甲醇连续精馏塔设计

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内蒙古工业大学课程设计说明书

学校代码：10128学号：202320506057

化工原理课程设计说明书

（

题目：4.3万吨/年甲醇连续精馏塔设计学生姓名：胡浩学院：化工学院

专业：过程装备与控制工程班级：过控09-2指导教师：武朝军教授

二〇一二年七月八日

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摘要

本设计是以甲醇-水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分开甲醇和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传输设备，广泛用于精馏、吸收等传质过程中。此设计针对二元物系甲醇-水的精馏问题进行分析，选取、计算、核算、绘图等，是比较完整的精馏设计过程。

通过逐板计算法得出理论半数为7块，回流比为2.286，算出塔回收率为94%，实际塔板数为17块，进料位置为第三块板，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为2.0m，有效塔高为9.375m,人孔数3个。通过筛板塔板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作适合。

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流速Vs为：

Vs?(R?1)D?22.4?Tm提P0?T0P92.815?273.15101.35??22617.34366m3/h?6.2826m3/s273.15108.35?(2.286?1)?245.1844?22.4????Mm?MAxA?MB(1?xA)?46?28.722%?18(1?28.722%)?26.04216kg/kmol

所以密度?v为：

?v?PMm103.95?26.0446??0.88972kg/m2RT提8.314?(92.815?273.15)

（3）提馏段液相体积流率Ls及密度?L的确定由《化工流体滚动与传热》查得：?水?965.8kg/m3由《化工物性算图手册》查得：?乙醇?721.8kg/m3

?Mm?MAxA?MB(1?xA)?46?5.38%?18(1?5.38%)?19.508kg/kmol

?aA?MAx46?5.387%??0.127

MAx?MB(1?x)46?5.387%?18(1?5.387%)所以，密度?L为：

?L?11??926.044kg/m3

aA1?aA0.1270.873??721.8965.8?A?B流率为Ls：

Ls?LMm?L?560.4915?19.508?11.8083m3/h

926.0442.1.4液体表面张力的确定：

由《物理化学》（第五版）查得：

临界温度：TC甲醇?64.70C?337.85K，TC水?1000C?373.15k所以混合物的临界温度为：

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Tmc??xiTic?0.12329?337.85?(1?0.12329)?373.15K?368.798K

精馏段液体表面张为:?1?22.1mN/m?精=22.1N/m由表面张力校正公式可得：

?2Tmc?T21.2?()?T精?77.760C，?精?22.1mN/m?1Tmc?T1?提Tmc?T21.2341.7-91.091.2?()?（）?T提?92.8150C，?精?20.735N/m?精Tmc?T1347.7?80.4

2.2塔径的计算

2.2.1精馏段塔径的计算

可由公式：D?4Vs计算。?u选取板间距HT?0.45m，板上液层高度hl?0.06m进行相关计算。由前面计算知：?L?837.587kg/m3，?V?1.298kg/m3，

VS?22991.95m3/h?6.3867m3/s，LS?17.524m3/h

相关参数为：

??HT?hL?0.45?0.006?0.39mlv?LS?L0.517.524837.5870.5()?()?0.019361324VS?V22991.951.298，

a??4.531?2.6562??5.5476?2?6.4695?3??3.035b??0.474675?7.9?10?2??1.39?2?1.3212?3??0.57691c??7.29?10?2?0.088307??0.49123?2?0.43196?3??0.087553

2C20?exp??a?blg(lv)?c(lglv)???0.099893766

精馏段液体表面张力：?精?22.1mN/m负荷系数：C?C20(?20)0.2?0.099893766(22.10.2)?0.10190860120

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极限空塔速率：umax?C?L??V837.587-1.298?0.099893766?2.58673m/s?V1.298适合的空塔气速：取u?0.7umax?0.7?2.58673?1.811m/s所以塔径为：D?4Vs4?6.3867??2.12m，取整D?2.0m?u3.14?1.8114Vs4?6.3867??2.03398m/s?D23.14?2.02校核：空塔气速u?安全系数

uumax?2.03398?0.7865，在?0.6，0.8?之间

2.58673所以选择精馏段板径为D?2.0m

2.2.2提留段塔径的计算

也可由公式：D?4Vs计算。?u选取板间距HT?0.45m，板上液层高度hl?0.06m进行相关计算。由前面计算知：?L?926.044kg/m3

?V?0.88972kg/m3

VS?22617.34366m3/h?6.2826m3/sLS?11.8083m3/h

相关参数为：

??HT?hL?0.45?0.06?0.39m

lv?LS?L0.511.8083926.0440.5()?()?0.016843599VS?V22617.343660.88972a??4.531?2.6562??5.5476?2?6.4695?3??3.035b??0.474675?7.9?10?2??1.39?2?1.3212?3??0.57691c??7.29?10?2?0.088307??0.49123?2?0.43196?3??0.087553

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2?C20?exp?a?blg(l)?c(lgl)vv??

