甲醇水筛板精馏塔设计

1、设计任务要求日处理10吨甲醇水筛板分馏塔的工艺设计与结构设计常压操作，精馏温度65摄氏度；甲醇水的浓度20%；回收甲醇浓度为99.5%；由上述条件可以知道如下信息：每天工作24小时则进料流率为416.67kg/h；进料状态为泡点进料即q=1；采用间接加热方式单板压降=0.7kpa塔顶为全凝器 目录概述.5物料衡算.7精馏塔的气液相负荷.9精馏塔工艺条件及有关物性计算.11精馏塔塔体工艺尺寸的计算.16热量衡算.29筛板塔工艺设计计算结果汇总表.32图纸汇总.34 概述1 精馏操作对塔设备的要求和类型对塔设备的要求精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能

2、使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔

3、内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。板式塔类型 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、

4、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。2精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行： 设计方案确定和说明。根据给定任

5、务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 抄写说明书。 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。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，应采用连续常压精馏流程。设计中采用泡点进料，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回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取

6、最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐. 物料衡算（1）甲醇的摩尔质量为32.04kg/mol；水的摩尔质量为18.02kg/mol；浓度应为质量浓度即质量分率由此可算出进料产品的摩尔分率 Xf=0.2Xd=0.995Xw=0.005（假定残夜中甲醇含量不高于0.5%）（2）原料液及其塔顶，塔底的产品平均摩尔质量 Mf=32.04*0.2+18.02*（1-0.2）=20.824kg/mol Md=32.04*0.995+18.02*（1-0.995）=31.97kg/mol Mw=32.04*0.005+18.02*（1-0.005）=18.09kg/mol原料

7、的处理量F=416/20.824=19.98kmol/h由总物料衡算 F=D+W FXf=DXd+WXw得D=3.94kmol/h W=16.04kmol/h 塔板数的计算由y=及甲醇水在不同温度下的汽液平衡组成温度液相气相温度液相气相92.90.05310.28347.0581.60.20830.62736.490.30.07670.40018.0380.20.23190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33

8、330.69184.4983.20.16740.55866.2976.20.35130.73475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.30.59370.81833.0866.90.87410.91941.64700.68490.84922.59=4.83得到相平衡方程y=由于泡点进料则q=1 Xq=Xf=0.2且q线过相平衡线 yq=4.83*0.2 =0.55 1+3.83*0.2Rmin=1.27取操作回流比为1.6倍R=1.6Rmin=2.031 精馏塔的气液

9、相负荷精馏段的液相流量：L=RD=2.03*3.94=7.998kmol/h精馏段的气相流量：V=（R+1）D=3.03*3.94=11.94kmol/h提馏段的液相流量：L=L+qF=7.998+19.98=27.978kmol/h提馏段的气相流量：V=V-（1-q)F=11.94kmol/h2 操作线方程精馏段操作线方程y=x+=0.67x+0.3284提馏段操作线方程y=2.3436x-0.00673 逐板计算法求理论塔板数因为塔顶为全凝器 通过相平衡方程求得 再通过精馏段方程以及相平衡方程循环求得数据如下： y3=0.9453 x3=0.7816y4=0.8521 x4=0.544y5

10、=0.6929 x5=0.3184y6=0.5417 x6=0.19660.2=xfy7=0.4541 x7=0.1469y8=0.3376 x8=0.0954y9=0.2169 x9=0.0542y10=0.1203 x10=0.0275 y11=0.0577 x11=0.0125y12=0.0225 x12=0.004740.005 =xw 由此可得进料板的位置 Nf=6总理伦塔板数 Nt=12（包括再沸器）4 实际板层数板效率设为0.6精馏段的实际塔板数 N精=5/0.6=8.39提馏段的实际塔板数 N提=6/0.610（不包括再沸器） 5 精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算5.1 操作

