甲醇-水溶液连续精馏塔设计

1、 机械工程学 院食工原理课程设计题 目: 甲醇-水溶液连续精馏塔设计 系 别: 生物与环境工程系 专 业:_ 09食品科学与工程 学 号: 姓 名: 指导教师: 2011年 10月 21日甲醇-水溶液连续精馏塔的设计一、设计名称甲醇-水溶液连续精馏塔的设计二、设计条件处理量：t/a（17500）料液组成（质量分数）：（30）塔顶产品组成（质量分数）：（92.5）塔顶易挥发组分回收率：（99）每年实际生产时间：330天/年，每天24小时连续工作连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压进料状况：冷液进料（55）塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.3Mpa塔顶冷凝水用冷却水的进、出口温度差20-

2、403、 设计任务完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。设计内容包括： 1、精馏装置流程设计与论证 2、浮阀塔内精馏过程的工艺计算 3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定 4、塔盘设计 5、流体力学条件校核、作负荷性能图 6、主要辅助设备的选型4、 设计说明书内容 1、目录 2、概述（精馏基本原理） 3、工艺计算 4、结构计算 5、附属装置评价 6、参考文献 7、对设计自我评价 目录 设计任务书1概述.1 2精馏塔工艺计算.2 2.1精馏塔物料衡算.22.2相对挥发度的计算.3 2.3泡点温度的计算.3 2.4最小回流比的计算.42.5求

3、精馏塔的气液相负荷.42.6操作线方程.53塔板数的求取.53.6理论塔板数的求取.53.7实际塔板数的求取.64精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.74.1初选塔板间距.74.2物性数据的计算.7 4.2.1操作压力计算.7 4.2.2操作温度计算.7 4.2.3平均摩尔质量计算.8 4.2.4平均密度.8 4.2.4.1气相平均密度.8 4.2.4.2液相平均密度.8 4.2.5液体表面张力.9 4.2.6液体粘度.105精馏塔主要尺寸的计算.10 5.1塔径.10 5.2精馏塔有效高度的计算.12 5.3溢流装置的确定.12 5.4塔板布置.14 5.5浮阀数目及排列.146流体力学校

4、核.16 6.1气相通过浮阀塔板的压力降.16 6.2液泛的验算.17 6.3雾沫夹带的验算.17 6.4漏液验算.177塔板负荷性能图.18 7.1以精馏段为例.18 7.1.1液沫夹带线.18 7.1.2液泛线.19 7.1.3液相负荷上限线.20 7.1.4漏液线.20 7.1.5液相负荷下限线.21 7.2以提馏段为例.21 7.2.1液沫夹带线.21 7.2.2液泛线.22 7.2.3液相负荷上限线.23 7.2.4漏液线.24 7.2.5液相负荷下限线.24 7.3负荷性能图及操作弹性.24参考文献.25自我总结.271概述设计方案的确定塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用

5、的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。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。其内部设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大，不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象；（2）传热、传质效率高；（

6、3）气流的摩擦阻力小，将大大节省动力消耗，从而降低操作费用；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。（7）还要求耐腐蚀、不易堵塞等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。本次设计主要是浮阀板式塔的设计。 F-1型 V-4型 A型十字架型 方形浮阀图2 浮阀塔板本设计书介绍的是浮阀塔的设计，其中包括设计方案的确定、塔主要设备的工艺设计计算。 本

7、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。设计中采用冷夜进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2精馏塔工艺设计计算2.1精馏塔物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量 MA=32.04 kg/kmol水的摩尔质量 MB=18.02kg/kmol=0.314MF=0.45×32 +(1-0.45)×18 =24.30kg/kmol 总物料衡算 F=D+W 甲醇的物料衡算FxF=D

8、xD+Wxw 联立求解 D=102.58kmol/h W=209.18kmol/h 2.2相对挥发度的计算：表1甲醇-水x-y表温度/xy温度/ x y1000.000.0071.30.5940.81892.90.0530.28370.60.6850.84990.30.0760.40068.00.8560.89688.90.0930.43566.90.8740.91985.00.1310.54564.71.001.0081.60.2080.62778.00.2820.67173.80.4620.77672.70.5290.791所以 用内插法求得 2.3泡点温度的计算：表2甲醇水溶液的沸点浓度

9、（%）0102030405060708090100沸点()10091.886.382.279.076.474.272.069.767.264.7 塔顶温度： 得塔底温度： 得表3比热（68.6）KJ/(kg)汽化热（82.2）KJ/kg水4.18642299.2甲醇1.481054.30则 KJ/(kg) KJ/(kg)2.4最小回流比的计算：采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e(0.1942,0.1942)作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 = =故取操作回流比R=2=2.192.5求精馏塔的气液相负荷：精馏段气液负荷V=（R+1）D=(2.19+1)21.87=69

