【化工原理课程设计】甲醇和水筛板精馏塔分离

设计计算设计方案的确定本设计任务为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预加热器至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离系，最小回流比，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量M甲醇3204KG/KMOL水的摩尔质量M水1802KG/KMOLXFXD04327361809732409718XW5042189322、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF02733204（10273）18022185KG/KMOLMD099473204109947）18023196KG/KMOLMW000281832041000281818021806KG/KMOL3、物料衡算原料处理量FKMOL/H20157348总物料衡算FDW11557DW甲醇物料衡算FXFDXDWXW115570273D09947W0002818联立解得D3148KMOL/HW8409KMOL/H塔板数的确定1、理论板数的求取由Y及甲醇水在不同温度下的汽液平衡组成1X温度液相气相A温度液相气相A929005310283470581602083062736490300767040018038020231906485611889009260435375578028180677553586601257048316577802909068015188501315054557937670333306918449832016740558662976203513073475118230181805775615738046207756402727052920797134968077010896225771305937081833086690874109194164700684908492259AM483191932A得到相平衡方程Y483X因为泡点进料，所以Q1且XQXF0273且Q点过相平衡线则YQ06450645138QXRMIN094取操作回流比DQXYMIN218R2、求精馏塔的气液相负MOL/HVR1D28831489066KMOL/HRLLF59181155717475KMOL/HV9066KMOL/HV3、求操作线方程精馏段操作线方程06528XN034541NYR1DX提馏段操作线方程1927XN26141031WNNLV5、逐板计算法求理论板数因为塔顶为全凝器10947DYX通过相平衡方程求X11483再通过精馏段操作线方程Y206528X10345409818，如此反复得Y1099947X109749Y209818X209179Y309446X307793Y408541X405482Y507032X503291Y605603X6020872、实际板层数的求取精馏段实际板层数N精839506提馏段实际板层数N提10（不包括再沸器）精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力计算塔顶操作压力PD101341053KPA每层塔板压力降P07KPA进料板压力PF10530791116KPA塔底压力PWPF07101186KPA精馏段平均压力PMKPA10536108452提馏段平均压力PMKPA2、操作温度计算（内插法得）根据甲醇水的气液平衡组成表，再通过内插法得塔顶温度TD6479进料板温度TF783塔釜温度TW996精馏段平均温度TM6479831542DF提馏段平均温度TM9WT3、平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由XDY109947通过相平衡方程求得X109749MVDMY1M甲（1Y1）M水09947320410994718023197KG/KMOLMLOMX1M甲（1X1）M水09749320410974918023169KG/KMOL进料板平均摩尔质量计算通过逐板计算得进料板YF05603，再通过相平衡方程得XF02087MVFMYFM甲（1YF）M水056033204（105603）18022587KG/KMOLMLFMXFM甲（1XF）M水020873204（1020871802）2095KG/KMOL塔釜平均摩尔质量的计算由XW0002818查平衡曲线得YW001346MVWMYWM甲（1YW）M水0013463204（1001346）18021821KG/KMOLMLWMXWX甲（1XW）M水00028183204（10002818）18021806KG/KMOL精馏段平均摩尔质量MVMVDF31972589/2KGMOLMLMLM603提馏段平均摩尔质量MVMVDF587124/2GOLMLMLWM09650KM4、平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算即精馏段VMKG/MMVP1084529104373RT提馏段VMVM8275M液相平均密度计算液相平均密度按下式计算即I1AML塔顶液相平均密度的计算由TD6479查手册得甲747168KG/M水980613KG/MLPMKG/M11740973468甲水DW进料板液相平均密度计算由TF783查手册得甲73553KG/M水97282KG/M进料板液相的质量分率FX028734031921M918FAA甲甲水LFMKG/M118903926075甲水A提馏段液相平均密度计算由TW996查手册得甲71636KG/M水958176KG/MLWMKG/M1195706057638甲水W精馏段液相平均密度为LMKG/M481422LDMF提馏段液相平均密度LMKG/M9570698LFW5、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LMXII塔顶液相平均表面张力的计算由TD6479查手册得甲1831MN/M水6529MN/MLOMXD甲（1XD）水0994718310005365291856MN/M进料板液相平均表面张力的计算由TF783查手册得甲170647MN/M水62889MN/MLFMXF甲（1XF）水0208717064707913628895332MN/M塔釜液相平均表面张力的计算由TW996查手册得甲1493MN/M水589MN/MLWMXW甲1XW水00028181493（102087）628895332MN/M精馏段液相平均表面张力为LMMN/M1856325942LFM提馏段液相平均表面张力为LMMN/M760W6、液体平均粘度计算液相平均粘度以下式计算，即LMXIILGL塔顶液相平均粘度计算由TD6479查手册得甲03289MPAS水04479MPASLDMXD甲（1XD）水09947G（03289）（109947）（04479）LGLLLG04825LDM03292MPAS进料板液相平均粘度计算由TF783查手册得甲028193MPAS水037084MPASLFMXF甲（1XF）水0208702819310208703708404557LGLLGLLGLFM035MPAS由TW996查手册得甲0226MPAS水0289MPASLWMXW甲1XW水0002818LG022610002818028905394LGLLGLGLWM02888MPAS精馏段液相平均黏度为LMMPAS032950397LDMF提馏段液相平均黏度为LMMPAS814LW精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算精馏段的气液相体积流率为VSM/S906280657314VMVLSM/S531LMLM提馏段的气液相体积流率为VSM/S90624065837VMLS103119LM精馏段UMAX式中C由C20求取，C20可通过查图（P129页）筛板塔的泛点关联LVC图的横坐标功能参数0531840217