甲醇水分离过程板式精馏塔的设计概要

1、第一章设计任务书1.1设计题目设计题目：甲醇一水分离过程板式精馏塔的设计设计要求：年产纯度为99.5%的甲醇12000吨塔底馏出液中含甲醇不得高于 0.1%原料液中含甲醇 40%,水60%。1.2操作条件1操作压力常压2进料热状态自选3回流比自选4塔底加热蒸气压力0.3Mpa(表压1.3塔板类型筛孔塔1.4工作日每年工作日为330天，每天24小时连续运行。1.5设计说明书的内容(1流程和工艺条件的确定和说明(2操作条件和基础数据(3精馏塔的物料衡算；(4塔板数的确定;(5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(6精馏塔的塔体工艺尺寸计算(7塔板主要工艺尺寸的计算;(8塔板的流体力学验算(9塔板负

2、荷性能图；(10主要工艺接管尺寸的计算和选取(11塔板主要结构参数表(12对设计过程的评述和有关问题的讨论第二章设计原则，尽量采用科学技术上的最新成就，使，符合优质、高产、安全、低消耗的2.1确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求原则。必须具体考虑如下几点：2.1.1满足工艺和操作的要求首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定。这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进 行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要

3、装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强计，流量计等及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程 是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.1.2满足经济的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能 适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。 同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经 常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操 作参数是否选得合适等，

4、均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具 体条件，选择最佳方案。2.1.3满足安全生产的要求例如甲醇属易燃有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的 设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔 受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中 ，对第一个 原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般 的考虑。2.2精馏操作对塔设备的要求和类型2.2.1对塔设备的要求精馏所进行的是气（汽、液两相之间的传质，而作为气（汽、液两相传质所用的塔 设备，首先必须要能使气（汽、

5、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（汽、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（汽、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。塔内

6、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。2.2.2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。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

7、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%。塔板效率咼，比泡罩塔咼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。第三章设计步骤3.1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

8、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。3.2确定设计方案本设计任务为分离甲醇一一水混合物。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，将原料液通过预热器加热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加回流至塔内，其余部分经产 品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第四章精馏塔的工艺计算4.1物料衡算4.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmolaM=水的摩尔质量为:18.01k g/k mbM=原料液摩尔分率：F0.4/32.040.27 0

9、.4/32.040.6/18.01+塔顶摩尔分率：0.995/32.045.62100.001/32.040.999/18.01W -=? X4.1.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量：0.2732.04(10.2718.0121.80/F M kg kmol =? +-?=塔顶产品 平均摩尔质量0.9932.04(10.9918.0131.90/D M kg kmol =? +-?=塔底产品平均摩尔 质量445.621032.04(1 5.621018.0118.03/W M kg kmol -=? +-?=4.1.3全塔物料衡算71.21031.90(2433047

10、.50/D kmol h =? T =440.99 5.621047.50174.43/0.275.6210D W F W F D kmol hxx?%=? =-?174.4347.50126.93/W F D kmol h =-=-=4.2精馏段操作线方程甲醇一水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得甲醇一水物系的气液平衡数据(表1绘出x-y图，见图4.1。表1 温度/C x y 温度/Z x y 100 0.00 0.00 75.3 0.40 0.729 96.4 0.02 0.134 73.1 0.50 0.77993.5 0.04 0.234 71.2 0.60 0.825

11、91.2 0.06 0.304 69.3 0.70 0.870 89.3 0.08 0.365 67.60.80 0.915 87.7 0.10 0.418 66.0 0.90 0.958 84.4 0.15 0.517 65.0 0.95 0.979 81.7 0.200.579 64.5 1.00 1.00 78.0 0.30 0.665查得:y S =0.647,x S =0.273Rmin=(xD-y S /(y-xS=(0.99-0.647/(0.647-0.273=0.917R=1.8Rmi n=1.8*0.917=1.6511.65147.5078.42/L R D kmol h

12、 =? =?=(1(1.651147.5125.92/V R D kmol h =+? =+?=125.92/V V kmol h =78.42174.43252.85/L L F kmol h =+=+=4.3精馏段操作线方程111Dn n Ry R R xx +=+ 1 1.6510.991.6511 1.6511n n y x +=+10.6230.373n n y x +=+4.3提馏段操作线方程1m m W L W1252.85126.935.6210252.85126.93252.85126.93m m y -+=-?-41 2.01 5.6710m m y -+=-?4.4进料方

