化工原理课程设计甲醇和水筛板精馏塔分离

设计计算<一>设计方案的确定本设计任务为分离甲醇-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，将原料液通过预加热器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回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离系，最小回流比，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。<二>精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量M甲醇=32.04kg/kmol水的摩尔质量M水=18.02kg/kmolXF=XD=XW=2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.273×32.04+（1—0.273）×18.02=21.85kg/kmolMD=0.9947×32.04+(1—0.9947）×18.02=31.96kgMW=0.002818×32.04+(1—0.002818)×18.02=18.06kg3、物料衡算原料处理量：F=kmol/h总物料衡算：F=D+W115.57=D+W甲醇物料衡算：FXF=DXD+WXW115.57×0.273=D×0.9947+W×0.002818联立解得D=31.48kmol/hw=84.09kmol/h<三>塔板数的确定1、理论板数的求取=1\*GB3①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a温度液相气相a92.90.05310.28347.0581.60.20830.62736.490.30.07670.40018.0380.20.23190.64856.1188.90.09260.43537.55780.28180.67755.3586.60.12570.48316.577.80.29090.68015.18850.13150.54557.9376.70.33330.69184.4983.20.16740.55866.2976.20.35130.73475.1182.30.18180.57756.1573.80.4620.77564.0272.70.52920.79713.49680.77010.89622.5771.30.59370.81833.0866.90.87410.91941.64700.68490.84922.59am==4.83得到相平衡方程y=因为泡点进料，所以q=1且Xq=XF=0.273且q点过相平衡线则yq==0.645Rmin==0.94取操作回流比求精馏塔的气液相负荷1.88×31.48=59.18kmol/hV=(R+1)D=2.88×31.48=90.66kmol/h=L+F=59.18+115.57=174.75kmol/h=V=90.66kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程=+=0.6528Xn+0.3454提馏段操作线方程=1.927Xn-2.614×10-35、逐板计算法求理论板数因为塔顶为全凝器通过相平衡方程求X1=再通过精馏段操作线方程y2=0.6528X1+0.3454=0.9818，如此反复得y1=0.99947x1=0.9749y2=0.9818x2=0.9179y3=0.9446x3=0.7793y4=0.8541x4=0.5482y5=0.7032x5=0.3291y6=0.5603x6=0.2087<0.273当X6<Xq后，改用相平衡方程与提馏段操作方程yn+1=1.927Xn-12.614×10-3计算.如此反复得y7=0.3995x7=0.1211y8=0.2308x8=0.0585y9=0.1101x9=0.025y10=0.0455x10=0.1474y11=0.02578x11=5.45×10-3y12=7.88×10-3x12=1.64×10-3<0.002818可得到进料板位置NF=6总理论板数NT=12<包括再沸器>2、实际板层数的求取精馏段实际板层数：N精==8.3≈9提馏段实际板层数：N提=≈10（不包括再沸器）<四>精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa每层塔板压力降P=0.7KPa进料板压力PF=105.3+0.7×9=111.6KPa塔底压力Pw=PF+0.7×10=118.6KPa精馏段平均压力Pm=KPa提馏段平均压力Pm′=KPa操作温度计算（内插法得）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=64.79℃进料板温度tF=78.3℃塔釜温度tw=99.6℃精馏段平均温度tm=℃提馏段平均温度tm′=℃平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由XD=y1=0.9947通过相平衡方程求得X1=0.9749MVDM=y1M甲+（1-y1）M水=0.9947×32.04+(1-0.9947)×18.02=31.97MLOM=X1M甲+（1-X1）M水=0.9749×32.04+(1-0.9749)×18.02=31.69进料板平均摩尔质量计算通过逐板计算得进料板yF=0.5603，再通过相平衡方程得XF=0.2087MVFM=yFM甲+（1-yF）M水=0.5603×32.04+（1-0.5603）×18.02=25.87KgMLFM=XFM甲+（1-XF）M水=0.2087×32.04+（1-0.2087×18.02）=20.95Kg塔釜平均摩尔质量的计算由Xw=0.002818查平衡曲线得yw=0.01346MVWM=ywM甲+（1-yw）M水=0.01346×32.04+（1-0.01346）×18.02=18.21Kg/KmolMLWM=XWX甲+（1-XW）M水=0.002818×32.04+（1-0.002818）×18.02=18.06Kg/Kmol精馏段平均摩尔质量MVM=MLM=提馏段平均摩尔质量MVM′=MLM′=4、平均密度计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算即精馏段VM=Kg/m提馏段vm′=⑵液相平均密度计算液相平