甲醇水二元混合物连续筛板精馏装置的设计

浙江工业大化工原理课程设计说明书题目： 甲醇一水二元混合物连续筛板精储装置的设计学 院:生环学院专 业：环境科学年级：2006级设计人：指导人：日期：目录 4TOC\o"1-5"\h\z1．设计原始条件 42．板式塔类型 43．工艺流程选定 4 5 61.最小回流比Rmin（图解法） 62．精馏塔气液相负荷 73．精馏、提镏段操作方程 74．理论塔板数 N 75．总板效率 Et和实际版数 Nt 76．塔径估算 87．年总费用估算 10 12五、塔板主要工艺尺寸及流体力学性能计算 错误!未指定书签。TOC\o"1-5"\h\z1.塔径初选 132．塔径初步核算 143．堰及降液管设计 154. 孔布置 155．漏液计算并验证其稳定性 166．塔板压降 hp 167. 校该液泛情况 178．雾沫夹带量 错误!未指定书签。9．计算结果整理 错误!未指定书签。六、塔板相关物性数据的计算 .错误!未指定书签。七、描绘负荷性能图 错误!未指定书签。TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"八、附属设备的设计 211,塔高计算 错误!未指定书签。2．泵的设计和选型 错误!未指定书签。3.原料预热器 244.冷却器选用 255．塔底再沸器选用 256．冷凝器选用 257．接管尺寸设计 26参考文献 错误!未指定书签。学习总结 28

一,概述.设计原始条件：⑴.操作条件精储塔操作压力：常压蒸汽压力（绝压）：5kgf/cm2年生产时间：8000小时冷却水温度：30c冷却水温升：5c2）.设计数据：原料液处理量：1.4万吨/年原料液初温：30c原料液含甲醇：45%（质量）镭出液含甲醇：99%（质量）甲醇回收率：99.9%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。 精储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、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：⑴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。⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10〜15%。⑶塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。⑵操作弹性较小（约2〜3）。⑶小孔筛板容易堵塞。3.工艺流程选定本设计任务为分甲离醇和水的混合物，设计过程严格按照经济性，先进性，可靠性，稳定性和可行性的原则，通过查阅资料，选用正确的公式以及合理的数据设计该乙醇一水的精储塔。图一数据见附录一《化工原理》附录四，附录六图一数据见附录一《化工原理》附录四，附录六选用板式塔连续精储流程。塔板选用筛板塔。按一定尺寸和一定排列方式开圆形筛孔，作为气相通道。气相穿过筛孔进入塔板上液相，进行接触传质。(2)设计中采用泡点进料，此时分离效率最好，所需塔板数最少。可通过进料泵直接进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精储塔内。(3)塔顶上升蒸气采用分凝器冷凝，其中一部分冷凝液采用自然回流方式回流至塔内，为减少镭出液组分的挥发，其余部分经产品冷却器冷却后送至贮罐。(4)塔底采用再沸器对釜液进行间接蒸气加热， 此法相对直接水蒸气加热法，分离效率较高，传质效率高，且设备符合相对较低。不过再沸器造价昂贵。