族学院化工原理课程设计 7 当精馏塔的理论板数确定之后，就可以根据体系的特点、操作条件及塔板的性能，确定与块理论 T N T N 板具有相同分离能力的实际板数: P N TTP ENN/ 根据 OConnell 公式：计算。 T E 245 . 0 )(49 . 0 mT E 由以上公式可知需计算相对挥发度 和进料组成下液体粘度。 L 5.1 进料组成下液体粘度的计算 L 由甲醇水气液平衡数据： 表 3 温度 / 10096.493.591.289.387.784.481.7 x00.020.040.060.080.10.150.2 y00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579 温度 / 7875.373.171.269.367.66664.5 x0.30.40.50.60.70.80.91 y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9581 用线性回归可计算出 99.278 64.599 77.451 W D F t t t 则塔顶、塔釜的平均温度 81.939 2 278.99599.64 2 t t WD m t 在时，查得，81.939t m smPa3478. 0 2 OH smPa2763 . 0 3 OHCH 3478).(00.802863lg2763).0.1971lg(0lg m 求出smPa0.332384 m 5.2 全塔效率和实际塔板数的计算 T E P N 因为上面已经计算，所以全塔效率：4475 . 4 0.445251)332384 . 0 4475 . 4 (49 . 0 245 . 0 T E 精馏段板数：块21 445251 . 0 9 提馏段板数：块9 445251 . 0 4 所以全塔实际板数： 块30113/0.44525 P N 三、精馏塔的工艺条件及有关物料数据的计算三、精馏塔的工艺条件及有关物料数据的计算 1、操作压强 P的计算： 取每层塔板压降为则kpaP7 . 0 大连民族学院化工原理课程设计 8 塔顶压强： kpaPD 3 . 1054 3 . 101 进料板压强： kpaPF1207 . 021105.3 塔釜压强： kpaPW 3 . 1267 . 030105.3 精馏段平均压强： kpa PP P FD m 112.65 2 120 3 . 105 2 1 提馏段平均压强： kpa PP P Fw m 123.15 2 120126.3 2 2 2、操作温度 t的计算： 进料温度、塔顶温度及塔釜温度分别为： 精馏段平均温度： 025.71 2 451.77599.64 2 1 FD m tt t 提馏段平均温度：3645.88 2 451.77278.99 2 2 Fw m tt t 3、平均摩尔质量计算 （1）塔顶: kmolkg kmolkg xxy D /31.7645501180.983182)(1320.983182M /31.9255071180.994679)(1320.994679M 0.9831820.994679 LDm VDm 11 （2）进料板: kmolkg kmolkg yx FF /21.4507922180.246485)(1320.246485M /26.7245258180.62318)(1320.62318M 0.623180.246485 LFm VFm （3）塔釜: kmolkg kmolkg yx WW /18.0063164180.000451)(1320.000451M /18.1745442180.012467)(1320.012467M 0.0124670.000451 LWm VWm （4）精馏段平均摩尔质量： 气相：kmolkg MM M VFmVDm Vm /29.3250165 2 26.724525831.9255071 2 1 液相：kmolkg MM M LFmLDm Lm /26.6076711 2 21.450792231.7645501 2 1 （5）提馏段平均分子量： 气相：kmolkg MM M VFmVWm Vm /22.449535 2 26.724525818.1745442 2 2 液相： kmolkg MM M LFmLWm Lm /19.7285543 2 21.450792218.0063164 2 2 4、平均密度的计算 大连民族学院化工原理课程设计 9 （1）气相平均密度的计算 Vm 精馏段平均密度: 3- 1 11 1 1.15446327 )025.71(273.158.314 29.3250165112.65 mkg TR Mp m Vmm Vm 提馏段平均平均密度: 3- 2 22 2 0.91982673 )3645.88(273.158.314 22.44953515.123 mkg TR Mp m Vmm Vm （2）液相平均密度的计算 Lm 由式 求相应的液相密度。 LB B LA A i i Lm 1 、塔顶平均液体密度 时，查化工原理得，64.599 D t -3 7 . 755mkg A -3 7 .980mkg B 0.99831028 18)997 . 0 1 (32.9970 32979 . 0 A 3- 755.993075 ) 980.7 )0.99831028(1 755.7 0.99831028 ( 1 mkg LDm 对于进料板： 77.451 F t -3 3 . 740mkg A -3 3 .974mkg B 0.60229133 1854 . 0 3246 . 0 3246 . 0 A 3- 818.480124 ) 974.3 )0.60229133(1 740.3 0.60229133 ( 1 mkg LFm 对于塔釜： 99.278 W t -3 719.4mkg A -3 963.4mkg B 0.00885445 18995 . 