甲醇水二元混合物连续筛板精馏装置的设计.doc

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1、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馏装置的设计学院：生环学院专业：环境科学年级：2006级设计人：指导人：日期：目 录一、概述 41 设计原始条件 42 板式塔类型 43. 工艺流程选定 4二、精馏塔的物料衡算 5三、经济费用估算 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 10四、精馏塔塔体工艺尺寸计算 12五、塔板主要工艺尺寸及流体力学性能计算 1. 塔径初选 132 塔径初步核算 143 堰及降液管设计

2、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9. 计算结果整理六、塔板相关物性数据的计算七、描绘负荷性能图八、 附属设备的设计 211. 塔高计算2. 泵的设计和选型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 26参考文献学习总结 28图一数据 见附录一化工原 理附录 四，附录六一概述1. 设计原始条件：（1）操作条件精馏塔操作压力：常压蒸汽压力（绝压）：5 kgf/cm 2年生产时间：8000小时冷却水温度：30 E冷却水温升：5C（2）设计数据：原料

3、液处理量：1.4万吨/年原料液初温：30 E原料液含甲醇：45% （质量） 镏出液含甲醇：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。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

4、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：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。 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。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

5、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馏塔。（1） 对于二元混合物的分离，根据生产规模和产品质量要求， 选用板式塔连续精馏流程。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 泡点后送入精馏塔内。（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，为减少镏出液组分的挥发，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

6、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。二精馏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：镏出液的摩尔分率为：原料液平均摩尔质量为：镏出液平均摩尔质量：原料液处理量为：根据甲醇回收率：耳二Dxd =99.9%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 ：x78.02 0.315 25 0.9

7、82 亠 53.02 =0.00046三经济费用估算1. 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=77.6 C此时进料状况参 数 q=1，所以q线方程为：x=Xf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：2. 精馏塔气、液相负荷：精馏段：L =R D =1.19 25 =29.7(kmol/h)提镏段：LJL qF =30.75 78.02 =107.72(kmol/h)3. 精馏、提镏段操作方程：精馏段操作方程为：提镏段操作方程为：精馏线与提镏线相交于点d(0.315,0.620 )4

8、. 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馏段、提镏段操 作线方程，交替计算。相平衡方程为：求得结果为，N =16.5块，从第10块板进料。5. 总板效率Et和实际板数Nk由图一查得，xD =0.982 时，tD =66 C , Xw 二 0.0005 时，tw =100 C精馏段平均温度t 66 77.6亠2 = 71.8 C提镏段平均温度t2二77.6 100 -：-2 =88.8 C所以，全塔平均温度t =(71.8 88.8) “2 =80.3 C,对应=3.8177.6 C 时P水=0.365cp卩甲醇=0.285cp总板效率为：Et = f 049(& )亠245=1

9、.1 汉 0.49 汉(3.81 域 0.3398)245 = 0.506力卩料板二 N110 =19.8 二 20Et0.5066. 塔径估算以塔顶第一块板为计算对象。6.1计算气体、液体密度匚、塔顶的压力通常可认为是一个大气压，常压下甲醇沸点为64.5 C气相摩尔质量为：MV =M D =31.79(kg/kmol)由相平衡方程 x 二 2.2589y -1.263，0.5 ： x ： 1，计算得：x1 =2.2589 0.982 -1.263 =0.956 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64.5 C,由t=64.5 C,查得 甲醇密度763.62kg/m3

10、 水的密度980.77kg/m3所以液体密度为：6.2液体的平均表面张力计算 查表，t = 64.5 C时查得甲醇：;=16.81mN/m 水：;=65.36mN/m6.3塔内气速和液速计算及C20的确定气速计算：Vs = VMl54.69 31.793 /、0.421(m /s)3600 厲3600 1.147液速计算：Ls - LML-29.7 31.41 - 0.00034(m3/s)3600 注3600 764.64设板间距H T二350mm，hL = 50mm，贝U H T - hL = 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u =0.78u 7