(5)该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，通过估算不同回流比式的总费用。故操作回流比取最小回流比的 1.1倍时。运行费用那最为经济核算。二.精储塔物料衡算甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol水的摩尔质量为： 18.01kg/kmol所以，原料的摩尔分率为：镭出液的摩尔分率为：原料液平均摩尔质量为：镭出液平均摩尔质量：原料液处理量为：根据甲醇回收率：刀 DxD99.9%FXf塔顶流量为：由总物料平衡方程，塔底流量为：塔底摩尔分率为：Xw78.020.315250.982 53.020.00046三.经济费用估算.最小回流比Rmin计算(图解法)由图一查得，Xf=0.315时，泡点进料tb=77.6C此时进料状况参数q=1,所以q线方程为：xXf用图解法，在图二上做q线，与相平衡线交与e点(0.315,0.676),所以，最小回流比为：取操作回流比为：.精储塔气、液相负荷：精储段：LRD1.192529.7(kmol/h)提镭段：LLqF30.7578.02107.72(kmol/h).精储、提镭段操作方程：精储段操作方程为：提镭段操作方程为：精储线与提镭线相交于点d0.315,0.620.理论塔板数N采用逐板计算法，运用拟合的相平衡方程和精储段、提镭段操作线方程，交替计算。相平衡方程为：求得结果为，N16.5块，从第10块板进料。.总板效率Et和实际板数M由图一查得，xD 0.982时，tD66C,Xw0.0005时，tW100c精微段平均温度t1 6677.6271.8C提镭段平均温度t2 77.6100288.8C所以，全塔平均温度「(71.888.8)280.3C,对应—=3.817.6C时水0.365cp甲醇0.285cp―…4 Et f0.49(--)0245总板效率为：02451.10.49(3.810.3398) 0.506加料板Nt1 N1 10 19.820Et0.5066.塔径估算以塔顶第一块板为计算对象。计算气体、液体密度V、L塔顶的压力通常可认为是一个大气压，常压下甲醇沸点为64.5C气相摩尔质量为： MVMD31.79(kg/kmol)由相平衡方程x2.2589y1.263,0.5x1,计算得： x12.25890.9821.2630.956换算成质量分数：液相摩尔质量：气体密度为：查甲醇溶液沸点为64.5C,由t=64.5C,查得甲醇密度763.62kg/m3水的密度980.77kg/m3所以液体密度为：液体的平均表面张力计算查表，t=64.5C时查得甲醇 16.81mN/m水65.36mN/m塔内气速和液速计算及C20的确定TOC\o"1-5"\h\zVMv 54.6931.79 3/、气速计算：VS 0421(m/s)3600v36001.147LMl 29.731.41 3,、减速计算：Ls 0.00034(m3/s)3600l3600764.64设板间距Ht350mm,750mm，则Ht7 0.3m。查图得C20 0.058最大气速为：取安全系数为0.7,则气速为u0.78u0.781.471.147(m/s)计算塔径为：圆整后为D0.7m塔截面积At3.140.7220.385(m2)实际气速u实Vs/At0.421/0.3851.109(m/s)(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)7.年总费用估算塔体费用CdCD13290D1.2N132900.71.233285862元换热器设备费用