0 32.0050 32.0050 A 3- 960.5154 ) 963.4 )0.00885445(1 719.4 0.00885445 ( 1 mkg LWm （3）精馏段平均液相密度: 3- 1 787.236599 2 480124.818993075.755 2 mkg LFmLDm Lm 提馏段平均液相密度: 3- 2 889.497762 2 480124.8185154.960 2 mkg LFmLWm Lm 5、液体表面张力的计算 根据化工手册2查得不同温度下甲醇和水的表面张力 表 4 不同温度下甲醇和水的表面张力 大连民族学院化工原理课程设计 10 位置平均温度 C甲醇 mN/m水 mN/m 塔顶 64.59916.865.33 进料 77.45115.3363.11 塔釜 99.27814.9558.94 根据式平均表面张力，如下： i n i im x 1 - 则塔顶： mmN mD /17.0582265.330.994679)(116.80.994679 进料： mmN mF /47.6319711 . 3 60.323944)(133 . 5 10.323944 塔釜： mmN mW /58.8160194.580.002819)(195.140.002819 则精馏段：mmN FmDm m /32.3451 2 47.6319717.05822 2 1 提馏段：mmN FmWm m /53.22399 2 47.6319758.81601 2 2 四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1、精馏段的气液体积流率及塔径 sm MV V Vm Vm S /1.54645406 1.154463273600 29.3250165219.170137 3600 3 1 1 1 sm ML L Lm Lm S /0.0013225 787.2365993600 26.6076711140.862845 3600 3 1 1 1 空塔气速可按下述方法计算。现根据半经验公式计算出最大允许空塔气速 （由式） V VL Cu 1max 2 . 0 20 20 ）（ L CC 取板间距，板上液层高度 mHT4 . 0mhL06 . 0 分离空间的高度为：mhH LT 34 . 0 06 . 0 4 . 0 气液动能参数为：0.02233166) 1.15446327 787.236599 ( 36001.54645406 36000.0013225 )( 2 1 2 1 v L h h V L 气体负荷因子由史密斯关联图 3查取，查得 20 C072 . 0 20 C smCC L /0.079266) 20 32.3451 (072 . 0 20 2 . 02 . 0 20 ）（ smCu V VL /2.06838841 1.15446327 1236599 0.079266 1max 求出最大允许空塔气速后，要想得到适宜的空塔气速，需乘以安全系数。 max u max )8 . 06 . 0(uu 大连民族学院化工原理课程设计 11 取安全系数为 0.7，则空塔速度为smuu/1.447871892.068388417 . 07 . 0 max 塔径m u V D S 1.16645668 1.445382433.14 1.5464540644 1 1 塔径的计算值不是整数，应予以圆整。根据我国压力容器公称直径标准，直径在 1 m 以上间隔为 200 mm，故直径应取 1.2 m。 2、提馏段的气液体积流率及塔径 sm MV V Vm Vm S/1.48586791 0.919826733600 22.449535219.170137 3600 3 2 2 2 sm ML L Lm Lm S/0.00235799 889.4977623600 19.8664854382.730977 3600 3 2 2 2 取板间距，板上液层高度 mHT4 . 0mhL06 . 0 分离空间的高度为：mhH LT 34 . 0 06 . 0 4 . 0 气液动能参数为：0.04934927) 0.91982673 889.497762 ( 36001.48586791 36000.00235799 )( 2 1 2 1 v L h h V L 气体负荷因子由史密斯关联图查取，查得 20 C07 . 0 20 C smCC L /0.08513606) 20 53.22399 (07 . 0 20 2 . 02 . 0 20 ）（ smCu V VL /2.64611233 0.91982673 0.91982673889.497762 0.08513606 1max 取安全系数为 0.7，则空塔速度为smuu/1.852278632.646112337 . 07 . 0 max 塔径m u V D S 1.01088584 1.852278633.14 1.4858679144 2 2 塔径的计算值不是整数，应予以圆整。根据我国压力容器公称直径标准，直径在 1 m 以上间隔为 200 mm，故直径应取 1.2 m。 根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为mD2 . 1 五、塔板主要工艺尺寸的计算五、塔板主要工艺尺寸的计算 1、塔有效高度的计算： 精馏段有效高度为： mHNZ T 84 . 0) 121() 1( 11 提馏段有效高度为： mHNZ T 2 . 34 . 0) 19() 1( 22 在提溜段开 1 个人孔，在精馏段开 1 个人孔，其高度均为：0.8m， 故精馏塔的有效高度为： mZ63.128 . 04 . 030 大连民族学院化工原理课程设计 12 2、装置计算 根据实际经验，一般情况下塔径小于 2 m 时选用单流型，大于 2.2 m 时才考虑双流型。在工业精馏塔中 多采用， 因，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：mD2 . 1 (1) 溢流堰长 W l mDlW72 . 0 2 . 16 . 06 . 0 (2) 溢流堰高度 W h OWLW hhh 选平直堰，堰上液高度为，近似取， OW h1E m l L Eh W h OW 0.01000527) 72 . 0 0.00132253600 (11084. 2)(1084 . 2 3 2 3 - 3 2 3 - 取板上清液层高度，故mmhL50mhhh OWLW 0.039994730.0100052705 . 0 (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由，查弓型降液管图 4得 6 . 0 D lW 054 . 0 115 . 0 / Tfd AADW， 故mWd138 . 