11、78 1.47 =1.147(m/s)计算塔径为：圆整后为D =0.7m塔截面积 A =3.140.7 2 2 二 0.385(m2)实际气速 u实二Vs/At =0.421/0.385 =1.109(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7.1塔体费用CDCd =13290D1.2N =13290 0.71.2 33 =285862 元7.2换热器设备费用(1)预热器采用绝对压力为5 kgf/cm 2 (约为490kPa)的水蒸气逆流加 热，蒸气温度为150.9 C,利用蒸汽潜热将原料从30C加热至77.6 C, 水蒸气只发生相变，温度不变。质量流量 mF 二 1

12、4000000 = 0.486(kg/s)8000 * 3600查得 Cp,c,甲醇=2.48 kj/(kg K)Cp,c，水=4.183 kj/(kg K)xF =0.45求得 Q1 =mCpC(tc2 tc1) =0.486 3.42 (77.6 - 30) =79.06kwth =150.9 CtC1 = 30 Ctc2 二 77.6 C由于逆流操作,二鮎=th -tC2 - 73.3 Cit?=切-tC1 = 120.9 C址2 厶titmt.2In 129一73.3= 95.12 Cln120973.3选择传热系数2K 400 w/(m传热面积为AQ1 (K：tm)-K)79.06

13、100022.08m400 95.12(2)冷凝器甲醇蒸馏出来进入冷凝器, 变。只发生气相到液相的变化，温度不塔顶质量流量mv = VM V3600駕。;7948%t =64.5 C时，查得甲醇的汽化潜热r甲二1101kj/kg水的汽化潜热r水 =2344.6kj/kg冷凝水进水温度tci =30 C出水温度仁2 =35 C由于逆流操作, =64.5 35 =29.5 C :t2 = 64.5 30 = 34.5 C1 = 3495=31.93 cIn选一氏1冷凝器选择传热系数K 600 w/(m2 K)冷凝器传热面积 A2 =Q2/(KAtm) =537.77；1000 =28.07m600

14、 汇 31.93ln 34529.5冷却器本工艺设定产品从冷却水从进口温度64.5 C冷却到40C时30 C到35 C时由于逆流操 作 , 耳=64.5 -35 = 29.5 Ct2 =40 -30 =10 C选7 /驚JO am . t229.5In In:-.t,10冷却器传热系数取K 600 w/(m2 K)冷却器传热面积 A3 =Q3.(K：tm) =13.41 1000 = 1.86m2;400x18.02(4)塔底再沸器最后一块板的Xn =0.0005，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150.9 C.t =150.9 -100

15、 =50.9 C100C时，水的汽化潜热100 = 2258.4kj/kg 再沸器传热系数取K 800 w/(m2 K)(5)换热器总费用总传热面积 A = A A2 A3 A, =48.52m2换热器费用CF =2000A = 2000決=97046元7.3冷却水费用30C时，Cpc水=4.174kj /(kg K)：t=5 CCw =26.41 3600 8000 0.5/1000 = 380312 元/ 年7.4蒸气费用150.9 C时，水的潜热 心0.9 =2115.4kj/kgCs =0.3553 3600 8000 70/1000=716372 元/ 年 7.5年总费用C 33 (

16、Cd Cf) 1.05Cs Cw 258862 元/ 年四精馏塔塔体工艺尺寸计算1. 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。2. 精馏塔气、液相实际负荷：精馏段：L 二 R D =0.93 25 = 23.33(kmol/h)提镏段：L = L qF =23.33 1 78.02 = 101.35(kmol / h)3. 精馏、提镏段操作方程: 精馏段操作方程为： 提镏段操作方程为：精馏线与提镏线相交于点d(0.315,0.656 )4. 理论塔板数N采用逐板计算法，用拟合的相平衡方程及精馏段、提镏段

17、操作线方程交替计算。运用Excel求得结果为：N =22.1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1. 塔径初选以第一块板气液相组成为例，设板间距 HT =350mm , hL =50mm，贝U HT -hL =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D = 0.7mD=700mm2. 塔径初步核算 因塔径D=0.7m所以可选取单溢流弓形降液管，查表,时，得塔截面积 At = 0.7854m2塔板间距HT =350mm堰长lw =466mm 管宽Wd二 87 mm降液管面积A