(1)预热器采用绝对压力为5kgf/cm2(约为490kPaj)的水蒸气逆流加热，蒸气温度为150.9C,利用蒸汽潜热将原料从30c加热至77.6C,水蒸气只发生相变，温度不变。壬目力目 14000000质重流重mF 0.486(kg/s)8000*3600Gc水=4.183kj/(kg-K)查彳马Cp,c,Gc水=4.183kj/(kg-K)xF0.45求得Q1 mCpc(*tc1)0.4863.42(77.630)79.06kwth150.9Ctc130Ctc277.6由于逆流操作,t1thtc273.3Ct2thtc1120.9C,t2 t1tmInt2t1120.973.3ln120.973.395.12C选择传热系数K-400w/(m2'K)传热面积为AQi传热面积为AQi(Ktm) 2.08m240095.12(2)冷凝器只发生气相到液相的变化，温度不甲醇蒸储出来进入冷凝器,变。只发生气相到液相的变化，温度不塔顶质量流量mvVMV360054.6931.7936000.483(kg/s)t64.5C时，查得甲醇的汽化潜热r甲1101kj/kg水的汽化潜热r7K2344.6kj/kg冷凝水进水温度tc130c出水温度tc2 35c由于逆流操作,t1 64.53529.5Ct2 64.53034.5Ctt1 64.53529.5Ct2 64.53034.5Ctmt2Int1t2t134,529.5 小——31.93C,34.5In—29.5冷凝器选择传热系数3600w/(m2-K)冷凝器传热面积AQ2(Ktm)537.77100028.07m260031.93⑶冷却器本工艺设定产品从⑶冷却器本工艺设定产品从冷却水从进口温度64.5C冷却到40c时30c至I35c时t164.53529.5 ℃t2403010ctmt2403010ctmt2lntit2ti29.510 18.02C,29.5In10冷却器传热系数取冷却器传热面积A冷却器传热系数取冷却器传热面积A33600w/(m2-K)13.411000 2Q3(Ktm) 1.86m40018.02(4)塔底再沸器(4)塔底再沸器最后一块板的xN0.0005,查图一，塔底温度接近100C,再沸加热只发生相变，从液相到气相。蒸气从气相到液相，温度为150.9Ct150.910050.9C100c时，水的汽化潜热r10。2258.4kj/kg再沸器传热系数取3800w/(m2-K)(5)换热器总费用总传热面积AA1A2A3a48.52m2换热器费用CF2000A2000 97046元冷却水费用30c时，Cpc/K4.174kj/(kgK)t5cCw26.41360080000.5/1000380312元/年蒸气费用150.9C时,水的潜热r150.92115.4kj/kgCs0.35533600800070/1000716372元/年7.5年总费用C0.33(CdCF)1.05CsCw1258862元/年四.精储塔塔体工艺尺寸计算.最适回流比Ropt的求取通过对R/Rmin与费用关系的优化计算，选取Ropt=1.1Rmin总费用与R/Rmin的关系如图所示。.精储塔气、液相实际负荷：精储段：LRD0.932523.33(kmol/h)提镭段：LLqF23.33178.02101.35(kmol/h).精储、提镭段操作方程：精储段操作方程为：提镭段操作方程为：精储线与提镭线相交于点d0.315,0.656.理论塔板数N采用逐板计算法，用拟合的相平衡方程及精储段、提镭段操作线方程交替计算。运用Excel求得结果为：N22.1块，从第16块板进料。Excel计算过程如图。五、塔板主要工艺尺寸及流体力学性能计算.塔径初选以第一块板气液相组成为例，设板间距Ht350mm,仇50mm，贝UHt仇0.3m。查图得C20 0.0575最大气速为：取安全系数为0.78,则气速为：计算塔径为：塔径应该圆整为D0.7m.塔径初步核算D=700mm因塔径D=0.7m,所以可选取单溢流弓形降液管，查表,时，D=700mm得塔截面积AT0.7854m2塔板间距HT350mm堰长lw466mm 管宽Wd 87mm降液管面积Af0.0248m2 Af/AT6.9%lw/D0.666a.雾沫夹带b.停留时间自以上两项初步认为塔径取0.7m合理.堰及降液管设计a.堰长lw650mmb.上清液层how的计算由查得液流收缩系数E=1.032,则c.板上清液层高度hL的计算设hj0.05mhwIVhow0.050.004730.045272m经圆整取hw=50mmhLhwhow0.0500.004730.05473md.降液管底部距下一板的间距h0.孔布置a.筛孔选择取d04mm t/d03.4则t13.6mm由图得A0/Aa0.082b.边缘区确定，取WS0.065m WC0.035m由图得Aa 0.23m2WJA0 0.230.0820.019m2c.孔数nnn'Aa 由图得n'6000^n60000.231380^.漏液计算并验其稳定性按漏液气速考虑的负荷下限为设计值之48.98%.塔板压降hpa.干板压降hc取板厚3mmd0/ 1.133由图得。=0.84b.有效液层阻力hl筛孔动能因数F0W01J19.731.14721.131由图得有效液层阻力hl0.043m液柱WJhp hchl0.04220.0430.0852m液柱.校该液泛情况.雾沫夹带—10.计算结果整理计算数据整理