?0.101549042提馏段液体表面张力：?提?20.735N/m负荷系数：C?C20(?20)0.2?0.101549042(207350.2)?0.10228469120极限空塔速率：umax?C?L??V926.044?0.88972?0.101549042?3.298m/s?V0.88972适合的空塔气速：取u?0.7umax?0.7?3.298?2.309m/s所以塔径为：D?4Vs4?6.2826??1.861m，取整D?2.0m?u3.14?2.3094Vs4?6.2826??199981m/s?D23.14?2.02校核：空塔气速u?安全系数

uumax?1.99981?0.61，在?0.6，0.8?之间3.298所以选择提馏段板径为D?2.0m。

2.3溢流装置与液体流型

2.3.1溢流堰（出口堰）

由于D?2.0m0.02~0.0250m，故所选

2

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第4章筛板的流体力学验算

4.1塔板压降的计算

气体通过筛板时，需战胜筛板本身的干板阻力，板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了筛板的压降，气体通过筛板的压降?Pp，可由下面公式计算：

?Pp?hp?Lg，其中：h?hp?h1?h?

4.1.1干板阻力hc的计算

由天津大学《化工原理课程设计》P125页C0~??3.72%?15%，故可由下面式子计算：

do?图，可取C0?0.8，由于：

hc?0.051(uo2?v76.9121.298)()?0.051()()?0.07305mco?L0.8837.5874.1.2通过液层的阻力的计算

可采用后面式子计算：h1??hL??(hw?how)其中：

有效传质区得气速：ua?Vs6.3867??2.215m/s

AT?Af??2.02?0.2576444气相动能因子：Fo?ua?v?2.215?1.298?2.524由p115页图5-11（?~Fo图）查得??0.58所以：

h1??hL??(hw?how)?0.58(0.0411128?0.0188872)?0.0348m

4.1.3液体表面张力的阻力的计算

可由后面估算式计算：

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4?14?22.1?10?3h????0.002689m

?Lgdo837.587?9.81?4?10?3综上可得：

塔板压降为：hp?hc?h1?h??0.07305?0.0348?0.002689?0.11054m校正：?pp?hp?Lg?837.587?0.11054?9.81?608.277Pa，在265~630之间，所以该计算值在设计允许范围内。

4.2液面落差

在正常的液体范围内，对于D?1600mm的筛板，，液面落差可忽略不计，对于液体流量很大或D?2000mm的筛板，需考虑液面落差的影响，由于

D?1800mm，故可以不考虑液面落差的影响。

4.3液沫夹带的计算

常采用液沫夹带量ev表示，一般用亨特关联图（ev~鼓

hf?2ua），其中塔板上

HT?hf泡

.hL?高

5度

hw?2的

h.o?计

5w算

(。

为

?：

m?所以液沫夹带量ev为：ev?5.7?10?6ua5.7?10?62.2153.23.2()?()?2.929?10?6?0.1kgHT?hf22.10.45?0.15?L4.4漏液的计算

根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时，对塔板的效率影响不大，故漏液量等于塔内液流量10%时的气速称为漏液点气速，它是塔板操作气速的极限，以uo,min表示。

可根据动能因子计算漏液点气速Fo,min，Fo,min常取8~10，可取Fo,min=14.5所以操作气速的极限为：uo,min?uouo,minFo,min?v?14.5?12.73m/s1.298稳定系数:K??25.31?1.9874在1.5~2内，故没有明显的漏液。12.73

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4.5液泛

一般降液管中清液液层的高度满足：Hd??(HT?hw)常取?=0.6~0.7。可取?=0.65，液层高度为：Hd?hp?hl?hd其中：hd?0.153(ls30.04)?0.153()3?0.107758m，ls取0~1之间的lwho1.40?0.0321128值，可取ls=0.04

所以：Hd?hp?hl?hd=0.11054+0.0348+0.107758=0.2531m

?(HT?hw)?0.65(0.45?0.0411128)?0.3192m?0.2531m故满足：Hd??(HT?hw)，即不会发生明显液泛。

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第5章塔板的负荷性能图

5.1漏液线

由：

uo,min?4.4Co(0.0056?13hL?h?)?L?vuo,min?Vs,minAo22.84Lhow?E(h)3

1000Lw得：Vs,min?Aouo,min

??4.4?1.25?(4?10?3)2?6608

4??837.587??3600ls22.84????0.0056?0.13?0.0411128??1.14?()3??0.002689?10001.40??????1.29823?0.45675.3286?50.977ls在操作范围内，任取几个ls值，根据上式计算出Vs值，其结果列于表5-1。

表5-1lsm/sVsm/s330.00101.1040.00201.1310.00301.1540.00401.1740.00501.193由表格5-1内的数据可做出漏液线1。

5.2液沫夹带线

以ev=0.1kg为限，求Vs~ls关系如下：

ua?VsVs??0.3467Vs

AT?Af3.142?0.257644hf?2.5hL?2.5(hw?how)?hw?0.0411128

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?hf?2.5hL?2.5(0.0411128?0.607ls)?0.1028?1.518lsHT?hf?0.45?0.1028?1.518ls?0.3472?1.518ls

