分离甲醇-丙醇混合液的筛板式精馏塔工艺设计(共26页)

1、1.6 相关(xinggun)物性参数 （1）甲醇和丙醇的物理(wl)参数物质分子式相对分子质量/ （g/mol）沸点/临界温度/K临界压力/KPa甲醇（A）CH4O32.041964.96512.68.096丙醇（B）C3H8O60.095097.4536.75.168（2）甲醇、丙醇的相对(xingdu)密度温度（）20 40 6080甲醇（kg/m3）804.8783.5761.1737.4丙醇（kg/m3）810.1790.6770.2748.4（3）液体表面张力温度（）406080甲醇(mN/m)19.6717.3315.04丙醇(mN/m)23.1221.2719.40 第二章 设

2、计任务书1.设计题目：分离甲醇-丙醇混合液的筛板式精馏塔工艺设计2.工艺(gngy)条件：生产能力(shn chn nn l)：甲醇-丙醇混合液处理量3.4万吨/年进料状况(zhungkung)：冷液进料原料组成：自定分离要求：自定3.塔板类型：筛板式精馏塔4.生产制度：年开工300天，每天24小时连续生产5.设计内容：1）精馏塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)塔板主要工艺尺寸的计算；6)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性能图；8)精馏塔接管尺寸计算；9)绘制生产工艺流程图；10)绘制精馏塔设计条件图；11)绘制塔板施工

3、图（可根据实际情况选作）；12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。第三章 设计内容3.1 设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离甲醇-丙醇混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用冷液进料，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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2 全塔的物料(w lio)衡算 3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔(m r)分率甲醇(ji chn)和丙醇的相对摩尔质量分别为MA=32.0419 kg/kmol和MB=60.0950kg/kmol，原料含甲醇的质量百分率为22

4、%，塔顶甲醇含量52%，塔底甲醇含量1.0%，则：原料液含甲醇的摩尔分率： 塔顶含甲醇的摩尔分率：塔底含甲醇的摩尔分率： 3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 由3.1.1知产品中甲醇的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：MF 32.04190.3460(10.3460)60.095050.3886（kg/kmol）塔顶液的平均摩尔质量：MD 32.04190.6702(10.6702)60.095041.2938（kg/kmol）塔底液的平均摩尔质量：MW 32.04190.0186(10.0186)60.095059.5732（kg/kmol） 3.2.3料

5、液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，得：全塔物料衡算：进料液： F=(3.4107)/(3002450.3886) kmol/h =93.7161kmol/h总物料(w lio)恒算： F=D+W甲醇(ji chn)物料恒算： F0.3460=D0.6702+0.0186W联立解得： W46.6279kmol/h D47.0882kmol/h3.3 塔板数的确定(qudng)理论塔板数的求取3.3.1平衡曲线的绘制甲醇-丙醇的相平衡数据如下xyt/xy0.00 0.00 64.6 56.0 0.55 0.62 0.02 0.05 64.0 55.8 0.60

6、0.66 0.05 0.11 63.0 55.6 0.65 0.69 0.10 0.20 61.6 55.5 0.70 0.73 0.15 0.27 60.5 55.4 0.75 0.76 0.20 0.34 59.5 55.4 0.80 0.80 0.25 0.39 58.7 55.4 0.80 0.80 0.30 0.43 58.1 55.4 0.85 0.84 0.35 0.48 57.4 55.6 0.90 0.89 0.40 0.51 56.9 55.8 0.95 0.94 0.45 0.55 56.5 56.0 0.98 0.98 0.50 0.59 56.2 56.1 1.00

7、1.00 3.3.2操作回流(hu li)比的确定做t-x-y图：有图知：塔底温度(wnd)tw=64 塔顶温度(wnd)td=55.6 泡点温度tb=57.4 t=（tF+tb）/2=（20+57.4）/2=38.7查表得Cp(J/(mol.k)）R(KJ/mol)甲醇83.056137.2704丙醇149.260547.4266Cp= CpAxA+CpBxB=83.05610.3460+149.2605(1-0.3460) =126.3538 (J/(mol.k)）r= rAxA+rBxB=37.27040.3460+47.4266(1-0.3460) =43.9126(KJ/mol)q=