18、f = 0.0248m2Af IA = 6.9% lw/D =0.666a. 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3. 堰及降液管设计a. 堰长 lw =650mmb. 上清液层how的计算由查得液流收缩系数E= 1.032，贝Uc. 板上清液层高度hL的计算设 hL、0.05mhw = hL how = 0.05 - 0.00473 二 0.045272m经圆整取m=50mmhL = hw how 二 0.050 0.00473 二 0.05473md. 降液管底部距下一板的间距 ho4. 孔布置. 筛孔选择取 do = 4mmt/d0 =3.4 则t = 13.6mm由

19、图得Ao/Aa082b. 边缘区确定，取 Ws = 0.065mWC = 0.035m由图得Aa = 0.23m2贝U A0 =0.23 0.082 =0.019m2c. 孔数nn 二 n Aa由 图 得n二 6000个n =6000 0.23 =1380个5. 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：=3mm d0/、： =1.133 由图得 G= 0.84b.有效液层阻力hl筛孔动能因数 F0 二=19.73.1.147 = 21.13 1由图得有效液层阻力h = 0.043m液柱贝U hp =hc h =0.04220.

20、043 = 0.0852m液柱7. 校该液泛情况8.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A020.0443m6外堰高hw0.05m15塔板压降0.0852m 液柱7板上清液高度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六塔板相关物性数据计算1. 计算示例：（以精馏段最后一块板，即理

21、论塔板第15块板为例）压力 P =101.3（15 -1） hp =101.3 14 0.725 =111.45kpa根据气液相组成分数查表，得沸点77.5 C气相密度驚111.45 27.528.31477.5273.153= 1.052kg/m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 “48.33 27.523600 1.052=0.351m3/s液相流量LsLML = 2333 2247 =0.000167m3/s 3600 ?l3600 868.757液体的平均表面张力计算由 t = 77.5 C 查得甲醇=15.325mN

22、/m ；一 -63.01mN/m液体的平均黏度计算由 t = 77.5 C 查 得甲醇 =0.285mPa/s -63.01mPa/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Wom=4.4C。_0.0056_0.13hL 二 h； ”PVK = W（ K 取 1）WOM得方程 V2 =404733.6 26724.87L2/32. 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 =（V 2/3 广2270.702 -14.67L3. 液泛线根据式Hd = Hhw一般门=0.5得方程 487.6L2/3 3.3978L20.

23、00235V2 =107004. 液相上限线根据式 E = AHle = 5sLS解得 L = 6.2496m3/h5. 液相下限线2 84l根据式 how 1.032( )2/3hw = 6mm1000lw解得 L =1.365m3/h6. 操作线根据 Ls =0.0002652m3/s Vs =0.372m3/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)，精馏段15.2块，提馏段6.9块。实际精馏段-N一一22.1一 43.67块，取44块，第30块板进料

24、， 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4 1.20.750.8 4(43 -4) 0.35 44 0.003 = 22.94m2. 泵的设计和选型(1).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 r=995.7kg/m3，甲醇= 794.3kg/m3假设液体流速为1.2m/s选取管道d = 32mm b = 3.5mm 即32 3.5mm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=0.75 2 = 1.5泵排出管路上安装一个摇板式止回阀 入塔前安装一个半球心

25、阀 流量计上下各安装一个全开球心阀 预热器阻力:-2；-9.5；-6.4 2 = 12.8；二 9.6所以 总= 1.5 29.5 12.89.6 =35.4进料口离地面高度:30C 时水=0.8007cp丄已醇=0.503cpRe在3000 3000000范围内且粗糙管内径为 25mm的新钢铁管，可用以下公式：hp =0.7252kPa P=29 0.7252 = 21.03kPa选取泵 IS50 32- 200汽蚀余量 h =2.0m Q = 3.75m3/hh 13.1m(2).回流泵原料温度为64.5 C,查得：甲醇卜=763.62kg/m3 水3卜-980.77kg/m假设流体流速为