0 .21115 . 0 22 061 . 0 2 . 1785 . 0 054 . 0 054 . 0 mAA Tf 计算液体在降液管中停留时间ss L HA h Tf 545.18 36000.0013225 4 . 0610 . 03600 3600 1 故降液管设计合理。 (4) 降液管底隙高度 0 h 取液体通过降液管底隙的流速，smu/08 . 0 0 依下式计算降液管底隙高度 0 h m ul L h W s 02296 . 0 36000.0872 . 0 36000.0013225 0 1 0 mmhh oW 006. 001703 . 0 02296 . 0 0.03999473 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘 深度mmhW50 3、塔板布置 (1) 边缘区宽度确定 入、出口安全区,边缘区宽度。由以上可知mWWs s 70 . 0 mWc60 . 0mWd138 . 0 (2) 开孔区面积计算 大连民族学院化工原理课程设计 13 )arcsin 180 (2 222 r x rxrxAa mWW D x sd 0.3920.07)138.(0 2 .21 )( 2 mW D r c 0.540.06 2 .21 2 故有效传质区面积 2222 0.76495538) 0.54 0.392 arcsin 180 0.540.3920.54(0.3922mAa （3）筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径m003. 0md005 . 0 0 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 mdt015 . 0 3 0 开孔率为： %07.10) 0.015 0.005 (0.907)/(907 . 0 2 0 td 筛孔总截面积 2 0 0.077107576495538 . 0 %07.10mAA a 筛孔的气速为 smAVu S /1819. 81 0.02989783 0.5436 / 00 筛孔个数 个456306.5231 0.0050.785 0.02989783 785 . 0 22 0 0 d A n (4)液沫夹带量 一般可取 0.125)0.010005273(0.03999472.5)(5 . 2 0 wWf hhH sm AA V u fT S a /6591 . 1 03617 . 0 02450. 0.5436 kgkgkgkg hH u e fT a L V /1 . 0/0.01406) 15. 04 . 0 1.1659 ( 1094. 55 107 . 5 )( 107 . 5 2 . 3 3- 6 2 . 3 6 液液 六、塔板的流体力学验算六、塔板的流体力学验算 1、塔板压降 （1）干板阻力计算： 干板阻力，由查文献（1）中图 5-10 得 c h c h67. 1 3 5 0 d 8 . 0 0 C 液柱m C u g h L V c 02342 . 0 ) 921.785 0.819 () 8 . 0 18.1819 ( 8 . 92 1 )()( 2 1 22 0 0 （2）气流穿过板上液层的阻力计算 1 h )/(55120 . 10.8191.1659 2/ 12/ 1 mskguF Vaa 查文献（3）中 5-11，得。 6 . 0 故 0.0340.010005270.039994730.6)( 1 mhhh oww （3）液体表面张力的阻力计算 h 大连民族学院化工原理课程设计 14 m dg h L L 0.00354 0.0059.8787.236599 32.3451104104 3- 0 3- 气体通过每层塔板的液柱高度 p h mhhhh cp 0843 . 0 0.00354034 . 0 0467626 . 0 1 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）PaghP LpP 700Pa650.379.8787.2365990.0843 2、淹塔验算 为防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度。可用下式子计算，即 )( wTd hHH d H dLpd hhhH 与气体通过塔板的压降相当的液体高度mhhhh cp 0843 . 0 0.00354034 . 0 0467626 . 0 1 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故可按下式计算： d h m hl L h w d 0.000979) 02296 . 0 72 . 0 0.0013225 (153 . 0 )(153 . 0 22 0 S1 板上液层高度，取mhl05. 0 所以mhhhH dLpd 137 . 0 000979. 00.050.0843 取泡沫层的相对密度，板间距 ，溢流堰高度5 . 00.40 T HmmhW0.0399 则mhH wT 2199 . 0 )0.03994 . 0(5 . 0)( 可见 ，符合防止淹塔的要求。 )( wTd hHH 七、塔板负荷性能图七、塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线 ,并将有关变量与1 . 0 V e)/101 . 75 . 2(1081 . 8 3/23/232 . 3/13 WVLhWTvvb lqhHAq 1.0689/1.44787181.54645406/uqA 3/2 3/2 3/2 30.31253 246.458365.34 ) 72 . 0 1 101 . 704 . 0 5 . 24 . 0(32.3451068 . 1 1081 . 8 vLh VLhvvb q qq 2、液泛线 液泛线方程为 3/222 VlhVLhVVh dqcqbaq 其中， 9 2 9 2 00 9- 1052 . 1 )8 . 0(0.077 787.237 1.154 10934 . 3 )( 10934 . 3 CA a L V 615 . 0 0.04) 16 . 05 . 0(4 . 05 . 0) 1( WT hHb 5-28-28- 10529 . 2