8、 Cp(t1-t2)/r+1=126.3538（57.4-20）/43912.6+1=1.1076q线方程(fngchng)：y=10.2937x-3.2156读图：xq=0.361 yq=0.483Rmin=（yd-yq）/（xd-xq）=(0.6702-0.483)/(0.483-0.361)=1.5344塔顶yA=,查的对应(duyng)xA=0.622塔顶=yAxB/yBxA=0.6702（1-0.622）/（10.6702）0.622=1.2350同理： 求得塔底=2.1413 进料口=1.6897平均(pngjn)=1.6262Nmin=ln(1-xw)/ xw (1-)/lnm=

9、 ln0.6702（1-0.0186）/(1-0.6702)0.0186)/ln1.6262= 8.6143R1.1Rmin1.2Rmin1.3Rmin1.4Rmin1.5RminN23.156519.792217.871216.579815.6350R1.6Rmin1.7Rmin1.8Rmin1.9Rmin2.0RminN14.906814.324913.847413.447513.1070 绘NT-Rmin图如下(rxi)：051015202500.511.522.5*RminN系列1在1.3Rmin时，曲率(ql)最大此时N=18 此时(c sh)R=1.3Rmin=1.9947精馏塔的

10、汽、液相负荷：精馏段：液相流量：L=RD=1.994747.0882=93.9268kmol/h气相流量：V=(R+1)D=(1.9947+1)47.0882=141.0150kmol/h提镏段：气相流量：V=V+(q-1)F=141.0150+(1.1076-1)93.7161=151.0988kmol/h液相流量：L= V+W=151.0988+46.6279=197.7267kmol/h3.3.3理论板的确定NT=N-1=18-1=173.3.4实际板数的确定 取板效率为0.65故实际板数N=17/0.65=26.15 取 N=27 3.3.5进料板的确定塔顶=1.2350，塔底=2.1

11、413 ，进料口=1.6897 精馏(jn li)段：m =1.4446Nmin=ln(1-xw)/ xw (1-)/lnm-1= ln0.6702（1-0.3460）/(1-0.6702)0.3460)/ln1.4446-1=2.6586 (N1-Nmin)/(N1+2)=0.545827-0.591422X+0.002743/X其中(qzhng)X=(R-Rmin）/(R+1)=0.1537代入数据(shj)得 N1=6.8769实际进料板N=N1/0.65=6.8769/0.65=10.5798故实际进料位置为第11块。3.4 塔的精馏段操作工艺条件及计算 3.4.1平均压强pm 塔顶压

12、强： =104.8Kpa 取每层塔板的压降不超过0.6kPa进料板：PF = 104.8+11X0.6=111.4 kPa 塔底压强：精馏段平均压强： p1=(104.8+111.4)/2=108.1 kPa提馏段平均压强： p2=(111.4+121)/2=116.2 kPa 3.4.2平均温度tm依据操作压力，读t-x-y图塔顶温度: tD=55.6进料板温度：tf=57.4塔底温度：tw=64 精馏段平均温度：t1= (tD+tf）/2=(55.6+57.4)/2=56.5提馏段平均温度：t2=(tf+tw)/2=(57.4+64)=60.73.4.3平均(pngjn)分子量塔顶液的平均

13、(pngjn)摩尔质量: MD 41.2938（kg/kmol）加料(ji lio)板：MF 50.3886（kg/kmol）塔底液的平均摩尔质量:MW 59.5732（kg/kmol） 3.4.5 液体的平均密度 内差得：甲醇密度kg/m3丙醇密度kg/m355.61.22862.3042641.38322.5941液相甲醇密度kg/m3丙醇密度kg/m355.6766.028774.68864756.36765.84 = 1 * GB3 塔顶（精馏段）： =766.0280.6702+(1-0.6702)774.688 =768.8841kg/m3 同理得出： = 1.5833 kg/m3

14、 = 2 * GB3 塔底（提馏段）： =765.6637 kg/m3 =2.5716 kg/m3 3.4.6 液体的体积流率V精馏段：精馏段的气、液相体积流率为提馏段：提馏段的气、液相体积(tj)流率为3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸(ch cun)计算3.5.1表面张力(biominzhngl)：内差得，甲醇表面张力(mn/m)丙醇表面张力(mn/m)平均表面张力(mn/m)55.617.844821.67719.10866416.87220.89620.8212 3.5.2径的计算精馏段：由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.45

15、m,度hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.4m查负荷系数图得C20=0.08取安全系数为0.75,空塔气速为 提馏段：由式中的C公式(gngsh)计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷(fh)系数图查取，图的横坐标为取板间距(jin j)HT=0.45m,上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.45-0.06=0.39m查负荷系数图得C20=0.078取安全系数为0.75,空塔气速为 按标准塔径圆整后为：D=1.2m AT=1.13043.5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（11-1）0.45=4.5m提馏段有效高度：Z提=（N提