679SLV取板间距HT035M（通过筛板塔的的泛点关联图）（书P129图1042）得到C200068CC20（）0200680200764620D最大空塔气速UMAX81409076285/LVCMS取安全系数为08，则空塔气速U08UMAX0820851668M/SD406513318SVMU按标准塔径圆整后D08M（据书P129表101）塔截面积为ATM40524D实际空塔气速U0657132/4STVMSA安全系数在允许范围内，符合设计要求MAX13258U实提馏段同理查阅得C20005161SLV093651948027查表得HT035MC20007CC20020070200860220LUMAXC008602284M/SV9148027同上取安全系数08U08UMAX082842272M/SD06076M4SU06583127圆整取D08M同上AT05024实际空塔气速U13054SV（符合安全系数范围，设计合理）MAX136284UU2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精（N精1）HT（91）03528M提馏段有效高度为Z提（N提1）HT（101）035315M在加料板上设一人孔，其高度为07M故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提072831507665M塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置计算因塔径D08，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长LW取LW06D048M溢流堰高度HW由HWHLHOW选用平直堰，堰上液层高度HOW284/310HWLEL取E103HOWMM28456037510HOWMM9/148取板上清液高度为HL60MMHW607,35005265MHW601131004869M弓形降液管宽度WD和截面积AF由查图（P127页弓形降液管的宽度与面积图）得06LD052FTA1DWD所以AF0052AT005205024002612WD01D0108008M所以依式计算液体在降液管中的停留时间精馏段35S（故设计合理）3600261357210FTHAHSL提馏段35S故设计合理3849F降液管低隙高度H。H。U。008M/S360WL。精馏H。0531806M48提馏H。297故降液管设计合理，选用凹形受液盘HW5265MMHW4869MM2、塔板布置塔板的分块因D800MM,故塔板采用分块式，塔板查表可知分为3块边缘区宽度确定取WSWS004MWC003M开孔区面积计算A2（）180RXXSINXWDWS2D4282MRWC37故A2（028）03703103280SIN87筛孔计算及其排列选用3MM碳钢板，取筛孔直径D。45MM筛孔按正三角形排列，取孔中心距T为T31D。3,1451395MM筛孔数目N为N1503721989AT个开孔率0907（）20907（）2944DT。气体通过阀孔的气速精馏段U。06571904/943SVMSA提馏段U。8/七塔板的流体力学验算1、塔板压降干板阻力HC计算（由查资料附表图314干筛孔的流量系数有4513D。C。082）HC液柱904051036982VLUMC。HC液柱12758VL。气体通过液层的阻力HL及HLUA067139/524STFMSAF。UA14619/V139KG查资料附表图315充气系数关联图，由F。14619得059HCHL（HWHOW）059（005265000735）00354M液柱UA0652713/4STFVMSAF。UA/V138KG查资料附表图315充气系数关联图，由F01258得062HCHL（HWHOW）062486913072M液柱液体表面张力的阻力H及H计算H4359410308LMGD液柱。H65151L液柱。气体通过每层塔板的液柱高度HP及HP计算HP0394039762MCL液柱HP0243705169MCLH液柱气体通过每层塔板的压降PP及PP计算PP（设计允许值）76981MINU。，稳定系数KMIN94205,3。LMIN0561H05613051948U4C48205/8427VMS。，。实际孔速U。1873MIN。，稳定系数KIN8415,0。5、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高HD及HD应服从下式HD（HTHW）取05；HD（HTHW）（HTHW）05（035003882）019441M液柱（HTHW）05（035004869）0199M液柱而HDHPHLHD；HDHPHLHD板上不设进口堰HD0153U081。液柱HDHD0001M液柱HDHPHLHD0076290060001013729M液柱换热器的设计1、冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500KCAL/H本设计取K600W/出料温度646（饱和气）（饱和液）646冷却水温度3040逆流操作T1346T2246TM346897LNL2T传热面积A在此温度下，查化工原理附录得甲1200KJ/KG，水2378MQKTKJ/KGQDX1VSV甲水（）109406657099471220（109947）237807303122689535KJ/SA8953105627M设备型号公称直径公称压力管程数管子根数中心排管数管程流通面积换热管长度计算换热面积2525600MM16MPA223216003643000MM5282、再沸器的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K600W/料液温度996100热流体温度120120逆流操作T120T2204TM12LNT04L2同上VVS08427065860555KG/SXW甲（1XW）水查表知此温度下甲1100KJ/KG水2400KJ/KG00028181100（10002818）24002396KJ/KG2396055513298KJ/SA1329801726MQMKT设备型号公称直径公称压力管程数管子根数中心排管数管程流通面积换热管长度计算换热面积2525700MM400MPA432221002534500MM1112（十）馏塔接管尺寸计算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取16M/S4SFVU25进料，此温度下甲7869KG/M3水99695KG/M3（查化工原理（上）附录）LP1194/02870695FKGMX甲水VS157043/36094LPFMSD43216FSVU查标准系列取323回流管采用直管回流管取UR16M/SDR4405316SRLMU查表取894塔釜出料管取UW16M/SDW44102902936SVLM查表取383塔顶蒸气出料筒直管出气，取出口气速U20M/SD4065720631SU查表取2738塔釜进气管采用直管取气速U23M/SD4406581932SVMU查表取2738法兰本设计常压操作，采用进料管接管法兰2、筒体与封头筒体壁厚选6MM，所用材质为A3封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN800MM,曲面高度200MM，直边高度25MM，内表面积0757，容积008M，选取风同样DN8006。（选自常用化工单元设备设计附表1（A）椭圆封头尺寸与质量（JB/T472994）除沫器当空塔气速较大带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器，丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取，系数04891758061/VELMRKGHM液气0107，K81409U072/MS除沫器直径65733SVD吊柱塔径D800MM，可选用吊柱