10、.77= mL=RD=2.1921.87=47.90= m提馏段气液负荷计算= m= m2.6操作线方程：精馏段操作线方程提馏段操作线方程3塔板数的求取3.1采用逐板法求理论塔板数由 得 第一块板时 以下为提馏段 理论上达到设计要求因此，精馏塔理论塔板数 (包括再沸器) 进料板位置3.2实际塔板层数的求取：在时查得， 则全塔效率 ET=0.49(L)-0.245×100%=45.23实际板层数：精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1初选塔板间距板间距HT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。对

11、完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。可参照下表所示经验关系选取。表4 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600板间距需要初步选定，是因为计算空塔速度已估

12、算塔径时，必须先选定板间距。板间距的尺寸在最后还需进行流体力学验算，如不满足流体力学的要求，则可适当地调整板间距或塔径。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。 现初选板间距 。4.2物性数据计算4.2.1操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3kPa每层塔板压降 P=0.7kPa进料板压力 PF=101.3+0.7×9=107.6kPa精馏段平均压力 Pm=(101.3+107.6)/2=104.45kPa塔釜板压力 Pw=101.3+14×0.7=111.1kPa提馏段平均压力 kPa4.2.2操作温度计

13、算塔顶温度 tD=66.55进料板温度 tF=82.2塔底温度 tW=99.65所以，精馏段平均温度 tm=(66.55+82.2)/2=74.38 提馏段平均温度 tm=(82.2+99.65）=90.934.2.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算 气相MVDm=0.71×32.04+(1-0.71)×18.02=27.94kg/kmol 液相MLVm=0.874×32.04+(1-0.874)×18.02=30.27kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 气相MVFm=0.503×32.04+(1-0.503)×18.02=25

14、.07kg/kmol液相MLFm=0.1942×32.04+(1-0.1942)×18.02=20.74 kg/kmol塔底平均摩尔质量计算 气相MVWm=0.01027×32.04+(1-0.01027)×18.02=18.16kg/kmol 液相MLWm=0.002464×32.04 +(1-0.002464)×18.02=18.05kg/kmol精馏段平均摩尔质量气相MVm=(27.94+25.07)/2=26.50 kg/kmol液相MLm=(30.27+20.74)/2=25.50kg/kmol提馏段平均摩尔质量气相MVm=

15、(25.07+18.16 )/2=21.62 kg/kmol液相MLm=(20.74+18.05)/2=19.40 kg/kmol4.2.4平均密度 4.2.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即a.精馏段=b.提馏段 =4.2.4.2液相密度表5温度/塔顶66.550.9250.075753.3981.5进料板82.20.300.70734.6970.4塔底99.650.00430.9957712.4958.6 =进料板： = 塔顶： = =769.2 =885.0塔釜： = =984.3故精馏段平均液相密度 =提馏段平均液相密度 =4.2.5 液体表面张力 =由tD=66.55

16、查化工原理上册附表十九得64.95 16.58塔顶液体平均表面张力=0.87416.58+(1-0.874)64.95=22.67由tF=82.2 查化工原理上册附表十九得62.27 14.79加料板液体平均表面张力 =0.194214.79+(1-0.1942)62.27=53.05由tW=99.65 查化工原理上册附表十九得58.97 12.84精馏段平均表面张力 =提馏段平均表面张力 4.2.6液体粘度 () =tD=66.55，查化工原理上册11.14 0.4262 =0.87411.14+(1-0.874)0.4262=9.79tF=82.2，查化工原理上册11.68 0.3483=

17、0.194211.68+(1-0.1942)0.3483=2.55 tW=99.65，查化工原理上册12.28 0.2894精馏段液体平均粘度 =提馏段液体平均粘度 5主要工艺尺寸计算5.1塔径参考有关资料，初选板间距=0.40m，取板上液层高度=0.06m故 -=0.40-0.06=0.34m精馏段：=查史密斯关联图可得 =0.053校核至物系表面张力为37.83mN/m时的C，即 C=0.053 =C=0.1 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.702.906=2.03 m/s故 D=0.50m提馏段：=查图可得 =0.040校核至物系表面张力为57.6mN/m时的C，即 C