序号项目数值序号项目数值1塔径D0.7m10孔间距t13.6mm2板间距H0.35m11Wc35mm3塔板型式单流型12Ws65mm4空塔速度1.146m/s13孔数n1380个5堰长lw0.466m14开孔面积A00.0443m26外堰高hw0.05m15塔板压降0.0852m液柱7板上清液身度0.05473m16停留时间32.782s8降液管底与板间距h035mm17Hd0.14m9孔径d04mm18雾沫夹带e0.0594kg/kg气六.塔板相关物性数据计算1.计算示例：(以精储段最后一块板，即理论塔板第15块板为压力P101.3(151)hD101.3140.725111.45kpap根据气液相组成分数查表，得沸点 77.5C片相宓成PMv111.4527.52 3气牙目酱度v 1.052kg/mRT8.31477.5273.15

查得甲醇密度763.62kg/m3水的密度980.77kg/m3液相密度气相流量VSVMv3600气相流量VSVMv3600v 0.351m/s液相流量LSLMl3600l23.3322.47 3, 0.000167m/s3600868.757液体的平均表面张力计算由t=77.5C查63.01mN/m液体的平均黏度计算15.325mN/m液相流量LSLMl3600l23.3322.47 3, 0.000167m/s3600868.757液体的平均表面张力计算由t=77.5C查63.01mN/m液体的平均黏度计算15.325mN/m由t=77.5C查0.285mPa/s63.01mPa/s2.计算结果（计算方法与示例相同）七.描绘负荷性能图（第一块塔板）1.漏液线根据式Womc 0.00560.137 hL4.4C。, LLW0WOM（K取1）得方程V2_ _ 2/3404733.626724.87L.过量雾沫夹带线取eV=0.1时气速作为设计的上限负荷，得方程332.46（ V2/3）3.2270.70214.67L2/3.液泛线根据式HddHthw0.5得方程487.6L2/33.3978L20.00235V210700Ht5s.Ht5sA,根据式fL解得L6.2496m3/h.液相下限线根据式how竺41.032(—)2/3 h0w6mm1000 lw解彳#L1.365m3/h.操作线根据LS0.0002652m3/sVS0.372m3/s将操作点与原点连接即可。负荷性能图如下：八附属设备的设计1.塔高计算间接蒸汽加热裙座高度 4m 塔底最后一块板距塔底1.2m塔顶第一块板距塔顶0.75m理论板数22.1块(不含塔釜)，精储段15.2块，提储段6.9N221块。实际精储段△工143.67块，取44块，第30块板进料，ET0.506进料处板间距0.8m,每十块板开一个人孔，板间距为0.8m,共开4个塔 高41.20.750.84(434)0.35440.00322.94m2.泵的设计和选型.原料泵：工艺流程中进料方式采用泵直接进料进料温度30C,查水995.7kg/m3,甲醇 794.3kg/m3假设液体流速为1.2m/s选取管道d32mmb3.5mm即323.5mm的热轧无缝钢管对加料板面机械能衡算，地面为基准面，假设管路总长 L=25m管路上安装2个90的标准弯头 =0.7521.5

TOC\o"1-5"\h\z泵排出管路上安装一个摇板式止回阀 2入塔前安装一个半球心阀 9.5流量计上下各安装一个全开球心阀 6.4 2 12.8预热器阻力 9.6所以巧=1.529.512.89.635.4进料口离地面高度：30c时水=0.8007cp 已醇=0.503cpRe在3000—3000000范围内且粗糙管内径为25mm勺新钢铁可用以下公式：hp0.7252kPa AP=290.725221.03kPap选取泵IS50-32-200汽蚀余量h2.0mQ3.75m0.331910/h he0.331910.回流泵原料温度为64.5C,查得：甲醇763.62kg/m3水3980.77kg/m假设流体流速为0.8m/s选取①25mm2mm的冷拔无缝钢管假设管路总长L=100m管路上安装3个90的标准弯头=0.7532.2529.529.5开球心阀12泵排出管路上安装一个摇板式止回阀回流入塔前安装一个半球心阀流量计上下各安装一个全6.4212.8全凝器的阻力所以总=2.2529.512.81238.5564.5C时水=0.4386cp甲醇=0.327cp0.021767.9080.76637217.744000属于湍0.025868、0230.0258所以0.1(0.00095产3

Re所以选取泵IS50-32-125汽蚀余量h2.0mQ3.75m3/h he5.4m名称型号汽蚀余量m流量m3/h扬程he原料泵IS50-322002.03.7513.1回流泉IS50-321252.03.755.43.原料预热器选用根据费用估算时的计算方式算得的预热器的面积 A2.07m2得A=2.07X1.05=2.1817m选取换热器基本参数如下：名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格1591.6133名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格70.00582.815004.冷却器选用根据前面方法算得到的冷却器的面积 A1.86m2得八=1.86X1.05=1.953m2选取冷却器基本参数如下名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格1591.6115名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格50.00272.630005.塔底再沸器的选用根据前面算法算得的再沸器的面积A14.597m2得A=14.597X1.05=15.326m2名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格4001.6216名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格150.014518.620006.全凝器选用蒸汽走壳程，储出液走管程，水定性温度3035/232.5C,由前面算得冷凝面积为24.8m2名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格5001.62256名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格180.02262920007.接管尺寸设计a.进料管前面已经选取32mm3.5mm的热轧无缝钢管，且流速u1.142m/s符合要求b.出料管一般可取塔底出料管的料液流速 U为0.5~1.5m/s,循环式再沸器的料液流速可取1.0~1.5m/s,（本设计取塔底出料管的料液流速U为0.8m/s）应该选取18mm1.5mm的冷拔无缝钢管c.塔顶开汽管操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速 u为12~20m/s,设u10m/s应选取两根114mm4mm并联作为排气管d.回流管①当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速心可取0.2~0.5m/s②当用泵输送时，可取1.5~2.5m/s（本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速UR取0.5m/s)应选取32mm2.5mm的热轧无缝钢管附：汽液平衡数据Xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.