16、-1）HT=（16-1）0.45=6.75m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：Z=Z精+Z提+0.8=4.5+6.75+0.8=12.05m3.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 3.6.1溢流装置计算因塔径D=1.2m，可选用单溢流(y li)弓形降液管、凹形受液盘。 （1）溢流(y li)堰长取（2）堰宽及降液管面积(min j)由，查图3-5得Wd=0.099, Af/AT=0.048（3）停留时间精馏段：可以满足要求。精馏段：可以满足要求。（4）出口堰高对平直堰 ，由，查化工原理课程设计图5-5得，于是：精馏段满足要求。取板上清液层高度hL=50mm提馏段满足

17、要求。取板上清液层高度hL=60mm（5）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速(li s)一般为0.070.25m/s，精馏段：取液体通过(tnggu)降液管底隙的流速，则有：提馏段：取液体通过(tnggu)降液管底隙的流速，则有：均满足条件 3.6.2塔板布置 （1）塔板的分块因D800mm故塔板采用分块式。塔板分为3块。（2）边缘区宽度的确定取边缘区宽度：一般为5075mm，D 2m时，可达100mm。（3）开孔区面积故： （4）筛孔计算(j sun)及其排列由于(yuy)处理的物系无腐蚀性，可先用碳钢板(gngbn)，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为每层塔板的开孔数为：

18、每层塔板的开孔率为： 在515%之间，故满足要求。每层塔板的开孔面积：气体通过筛孔的孔速：精馏段：提馏段：3.7 筛板的流体力学验算 3.7.1塔板压降精馏段（1）干板阻力h0的计算干板阻力h0由公式计算，即由d0查图得C0=0.786。故：液注（2）气体(qt)通过液层的阻力h1计算(j sun)气体(qt)通过液层的阻力h1由公式计算，由Fo=1.1945查表得=0.62.气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为：满足工艺要求。提馏段（1）干板阻力h0的计算干板阻力h0由公式计算，即由d0查图得C0=0.786。故：液注（2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由公

19、式计算，Fo=1.4488查表得=0.59.气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为：满足工艺要求。3.7.2 漏液(lu y)点（1）精馏(jn li)段表面张力(biominzhngl)压头即=m对筛板塔漏液点的气0,m速可由下式计算：即 实际孔速 u0=12.0757m/s 筛板的稳定性系数: 即 不会产生过量液漏。（2）提馏段表面张力压头即=m对筛板塔漏液点的气0,m速可由下式计算：即 实际(shj)孔速 u0=11.493m/s 筛板的稳定性系数(xsh): 即不会产生过量液漏。3.7.3雾沫夹带(jidi)（1）精馏段查负荷系数图得C20=0.088泛点气速uF=操作气

20、速u=液泛分率=查图得 0.1kg液/kg气，满足要求（在本设计中液沫夹带量在允许范围中）。（2）提馏段 查负荷系数图得C20=0.082泛点气速uF=操作(cozu)气速u=液泛分率(fn l)=查图得 0.1kg液/kg气，满足要求（在本设计中液沫夹带(jidi)量在允许范围中）。3.7.4 液泛的校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度其中 (1)精馏段=0.153=0.05+0.00153+0.0558=0.10733m0.4(HT+hw)=0.4(0.45+0.0396)=0.19584m液柱 故成立，故不会产生液泛。（2）精馏段=0.153=0.06+0.00612+0.

21、07212=0.13814m0.4(HT+hw)=0.4(0.45+0.03813)=0.19525m液柱 故成立(chngl)，故不会产生液泛。3.8 塔板负荷(fh)性能图 3.8.1精馏(jn li)段（1）漏液线干板压降 h0=0.0056+0.13（hW+hOW）-hOW=0.00284h0=0.0056+0.13(0.03960.8304)0.002=0.00870.1080h0=又h0=h0故0.00870.1080=0.0238可得在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：漏液线数据00.0020.0040.0060.0080.0100.60460.66150.69

22、270.71790.73960.7590（2）液体流量上限线规定how=6mm=0.006m时，液体流量达到下限即how=0.8304=0.006故而L=6.1418/s（3）液体流量下限线设停留时间3s为液体流量(liling)上限代入数据(shj)即得L=/s（4）液泛线取作液泛线则=0.6（0.45+0.0396）=0.2938m又 =0.0642+1.3452+779.3648+0.0238代入可得 液泛线数据(shj)00.0020.0040.0060.0080.0103.10602.93582.77472.56942.30011.9362（5）雾沫夹带线另可容许的雾沫夹带最大量为0