26、0.8m/s选取25mm 2mm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=0.75 3 = 2.25泵排出管路上安装一个摇板式止回阀:二 2回流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全凝器的阻力；：-12所以；总=2.25 29.5 12.8 12 =38.5564.5 0时4水=0.4386cp卩甲醇=0.327cpmdPU0.021x767.908x0.766 “c” “cc 芹沖注Re 3 37217.74 a 4000 属于湍流卩0.3319x10所以人=0.1 0.00095 + 更严3 =0.0258Re

27、选取泵 IS50 32- 125汽蚀余量 ih = 2.0m Q = 3.75m3/hhe = 5.4m名称型号汽蚀余量m流量m/h扬程he原料泵IS50 32 2002.03.7513.1回流泵IS50 32 1252.03.755.43.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A = 2.07m得 A= 2.07 X 1. 05= 2.1817m2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

28、算得到的冷却器的面积A = 1.86m2得 A= 1.86 X 1.05= 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 A二14.597m2得 A= 14.597 X 1.05 = 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150.014518.6

29、20006. 全凝器选用蒸汽走壳程，馏出液走管程，水定性温度30 35 /2 =32.5 C,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”32mm 3.5mm的热轧无缝钢管，且流速u =1.142m/s符合要求b. 出料管一般可取塔底出料管的料液流速 5为0.51.5 m/s，循环 式再沸器的料液流速可取1.01.5 m/s，（本设计取塔底出料管的料液流速U为0.8 m/s）应该选取1

30、8mm 1.5mm的冷拔无缝钢管c. 塔顶升汽管操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速u为1220 m/s,设 u =10m/s应选取两根114mm 4mm并联作为排气管d. 回流管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 3可取0.20.5 m/s当用泵输送时，可取1.52.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内,流速3取0.5 m/s)应选取32mm 2.5mm的热轧无缝钢管附：汽液平衡数据Xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9

31、580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825参考文献1 .化工原理何潮洪冯霄主编科学出版社(1) 附录四水的重要物性(2) 附录五 饱和水蒸汽的物性(3) 附录九管子规格(4) 附录十 离心泵的规格2. 石油化工基础数据手册(5) 表26 - 2液体性质3. 化学化工物性数据手册有机卷(6) 表11.4.3 醇类水溶液的表面张力(7) 表11.6.1甲醇水溶液的沸点(8) 表11.8.7甲醇水溶液的比热容(9) 表11.10.1醇类的汽化热4. 化工原理课程设计板式塔指导书浙江工业大 学化工

32、原理教研室(1)表7-3单流型塔板系列参数(2) 图7-6弓形的宽度和面积(3) 图7-8液流收缩系数(4) 图8-2开孔面积和开孔区面积(5) 图8-3求开孔区面积 Aa图(6) 图8-4筛孔数的求取(7) 图8 -5干筛孔的流量系数(8) 图8-6液层有效阻力学习总结:我通过此次设计，对精馏塔筛板塔的工作原理和设计的流程有了进一步的了解，同时 也在设计过程中发现了以前课堂学习所不能发现的问题，并通过和同学的交流解决了其中 的一部分。因为本人的学习效率问题，所以在设计过程中，进度总是比其他同学慢一些，在设计 过程中仍存在很多问题，所以导致最后未能圆满完成老师的设计要求。最主要的问题是在负荷性

33、能图的绘制部分，液相下限我总是调不过去，所以实际操作总不在操作区间内。关于这个公式how = 2.84 E(-)2/3 how = 6mm时，要使液相下1000 lw限向左移，只能使lw减小，参考设计资料表，D=700mr时，lw最小为400.8，我试过了， 操作点还是在外面，如果再小，就要使 D=600mmT，但是我公式中计算出来的 D=643mm后来有试过调整回流比，1.4Rmin时，Ls与Vs都增大，所以计算所得how大于6mn， 由于时间原因，未进行手算，但是软件计算的结果任然是操作点在外面。我自己有在后来 更改的时候检查我在 Excel上列的计算表，又少数几个小的错误的链接，但是更正后，也 不能得到理想的结果。虽然有问过同学，但是我还是没办法，所以请老师指正吧。在计算过程中，总是会因为不时的粗心而造成返工，有时很容易失去耐心。所以通 过这次的设计让我明白设计是很考验一个人的耐力的工作，并且也意识到自己在耐力上的 缺点。2009年7月4日