均密度按下式计算即塔顶液相平均密度的计算由tD=64.79℃查手册得甲=747.168Kg/m水=980.613Kg/mLPM=Kg/m进料板液相平均密度计算由tF=78.3℃查手册得甲=735.53Kg/m水=972.82Kg/m进料板液相的质量分率LFM=Kg/m提馏段液相平均密度计算由tw=99.6℃查手册得甲=716.36Kg/m水=958.176Kg/mLWM=Kg/m精馏段液相平均密度为LM=Kg/m提馏段液相平均密度LM′=Kg/m5、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LM=Xii塔顶液相平均表面张力的计算由tD=64.79℃查手册得甲=18.31mN/m水=65.29Mn/mLOM=XD甲+（1-XD）水=0.9947×18.31+0.0053×65.29=18.56mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF=78.3℃查手册得甲=17.0647mN/m水=62.889mN/mLFM=XF甲+（1-XF）水=0.2087×17.0647+0.7913×62.889=53.32mN/m塔釜液相平均表面张力的计算由tw=99.6℃查手册得甲=14.93mN/m水=58.9mN/mLWM=Xw甲+(1-Xw)水=0.002818×14.93+（1-0.2087）×62.889=53.32mN/m精馏段液相平均表面张力为LM=mN/m提馏段液相平均表面张力为LM′=mN/m6、液体平均粘度计算液相平均粘度以下式计算，即LM=Xii塔顶液相平均粘度计算由tD=64.79℃查手册得甲=0.3289mpa.s水=0.4479mpa.sLDM=XD甲+（1-XD）水=0.9947g（0.3289）+（1-0.9947）（0.4479）=—LDM=0.3292mpa.s进料板液相平均粘度计算由tF=78.3℃查手册得甲=0.28193mpa.s水=0.37084mpa.sLFM=XF甲+（1-XF）水=0.2087(0.28193)+(1-0.2087)(0.37084)=—0.4557LFM=0.35mpa.s由tw=99.6℃查手册得甲=0.226mpa.s水=0.289mpa.sLWM=Xw甲+(1-Xw)水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818)(0.289)=-0.5394LWM=0.2888mpa.s精馏段液相平均黏度为LM=mpa.s提馏段液相平均黏度为LM′=mpa.s<五>精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段的气液相体积流率为Vs=m/sLs=m/s提馏段的气液相体积流率为Vs′=m/sLs′=×10-3精馏段umax=式中C由C20求取，C20可通过查图（P129页）筛板塔的泛点关联图的横坐标功能参数取板间距HT=0.35m（通过筛板塔的的泛点关联图）（书P129图10-42）得到C20=0.068C=C20（）0.2=0.068×()0.2=0.07646最大空塔气速umax=取安全系数为0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.8×2.085=1.668m/sD=按标准塔径圆整后D=0.8m（据书P129表10-1）塔截面积为AT=m²实际空塔气速u=(安全系数在允许范围内，符合设计要求)提馏段同理查阅得C20==0.05161查表得HT=0.35mC20′=0.07C′=C20′()0.2=0.07()0.2=0.08602Umax′=C′=0.08602=2.84m/s同上取安全系数0.8u′=0.8Umax′=0.8×2.84=2.272m/sD′===0.6076m圆整取D′=0.8m同上AT′=0.5024㎡实际空塔气速u′=（符合安全系数范围，设计合理）2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（9-1）×0.35=2.8m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（10-1）×0.35=3.15m在加料板上设一人孔，其高度为0.7m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.7=2.8+3.15+0.7=6.65m<六>塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置计算因塔径D=0.8，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘⑴堰长lw取lw=0.6D=0.48m⑵溢流堰高度hw由hw=hL—how选用平直堰，堰上液层高度how=取E=1.03how=mmhow′=mm取板上清液高度为hL=60mmhw=60-7,35=0.05265mhw′=60-11.31=0.04869m⑶弓形降液管宽度wd和截面积Af由查图（P127页弓形降液管的宽度与面积图）得所以Af=0.052AT=0.052×0.5024=0.02612㎡Wd=0.1D=0.1×0.8=0.08m所以依式计算液体在降液管中的停留时间精馏段：=>3~5s（故设计合理）提馏段：′=>3~5s(故设计合理)⑷降液管低隙高度h。h。.=u。=0.08m/s精馏：h。=提馏：h。′=故降液管设计合理，选用凹形受液盘hw=52.65mmhw′=48.69mm2、塔板布置⑴塔板的分块因D≥800mm,故塔板采用分块式，塔板查表可知分为3块⑵边缘区宽度确定取Ws=Ws′=0.04mwc=0.03m⑶开孔区面积计算A=2（）x=—(wd+ws)=R=—wc=故A=2（0.28）=0.3703㎡⑷筛孔计算及其排列选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d。=4.5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3.1d。=3,1×4.5=13.95mm筛孔数目n为n=开孔率=0.907（）2=0.907×（）2=9.44%气体通过阀孔的气速精馏段u。=提馏段u。′=(七)塔板的流体力学验算1、塔板压降⑴干板阻力hc计算：（由查资料附表图3-14干筛孔的流量系数有C。