23、.1kg/kg气 =0.1可得雾沫夹带(jidi)线数据00.0020.0040.0060.0080.0102.32472.10641.97821.87071.77471.68653.8.2提馏段（1）漏液(lu y)线干板压降 h0=0.0056+0.13（hW+hOW）-hOW=0.00284h0=0.0056+0.13(0.038130.8304)0.0022=0.00840.1080h0=又h0=h0故0.00840.1080=0.0387可得在操作(cozu)范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：漏液线数据00.0020.0040.0060.0080.0100.46460.

24、51010.53500.55500.57230.5877（2）液体流量上限线规定how=6mm=0.006m时，液体流量达到下限即how=0.8304=0.006故而L=6.1418/s（3）液体流量下限线设停留时间3s为液体(yt)流量上限代入数据(shj)即得L=/s（4）液泛线取作液泛线则=0.6（0.45+0.03813）=0.2929m又 =0.0606+1.3203+335.0415+0.0387代入可得 液泛线数据(shj)00.0020.0040.0060.0080.0102.452.32952.23692.13642.02081.8850（5）雾沫夹带线另可容许的雾沫夹带最大

25、量为0.05kg/kg气 =0.1可得雾沫夹带(jidi)线数据00.0020.0040.0060.0080.0102.41312.18892.05721.94681.84821.75753.9主要(zhyo)接管尺寸的选取（1）进料管 已知进料流率F=93.7161Kmol/h,平均(pngjn)分子量为Mf=50.3886kg/kmol,密度为808.2662kg/m L=93.7161X50.3886/808.2662=5.8424m/h 取管内流速 U=1.8m/s则进料管直 d=0.0.0339m(2)回流管回流的体积流率：L=5.0444m/h取管内流速U=0.3m/s则回流管直径

26、： d=0.0771m(3)釜液出口管L=3.6279m/h取管内流速U=0.5m/s则釜液出口管直径： d0.0327m(4)塔顶蒸汽管： V=3677.7902m/h U=16m/s d=0.2852m(5)加热(ji r)蒸汽管 取管内(un ni)蒸汽流速 u=16m/s V=3500.3263m/hd=0.2782m4.0 核算(h sun)换热器1.估算传热面积，初选换热器型号（1）基本物性数据 t=55.6 t=(55.6+28)/2=41.8热流体的定性温度tm1=( t+ t)/2=48.7,该温度下的物性数据：密度=776.3811kg/ m, 粘度=0.0006508w/

27、(m.). ； 水的定性温度tm2=(20+28)/2=24,该定性温度下物性数据：密度=997.2 kg/ m，比热容C=4.179kJ/(kg.),粘度=0.606w/(m.)(2)热负荷计算Q=Q/3600=5.5368x10/3600=1.538x10w冷却水耗量 q= Q/ C(t2-t1)= 1.538x10/4.179x10 x(28-20)=46kg/s热流体流量 q=VM=141.015x41.2938=5823.0452kg/h(3)确定流体流径该设计任务的流体为甲醇-丙醇，冷流体为水，为使混合物经过壳程壁而向空气中散热，提高冷却效果，令混合物走壳程，水走管程。（4）计算平

28、均温差热55.6-55.6 冷2028 t=(55.6-28)-(55.6-20)/(55.6-28)/(55.6-20)=31.4(5).选K值，估算传热面积，k范围2901160 取k=830w/(m.)则S= Q/Kt=1.538x10/(830 x31.4)=590 m(6)初选换热器型号 由于两流体(lit)温差50，可选固定(gdng)管板换热器。由规定标准初选型号为：G500-. 外壳直径(zhjng) 500mm 工称压力 1.6Mpa 公称面积管子尺寸 25mmx2.5mm 管子数 174 管长4500mm管中心距 32mm 管程数 2 管子排列方式 正三角形管程流通面积 0.0546实际换热面积So=3.14ndo(L-0.1)=3.14X174X0.025(4.5-0.1)=60.1总传热系数 Ko= Q/Sot=1.538x10/60.1x31.4=815 w/(m.)2. 核算压降 (1) 管程压降 P=(P1+P2)FtNsNp 其中Ft=1.4 Ns=