23600ls22.84how??1?()3?0.607ls3

10001.4023232323?ev?5.7?10?6?Lua5.7?10?63.2()?(?3HT?hf22.1?100.3467Vs3.2)?0.120.3472?1.518ls3在操作范围内，任取几个ls值，根据上式计算出Vs值，其结果列于表5-2。

表5-2ls-Vs表lsm/sVsm/s330.0010336.00.0020308.00.0030285.80.0040266.90.0050251.4由表格5-2内的数据可做出液沫夹带线2。

5.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由前面值E=1.14

?how?2.84?3600ls?2.84?17.524?E???1.14?????0.017791000?lw?10001.36??322323?0.01779?1000?1.363?ls,min????0.005923m/s?2.84??3600因此可做与气体体积流量无关的垂直液相负荷下限线3。

5.4液相负荷上限线

一般??3600AfHTLh?3s~5s，可以取??4s作为液体在降液管中停留时间的下

限，即：

??3600AfHTLhAfHT4?4

0.257644?0.45?0.002898495m3/s

4?ls,min??

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nP人孔数；

HP设人孔处得板间距；HD塔顶空间,m;HB塔底空间，m。所以塔高为：

H?(n?nF?np?1)HT?nFHF?nHp?HD?HB

=(17-9-3-1)?0.45+9?0.45+3?0.45+0.45?1.5+1.5=9.375m

6.2精馏塔的附属设备

6.2.1塔主要接纳尺寸计算

（1）塔顶蒸汽出口管径

表6-1

操作压强常压（绝压）

液体流速（m/s）

12~2030~4545~60

13.3~6.7kpa6.7kpa以下

由任务书可知，常压操作，故可以选择蒸汽流速u=16m/s。所以管径为：

d=4Vs4?6.3867==0.508?u??16由《化工流体滚动与传热》附录二十二查得：可取无缝钢管??500?8.5mm。流速校核（实际流速为u'）：

4?6.3867?0.5?0.0085?2?u'?16.37m/s在12?20m/s,所以所选流速合理。。'?u（2）回流管管径

用泵输送回流液时，速度为1~2m/s，选择u=2m/s。

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则：

d?4ls4?9.97??0.042m?42.0mm?u3.14?2?3600

d=4ls4?17.524==0.05567m=55.67mm?u??2?3600由《化工流体滚动与传热》附录二十二查得：可取无缝钢管??50?2.5mm。流速校核（实际流速为u'）：

4?9.97?0.05?0.0025?2?u'?1.74m/s在1~2.5m/s,所以流速假设合理。'3.14?u（3）加料管管径

可使用泵将原料液送入塔内，速度一般为1.5~2.5m/s之间，故可选择u入=2m/s由前面计算知：

泡点进料q?1，t进料=tF=82.45oC，xF?24.25%，

F=455.32kmol/h，?水=971.8kg/m3，?乙醇=735.4kg/m3，

所以：

MF?xFMA?(1?xF)MB?46?24.25%?18(1?24.25%)?24.79kg/kmol

??1aA?AFv??aB??B1?901.52kg/m3

24.25%1?24.35%?735.4971.8F?MF455.32?24.79?12.52m3/h

?901.52管径为：d?4FV4?12.52??0.0471m?47.1mm

3600??u3600?3.14?2由《化工流体滚动与传热》附录二十二查得：可取无缝钢管??50?2.5mm。流速校核（实际流速为u'）：

4?12.54'?0.05?0.0025?2?u?2.19m/s在1.5~2.5m/s，所以流速假设合理。'3600???u

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（4）排液管管径

塔釜液出塔的速度一般可取为0.5~1.0m/s，可取u=0.8m/s。所以管径为：d?4ls4?5.13??0.0484m?48.4mm?u3.14?0.8?3600由《化工流体滚动与传热》附录二十二查得：可取无缝钢管??50?2.5mm。流速校核（实际流速为u'）：

4?5.13?0.05?0.0025?2?u'?0.896m/s在0.5~1.0m/s,所以流速假设合理。'3.14?u④进料时泵的选用

3.14?0.0452?3600进料质量流量为：Vs?uA?u?d?2.19??12.54m3/h

44?2设精馏塔采用群座支撑，去群座高度为h=0.5m，则从进料板到地面的高度为：

H'?H?HD?9?HT?h?12.84?0.36?1.5?9?0.36?0.5?9.56m

故可近似取进料时采用的泵的扬程为：H=9.56m

所以由《化工流体滚动与传热》附录二十三离心泵规格可选用“单级单吸留心泵，型号为：IS65-50-160〞，其泵的相关参数见表7.2。

表6-2转速n(r/min)流速（m3/h）145015扬程(m)11.8效率?60%轴功率KW0.49

（5）饱和水蒸气管径相关的速度选取见表7.3。

表6-3表压，KPa速度，m/h3295以下785以下2950以上20~40m/s40~60m/s80m/s

根据任务书所给表压在0.3~0.5MPa,所以可选取速度为u?50m/s因此管径为：

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d?4?2.985?0.2758m?275.8mm

3.14?50由《化工流体滚动与传热》附录二十二查得：可取