=0.82）①hc=液柱②hc′=液柱⑵气体通过液层的阻力hl及hl′①ua=F。=ua==1.4619/查资料附表图3-15充气系数关联图，由F。=1.4619得=0.59hc=hL=（hw+how）=0.59×（0.05265+0.00735）=0.0354m液柱②ua=F。=ua=/查资料附表图3-15充气系数关联图，由F0=1.258得′=0.62hc′=hL=（hw′+how′）=0.62⑶液体表面张力的阻力h及h计算h=h=气体通过每层塔板的液柱高度hp及hp′计算hp=hp′=气体通过每层塔板的压降Pp及Pp′计算Pp=（设计允许值）Pp′=（设计允许值）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本方案的塔径和液流量均不大，故可忽略页面落差影响。3、液沫夹带液沫夹带量ev及ev′计算按经验，一般hf=2.5hc=2.5×0.06=0.15mev=3.2=3.2=0.07986Kg液/Kg气<0.1Kg液/Kg气ev′=3.2=3.2=0.0489Kg液/Kg气<0.1Kg故在本设计中液沫夹带量ev及ev′在允许范围内4、漏液对筛板塔，漏液气速（）由下式计算①实际孔速u。=19.04m/s>稳定系数K=②实际孔速u。′=18.73>稳定系数K′=5、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd及Hd′应服从下式Hd≤（HT+hw）[取0.5]；Hd′≤（HT′+hw′）（HT+hw）=0.5×（0.35+0.03882）=0.19441m液柱（HT′+hw′）=0.5×（0.35+0.04869）=0.199m液柱而Hd=hp+hL+hd；Hd′=hp′+hL′+hd′板上不设进口堰hd=hd′=hd=0.001m液柱Hd=hp+hL+hd=0.07629+0.06+0.001=0.13729m液柱<0.19441m液柱Hd′=hp′+hL′+hd′=0.0669+0.06+0.001=0.1279m液柱<0.199m液柱故在本设计中不会出现液泛现象（八）塔板负荷性能图1.漏液线由得同理可得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：Ls（Ls′），0.00050.00100.00150.0020Vs，0.3400.3490.3570.364Vs′，0.3340.3360.3380.340由上表数字即可作出漏液线①2、液沫夹带线以=0.1㎏液/㎏气为限，求Vs-Ls关系如下由整理得同理可计算出整理得在操作范围内，任取几个Ls（Ls′）值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表：Ls（Ls′），0.00050.00100.00150.0020Vs，0.8620.8250.7930.766Vs′，0.8640.8220.7860.754由上表得出液沫夹带线②3、液相负荷下限线对于平直堰，取液上液层高度how=0.006m，作为最小液体负荷标准，由下式得取E=1，则同理，据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图③4、液相负荷上限图以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得故据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图④5、液泛线令由式中，故在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表0.00050.00100.00150.00201.2211.1861.1451.0951.3801.3321.2861.240由上表数据即可作出液泛线（5）<九>换热器的设计1、冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500~1500kcal/(㎡.h.℃)本设计取k=600w/(㎡.℃)出料温度：64.6℃（饱和气）→（饱和液）64.6℃冷却水温度：30℃→40℃逆流操作：t1=34.6℃t2=24.6℃tm=传热面积：A=在此温度下，查化工原理<第三版>附录得甲=1200KJ/Kg，水=2378KJ/KgQ===1.094×0.6657×[0.9947×1220+（1-0.9947）×2378]=0.7303×1226=895.35KJ/sA=设备型号公称直径公称压力管程数管子根数中心排管数管程流通面积换热管长度计算换热面积25×2.5600mm1.6MPa2232160.0364㎡3000mm52.8㎡2、再沸器的选择选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=600w/(㎡.℃)料液温度：99.6℃→100℃热流体温度：120℃→120℃逆流操作：t1´=20℃t2´=20.4℃tm´===同上´=v´Vs´=0.8427×0.6586=0.555Kg/s´=xw甲+（1-xw）水查表知此温度下甲=1100KJ/Kg水=2400KJ/Kg´=0.002818×1100+（1-0.002818）×2400=2396KJ/Kg´=´´=2396×0.555=1329.8KJ/sA´=设备型号公称直径公称压力管程数管子根数中心排管数管程流通面积换热管长度计算换热面积25×2.5700mm4.00MPa4322210.0253㎡4500mm111.2㎡（十）馏塔接管尺寸计算1、接管①进料管的结构类型很多，本设计采用直管进料管，管径计算如下：D=取=1.6m/s25℃进料，此温度下甲=786.9Kg/m3水=996.95Kg/m3LP=Vs=D=查标准系列取32×3②回流管采用直管回流管取uR=1.6m/sDR=查表取89×4③塔釜出料管取uw=1.6m/sDw=查表取38×3④塔顶蒸气出料筒直管出气，取出口气速u=20m/sD=查表取273×8⑤塔釜进气管采用直管取气速u=23m/sD=查表取273×8⑥法兰本设计常压操作，采用进料管接管法兰2、筒体与封头①筒体壁厚选6mm，所用材质为A3②封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=800mm,曲面高度200mm，直边高度25mm，内表面积0.757㎡，容积0.08m，选取风同样DN800×6。（选自《常用化工单元设备设计》附表1（A）椭圆封头尺寸与质量（J