13、程由于为泡点进料，则q=111FF y x = 4图解法确定塔板数YX图4.1可知,总理论塔板数NT为12块（包括再沸器进料板位置NF为自塔顶数起第9块。4.6理论板层数NT的求取精馏段理论塔板数NT=8块提馏段理论塔板数NT=3块精馏段实际塔板数N精=8.8/60%=15块提馏段实际塔板数N提=3.2/60%=6块4.7塔效率n = xD X D/(xF X F=99.83%第五章精馏塔结构设计5.1塔径与板间距5.1.1精馏段L=78.63kmol/h V=126.11 kmol/h精馏段的气、液相体积流率为V S =VM Vm /3600 pVm =(126.11 X 29.46/(36

14、00 X 1.049=0.9838 m 3/s L S =LM Lm /3600 p Lm =(78.63 X9.99/(3600 787.33=0.000554 m 3/s max L V Vu C p尸式子中负荷因子2.02002.0( (T C由史密斯关联图(如图5.1查得C20再求图的横坐标为F lv =L/V X ( p l / p v 0.5=(0.000554/0.9838 X (716.91 X 1.049 0.5=0.0176取板间距,H T =0.40m,板上清液层高度取h L =0.05m，则H T -h L =0.35 m由史密斯关联图得C 20 =0.065气体负荷因

15、子 C= C 20 X ( c /200.2=0.065 X (62.6/20 0.2 =0.0817 U max =取安6 全系数为0.8,则空塔气速为U=0.8U max =0.8 X06=1.648m/sD=(4V s /( np 1/2=(467X/(3.14 1 .X48 0.5=0.819按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为 At=3.14 X.6 X.6=1.1304 m 2实际空塔气速为 U实际=1.648/1.1304= 1.458m/sU实际/ U max =1.458/2.06=0.71皎全系数在允许的范围内，符全设计要求史密斯关联图(图5.15.1.2提馏段塔径的计

16、算与板间距的确定L =251.28kmol/hV =126.11kmol/h提馏段的气、液相体积流率为V S =V M vmoo p Vm =(126.11 X 22.66/(3600 X 0.8846=0.8973m 3/s L S =L M Lm /3600 p Lm =(251.28 X 19.96/(3600 X 907.56=385 mXXl0 V Vu C p尸式中，负荷因子2.02002.0( (T C由史密斯关联图(如图3查得C 20再求图的横坐标F lv =L /V X ( p l /p v 0.56/38573 X9D7.51/0.88460.5=1.3 10-X取板间距,

17、H T =0.40m ,板上清液层高度取h L =0.06m，则H T -h L =0.34 m由史密斯关联图，得知C 20=0.07气体负荷因子 C= C 20 X ( c /200.2= 0.07 X (54.271/20 0.2=0.0855U max =0.0855 R907.51/0.8846-10.5=2.73 m/s取安全系数为0.8,则空塔气速为U=0.8Umax=0.8X2.73=2.184m/sD=(4V s /(冗卩 1/2=(4 X 0.8973/(3.14/25=4580m按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为 At=3.14 X.6 X.6=1.13 m2实际空塔

18、气速为U实际=2.184/1.13=1.93m/sU实际/ U max=1.93/2.73=0.707(安全系数在允许的范围内,符全设计要求5.2精 馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1H T=(15-1 040=5.6 m提馏段有效高度为Z提=(N提-1H T=(6-1 0.40=2 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=5.6+2+0.8=8.4m5.3塔板结构参数的确定5.3.1精馏段溢流装置计算因塔径D=1.2m,所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。(此种溢流方式液体流径较长 塔板效率较高，塔板结构简单,加工方便，在

19、直径小于2.2m的塔中被广泛使用。各项 计算如下：1堰长lw可取 lw=0.60D=0.72m2溢流堰高度hw由 hw=h L-how选用平直堰,(溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。堰上层液高度how由下列公式计算，即有how=2.84/1000 E(Lh/lw(2/3并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0,则how=0.0083m取板上清液层高度h L=0.05 m故 hw=0.0417m3弓形降液管的宽度 Wd和截面积Af由Wd/D=0.6 m查可求得Af/A T=0.057 Wd/D=0.15Af=0.057 0.785=0.0448 m2Wd=0.