18、=0.040 =C=0.049 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.701.70=1.19m/s故 D=0.657m 按标准，塔径圆整为0.7m，则塔截面积A=0.38465精馏段空塔气速为u=1.37 m/s提馏段空塔气速为u=1.47 m/s5.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 =(9-1)0.40=3.2m提馏段有效高度为 =(14-1)0.40=5.2m精馏塔的有效高度：3.2+5.2=8.4m5.3 溢流装置的确定采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 堰长 取堰长 =0.66D =0.660.7=0.462m 出口堰高 =选用平直堰，堰

19、上液层高度由下式计算 =精馏段：近似取E=1，则取板上清液层高度=0.06m故 提馏段：近似取E=1，则取板上清液层高度=0.06m故 (3)弓形降液管的宽度与弓形降液管的面积 由查化工设计手册得 =0.125, =0.072 故 =0.125D=0.088m =0.072=0.0277 依下式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段： >5s提馏段： >5s ，故降液管设计合理 (4)降液管底隙高度 精馏段： =-0.006=0.0538-0.006=0.0478m提馏段： =-0.006=0.0499-0.006=0.0439m降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保证降

20、液管底部的液封。5.4塔板布置溢流区：降液管及受液盘所占的区域破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，=0.07m无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之用。 =0.06m开孔区面积 R=0.7/2-0.06=0.29mx=0.192m故 =0.205m5.5浮阀数目及排列 (1)浮阀的排列 采用F1型浮，由于塔径为0.7m，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m。（2）阀数确定气相体积流量VS=0.5251已知，由于阀孔直径d0=0.039m，因而塔板上浮阀数目n就取决于阀孔的气速u0。，浮阀在刚全开时操作， 取阀孔动能因子

21、=10精馏段：孔速 =10.11m/s浮阀数 N=43.5(个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个提馏段：孔速=11.32m/s阀数N=41.8（个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个图3-3 塔板阀数图按n=38，重新核算孔速及阀孔动能因数 精馏段 仍在912范围内。提馏段；仍在912范围内。（3）开孔率精馏段：提馏段：开孔率在5%15%范围内，故符合设计要求。每层塔板上的开孔面积精馏段： 提馏段： 6 流体力学校核6.1气相通过浮塔板的压力降由 知 干板阻力 气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc。阀全开前 （1

22、）阀全开后 （2）令=，得因为，故=液柱 液层阻力 取充气系数数 =0.5,则 =0.50.06=0.03 液体表面张力所造成阻力据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260530Pa，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa，很小，计算时可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.036+0.03=0.066m常板压降 =0.066827.19.81=535.5(<0.7K,符合设计要求)。6.2液泛的验算为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中 由前计算知 =0.066m, 取=0.5,板间距今为0.40m,=0.0538m,

23、故=0.5(0.40+0.0538)=0.227m又塔板上不设进口堰，则=0.153=0.000053m板上液层高度 =0.06m,得： =0.066+0.06+0.000053=0.126m由此可见：<，符合要求，在设计负荷下不会发生液泛现象。6.3雾沫夹带的验算 = kg液/kg气由上式可知 <0.1kg液/kg气浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。 泛点率=100%=D-2=0.7-20.088 =0.524m=-2=0.385-20.0277=0.3296 m式中板上液体流经长度，m； 板上液流面积，； 泛点负荷系数，取0. 102； K特性系数，取1.0。 泛点率=

24、 泛点率<80%,符合要求6.4漏液验算取F05作为控制漏液量的操作下限， 由 可知，7塔板负荷性能图7.1以精馏段为例7.1.1液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表表6Ls s0.00030.0010.0020.00250.003Vs s0.98770.94650.89930.87950.86107.1.2液泛线 令 由 联立得 由此确定液泛线方程。 =由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且取E=1.02 , , 综上所计算整理得0.87-1956-10.2相应的和值如下表7 1234

25、5Ls s0.00030.0010.0020.0030.004Vs s0.90780.87520.83670.80010.7626 7.1.3液相负荷上限线求出上限液体流量值（常数） 以降液管内停留时间=4s，则 s7.1.4漏夜线对于型重阀，由，计算得 则s 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8， 0.00010.0010.0020.0030.004， 0.42380.42760.43040.43280.43497.1.5液相负荷下限线若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效

26、率的下降。取堰上液层高度=0.006m，根据计算式求的下限值 ， 取E=1.02 =s 经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。（见后面）7.2以提馏段为例7.2.1液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表9表9， 0.00020.0010.0030.0050.007， 0.79890.75100.67240.61100.55757.2.2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，计算结果列于表表10， 0.00020.0010.0030.0050.007， 0.72870.69420.62710.55840.47767.2.3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.7.2.4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11表11， 0.00030.00060.0010.0020.003， 0.340