11、压力的计算进料板压力为 Pf=101.325+0.7*9=107.625kpa精馏段平均压力 P精=（101.325+107.625）/2=104.475kpa塔釜板的压力 Pw=101.325+0.7*19=114.625kpa提馏段的平均压力 P提=（107.625+114.625）/2=222.25kpa5.2 操作温度的计算根据甲醇-水的气-液平衡组成表，再通过内插法得塔顶温度 tD=64.62进料板温度 tf=81.7塔釜温度 tw=99.1精馏段的平均温度tm=（64.62+81.7）/2=73.16提馏段的平均温度tm1=（81.7+99.1）/2=90.45.3 平均摩尔质量的

12、计算a. 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.995 x1=0.9763MVDm=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kg/kmolMLDm=0.9763*32.04+(1-0.9763)18.02=31.71kg/kmolb. 进料板平均摩尔质量计算通过逐板计算法计算得到yF=0.5417 xF=0.1966MVFm=0.5417*32.04+(1-0.5417)*18.02=25.61kg/kmolMLFm=0.1966*32.04+(1-0.1966)*18.02=20.78kg/kmolc. 塔釜平均摩尔质量计算由主板计算法y12=0.0225 x12=

13、0.00474MVWm=0.0225*32.04+(1-0.0225)*18.02=18.33kg/kmolMLWm=0.00474*32.04+(1-0.00474)*18.02=18.09kg/kmold. 精馏段平均摩尔质量MVm=28.79kg/kmolMLm=26.245kg/kmole. 提馏段平均摩尔质量MVm=21.97kg/kmolMLm=19.435kg/kmol5.4平均密度的计算a气相平均密度的计算由理想气体状态方程及得：精馏段提馏段5060708090100760751743734725716988.1983.2977.8971.8965.3958.40.3500.3

14、620.2770.2510.2250.4790.4140.3620.3210.28818.7617.8216.9115.8214.8966.264.362.660.758.8b液相平均密度的计算计算公式 塔顶液相平均密度的计算 由tD=64.62由内插法得到由公式得进料板液相的平均密度 由tf=81.7由内插法得进料板液相的质量分率塔釜板液相的平均密度 由tw=99.1由内插法得质量分数 由公式得精馏段液相的平均密度提馏段液相的平均密度5.5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tD=64.62查上述表得进料板液相的平均表面张力 由tf=81.7得塔

15、釜板液相的平均表面张力 由tw=99.1得精馏段和提馏段的平均表面张力5.6 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度计算 由tD=64.62查表，由内插法得 进料板液相的平均粘度计算 由tf=81.7塔釜板液相的平均粘度计算 由tw=99.1得精馏段和提馏段液相的平均粘度 6精馏塔塔体工艺尺寸计算6.1 塔径的计算精馏段的气液相体积流率Vs=Ls=提馏段的气液相体积流率精馏段液泛气速 C为气体负荷因子气液流动参数FP=预计设计的塔为小型故板间距取300mm查图得C20=0.068最大空塔气速由液泛气速得去安全系数为0.8则空塔气速为2.121*0.8=

16、1.7m/s圆整为标准0.4m塔截面积为AT=实际空塔气速6.2精馏塔的有效高度计算精馏段的有效高度为提馏段的有效高度为在进料板上方开一个人孔，人孔高度为0.7m故精馏塔的有效高度为6.3 塔板主要工艺尺寸的计算6.3.1 溢流装置的计算因塔径为0.4m 可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘堰长为m溢流堰高度 由溢流堰板的形状有平直形和齿形，设计中一般选用平直形 弗兰西斯公式E取1 取板上清液高度为hL=50mm弓形降液管宽度和截面积Af=0.052*0.1256=0.0065m2 所以依式计算液体在降液管中的停留时间精馏段：提馏段：降液管底隙高度由于塔径为0.4m则选用平行受液盘进口堰高度

17、为6.3.2塔板的布置边缘区宽度确定取=0.04m =0.03m开孔区面积计算筛孔计算及其排列选用d=3mm碳钢板，取筛孔直径=4mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为34=12mm筛孔数目n为 开孔率 f=0.907=10.08%筛板上筛孔总面积=0.0064精馏段气体通过阀孔的气速提馏段气体通过阀孔的气速:6.4精馏塔的流体力学验算6.4.1 塔板压降干板阻力hc由于筛板的开孔率小于15%故（由4/3得=0.78）精馏段提馏段气体通过液层的阻力计算 充气系数e。与Fa的关联图精馏段：=0.767 气相动能因子0.784查得提馏段=0.38 气相动能因子0.48查得液体表面张力的阻力计算计算