20、125X1.2=0.15 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即9 =3600 Af X H T/L h= 3600 448 00040/ (3600 0.0084=21.31s5s其中H T即为板间距0.40m,L h即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4降液管底隙高度h oh o= L h/(3600 Iw茨Uo取 u o=0.07m/s则 h o=0.0084 3600/(3600 8.72 0.07=0.020024 m0.02mH w-h o=0.0417-0.020024=0.021671910.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘深度h w=55m

21、m塔板布置1塔板的分块因为D800mm所以选择采用分块式，查可得，塔板可分为3块2边缘区宽度确定取 Ws=W s= 65mm , Wc=35mm3开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2x(r2-x20.5+ n r2/180 s(x/r其中 x=D/2-(Wd+Wsr= D/2-Wc并由 Wd/D=0.125，推出 Wd=0.125由上面推出Aa=0.530m24.筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用S = 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2721 个开孔率

22、为 =0.907(do/t2=10.1%气体通过阀孔的气速为u o=Vs/Ao=1.481/(Aa x =27.67m/s5.3.2提馏段(计算公式和原理同精馏段溢流装置计算因塔径D=1.0m,所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘(同精馏段。各项计算如下1堰长lw可取 lw=0.60D=0.60m2溢流堰高度hw由hw=h L-h ow可选取平直堰，堰上层液高度h ow由下列公式计算，即有h ow=2.84/1000 职(Lh/lw(2/3并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0,则h ow=0.0159m取板上清液层高度h L=0.06 m故 hw=0.06-0.0159=0.0

23、441 m3弓形降液管的宽度 Wd和截面积Af由Wd/D=0.6 m查图可求得Af/A T=0.057 Wd/D=0.125Af=0.057 0.785=0.044745 mWd=0.125X1.0=0.125 mX 0.0022=8.14s5s并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即9 =3600 Af X H T/L h= 3600 X 0.044745 X 0.40/ (3600其中H T即为板间距0.40m,L h即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。4降液管底隙高度h oh o= L h/(3600 lwXU o取 u o=0.17m则 h o=0.0022 3600

24、/(3600 0.6 X0.17=0.022 m0.02mH w-h 0=0.0417-0.022=0.0197m0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘深度h w=55mm塔板布置1塔板的分块因为D800mm所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。2边缘区宽度确定取 Ws=W s= 65mm , Wc=35mm开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有Aa=2x(r2-x20.5+ n r2/180 x-S(x/r其中 x=D/2-(Wd+Wsr= D/2-Wc并由 Wd/D=0.125，推出 Wd=0.125由上面推出Aa=0.530m2筛孔计算与排列本实验研究

25、的物系基本上没有腐蚀性，可选用S = 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2721 个开孔率为 =0.907(do/t2=10.1%气体通过阀孔的气速为u o=V s/Ao=1.466/(0.101 X 0.530=27.38m/s第六章筛板的流体力学验算6.1精馏段6.1.1塔板的压降干板的阻力he计算干板的阻力he计算由公式:he=0.051(u o/e o2 X ( p v/ pl并取do/ S = 5/3=1.67可查史密斯关联图得,e o=0.772所以 he=0.051(27.67/0.

26、772 2 (1 X1/819.1=0.0786m液柱气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式:hl= B h Lu a=Vs/(A T-Af=1.481/(0.785-0.0047=1.897m/sFo=1.897(1.011/2=1.90kg1/2/(s m1/2查得 B =0.54所以 hl= B h L=0.54 X (0.0417+0.0083=0.027液柱液体表面张力的阻力h c计算液体表面张力的阻力hc由公式he =4 c L/( p l X计算d则有he =(4 X 37.97 -3/1019.1 9X1 X.005=0.0038 m 液柱气体通过每层塔板的液

27、柱高度h P,可按下面公式计算h P=hc+hl+h c =0.0786+0.027+0.0038=0.10946柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= h P X p l X g =0.1094 X 819.1 X 9.81=879设计允许9KPa(6.1.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影 响。6.1.3液沫夹带液沫夹带量，采用公式:e v=5.7 X 106/ c L X u a/(Hfl3.2由 h f=2.5h L=2.5 0.05=0.125m 所以:e v=(5.7 10-6/37.97 10-3 1.897/(0.4-0.125=0.

28、068kg 液/kg 气0.1kg 液/kg 气可知液沫夹带量在设计范围之内。6.1.4漏液对于筛板塔，漏液点气速u o,min可由公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 h L-h c / p L / p V1/2=8.81m/s实际孔速为 U o27.67m/sUo,min稳定系数为 K=Uo/Uo,min=27.67/8.8仁3.141.5故在本设计中无明显漏液。6.1.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子：Hdw (H T+h w甲醇与水属于一般物系，取 书=0.5则书(H T+h w=0.5(0.40+0.0417=0.221m而 Hd=hp+h L+

29、hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(u o2=0.153 X (0.072=00液柱Hd=hp+h L+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m 液柱则有:HdUo,mi n稳定系数为K= Uo / Uo,min =27.38/9.55=2.871.5,故在本设计中无明显漏液6.2.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子HcK (H T+h w甲醇与水属于一般物系，取书=0.5则书(H T+h w=0.5(0.40+0.417=0.221m而 Hd=hp+h L+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(u o 2=0.00液柱Hd=hp+h L+hd=0

30、.095+0.05+0.004=0.149 m 液柱则有：Hd (H T+h w于是可知本设计不会发生液泛。第七章塔板负荷性能图7.1精馏段7.1.1漏液线U o,min=4.4Co(0.0056+0.13 h L-h c / p L / p V1/2U o,mi n=V s, min/Aoh L= h w +h OWh OW =2.84/1000 Ex(Lh/lw(2/3V s, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( h W+2.84/1000 EX(Lh/lW(2/3- he p L / p V 1/2 =5.178 (0.007151+0.1219Ls2/3 1/2在操作范

31、围内，任取几个Ls值,依上式计算出Vs值计算结果列于下表7.1 Lsm3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045Vs m3/s 0.461 0.484 0.510 0.529 7.1.2ft 沫夹带线e v =0.1kg液/kg气为限，求Vs Ls关系如下：e v=5.7 X-6/ e LX u a/(HHTf 3.2u a=Vs/(A T-Af=1.351 Vsh f=2.5h L=2.5(h w+ h owh w=0.0417h ow=2.84/1000 EX(Lh/lw(2/3h f=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3=0.10+2.3 Ls2/3H T-h

32、 f=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3e v=5.7 X-6/37.97 1X-31.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/33.2 =0.1整理得 Vs=1.70-13.00 Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值,依上式计算出Vs值计算结果列于下表7.2 Lsm3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045 Vs m3/s 1.619 1.530 1.429 1.346 7.1 液相负荷下限 线对于平流堰，取堰上液层高度h ow=0.005m作为最小液体负荷标准，由式 h ow=2.84/1000 职(Lh/lw(2/3 =0.005L

33、s,mi n=0.00024m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线7.1.4液相负荷上限线以9 =4作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式9 =(Af X H T/L s=4故 Ls,max=(Af XH T/4=(0.0447 X40/4=0.00447 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限7.1.5液泛线令 Hd (H T+h wHd=hp+h L+hdh P=hc+hl+h (Thl= B h Lh L= h w +h OW联立得书 H T+(中 B1h w=( B +1 h OW+ hc + hd + h c忽略hc将h OW与Ls、hd和Ls、hc与Vs

34、的关系代入上式，得a V 2s=b-c Ls d Ls 2式 中 a =0.051/(A o c o 2 x ( p v / p l b- & = H T +(书1h w c =0.153/(lwh O 2d =2.84 X3XEX ( 1+ B (3600/lw(2/3将有关数据代入，得a =0.051/(0.101 X 0.530 X 0.7722 X (1.01/819.1=0.037 b -0.540.5 X 0.4+(0.51 X 0.0417=0.157 c =0.153/(0.6 X 0.022=1062.500d =2.84 X31X X 1+0.54(3600/0.6(2/3

35、=1.444故 V 2s=4.24-28716.22 Ls 2-39.03L 2/3s在操作范围内，任取几个Ls值,依上式计算出Vs的值，计算结果如下表7.3Ls m 3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045 Vs m 3/s 3.993.663.172.60负荷性能图7.11234500.0020.0040.006LsVs,maxVs,min在负荷性能图上，作出操作点A ,连接0A ,即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得s,max= 1.623m3/s V s,mi n=0.400 m3/s故操作弹性为:V s,max/ V s

36、,min=1.623/0.400=4.0587.2提馏段7.2.1漏液线Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 h L-h c / p L / p V1/2Uo,mi n=V s, min/Aoh L= h w +h OWh OW =2.84/1000 E18.04 3/60/1000=0.30 m3V=n R2h 算出 h=0.38 m所以塔底高度设计为1.45m8.7.3塔支座为2.5m8.7.4塔体总高度为：H=(n-nF-nP-1HT+ nF HF+ nP Hp+ HD+ HB+ H1+H2 =(14-1-1-1 X).4+1 8.4+1 0.8+0.72+1.45+0.5+2.5 =10.77 m第九章 精馏装置工艺流程图 第十 章设计结论 甲醇最早是用木材干馏得到的，因此又叫木醇，是一种易燃的液体， 沸点65C，能溶于水，毒 性很强，误饮能使人眼睛失明，甚至致死。由于甲醇和 水不能形成恒沸点的混合物，因此可直接用常压蒸馏法