18、可用精馏段:提馏段有公式其中精馏段=0.022+0.035+0.0045=0.0615m0.0615*9.81*815.005=491pa0.7kpa提馏段=0.0073+0.0385+0.0062=0.05180.0518*9.81*919.21=467pa0.7kpa6.4.2液面落差对于D1.6m的筛板，液面落差可以忽略不计。6.4.3液沫夹带(kg液/kg气)（塔板上鼓泡层高度）精馏段：提馏段：本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求6.4.4 漏液筛板塔,漏液点气速精馏段：提馏段：实际孔速:精馏段提馏段稳定系数:精馏段：提馏段：设计无明显液漏符合要求6.4.5液泛

19、为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高Hd()对于设计中的甲醇-水体系=0.5Hd0.1735塔板上不设置进口堰精馏段：0.1735提馏段：0.1735所以不会发生淹泛现象以上各项流力学验算可认为精馏段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。6.5塔板负荷性能图6.5.1漏液线由得精馏段最小气相体积流率：提馏段： 漏液线计算结果精馏段0.0570.0620.06660.07提馏段0.0430.0530.0570.0566.5.2 液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系：(kg液/kg气) 精馏段：=8.3=0.1得提馏段：=8.3=0.1得 液沫夹带线计算结果精馏段0.16970.16940.169

20、00.1687提馏段0.18660.18630.18590.18556.5.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m，作为最小液体负荷标准，由下式得堰上液层高度取E=1，则精馏段最小的液体体积流率同理，提馏段最小的液体体积流率据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图6.5.4液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得 故，精馏段的最大液体体积流率提馏段的最大液体体积流率6.5.5液泛线Hd=() 由， 得 其中带入数据精馏段a=2.6 提馏段a=2.6 b=0.0936 b=0.096 C=1580 c=1746 d=2.9 d=3.06精馏段提馏段 液泛

21、线计算结果精馏段0.1670.1420.087-0.0787提馏段0.170.140.086.5.6操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线图在负荷性能图上可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液线控制。由图查得 操作弹性为4.5操作弹性均大于1小于5,符合要求。6.6塔的接管6.6.1进料管采用直管进料，管径为进料板的平均密度选用冷拔无缝钢管6.6.2回流管直管回流，取选用6.6.3塔顶蒸汽出料管采用直管出料，取选用热轧无缝钢管6.6.4塔底出料管取uw=1.6m/s=11mm选用冷拔无缝钢管6.6.

22、5塔底蒸汽出料管选用热轧无缝钢管 7热量衡算7.1比热容及汽化热的计算表4-1甲醇水的比热容10甲醇温度比热容 kJmolk汽化潜热 kJkg4083.3211496088.311288094.291070100101.31030水温度比热容 kJ(kgk)汽化潜热 Jmol504.178604.18364无4224766无42153704.187804.195904.2041004.212塔顶温度下的比热容64.62对于甲醇 比热容为89.89对于水为75.33进料塔温度81.7甲醇的比热容为94.61水的比热容为75.61塔底温度为99.1甲醇的比热容为100.2水的比热容为75.88塔顶

23、温度下的汽化潜热 7.2热量衡算（1）0时塔顶上升的热量，塔顶0为基准（2）回流液的热量 tD =65.31 (3)塔顶馏出液热量 (4)进料热(5)塔底残液热(6)冷凝管消耗热(7)再沸器提供热：塔釜热损失10%。即即实际热负荷：计算得：热量衡算结果项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热容kJ/kmol.k84.52-89.3876.62-热量Q（kJ/h）2043524.562875987.7061172550.264881973.03453207762.71表4-4 筛板塔工艺设计计算结果汇总表项目符号单位数值/形式精馏段提镏段平均温度73.1690.4平均压强kPa104.475222.25气相平均流量m3/s0.0940.045液相平均流量m3/s0.00007510.000164液相平均摩尔质量kg/kmo