陈强甲醇水分离过程填料精馏塔设计Word下载.docx
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甲醇-水属于难分离物系，选用填料精馏塔的分离效率较高，容易满足生产要求
1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，一般采用连续精馏流程。
精馏是分离液体混合物最常用的一种操作，它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发组分由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。
精馏对塔设备的要求大致包括：
一：
生产能力大：
即单位塔截面可通过较大的汽、液相流率，不会产生液泛等不正常流动。
二：
效率高：
汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率。
三：
流动阻力小：
流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作时易于达到要求的真空度。
四：
有一定的操作弹性：
当汽、液相流率有一定的波动时，两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化。
五：
结构简单，造价低，安装检修方便。
六：
能满足物性每些工艺特性，如腐蚀性、热敏性、气泡性等特殊要求。
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。
甲醇常压下的沸点为64.7℃，故可采用常压操作。
用30℃的循环水进行冷凝。
塔顶上升蒸汽用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储槽。
因所分离物系的重组分为水，故选用直接蒸汽加热方式，釜残液直接排放。
甲醇-水物系分离难易程度适中，气液负荷适中。
设计中选用金属散装阶梯环Dn38填料。
因废甲醇溶液中含有少量的药物固体微粒，应选用金属散装填料，以便定期拆卸和清洗。
阶梯环是对鲍尔环的改进。
与鲍尔环相比，阶梯环高度减少一半，并在一端增加了一个锥型翻边。
由于高经比减少，使的气体绕填料外壁的平均路径大为缩短，减少了气体通过填料层的阻力。
锥型翻边不仅增加了填料的机械强度，而且使填料之间由线接触为主变为点接触为主，这样不但增加了填料间的空隙，同时成为液体沿填料表面流动的汇集点，可以促进液膜的表面更新，有利于传质效率的提高。
阶梯环的综合性能优于鲍尔环，成为目前所使用的环型填料中最为优良的一种。
同类填料，尺寸越小，分离效率越高，但阻力增加，通量减小，填料费用增加很多。
而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低，根据计算故选用Dn38规格的。
温度/℃
液相中甲醇的摩尔分数
气相中甲醇的摩尔分数
100
75.3
0.4
0.729
96.4
0.02
0.134
73.1
0.5
0.779
93.5
0.04
0.234
71.2
0.6
0.825
91.2
0.06
0.304
69.3
0.7
0.87
89.3
0.08
0.365
67.6
0.8
0.915
87.7
0.1
0.418
66
0.9
0.958
84.4
0.15
0.517
65
0.95
0.979
81.7
0.2
0.579
64.5
1
78
0.3
0.665
2精馏塔的物料衡算
2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量：
MA=32.04kg/kmol
水的摩尔质量:
MB=18.02kg/kmol
XF=（0.46/32.04）/[0.46/32.04+0.54/18.02]=0.324
XD=（0.997/32.04）/[0.997/32.04+0.003/18.02]=0.995
XW=（0.005/32.04）/（0.005/32.04+0.995/18.02）=0.0028
2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.324*32.04+（1-0.324）*18.02=22.56kg/kmol
MD=0.995*32.04+（1-0.995）*18.02=31.97kg/kmol
MW=0.0028*32.04+（1-0.0028）*18.02=18.059kg/kmol
2.3物料衡算
废甲醇溶媒的处理量为3吨/小时，
原料处理：
F3000/22.56=132.98kg/h
总物料衡算:
132.98=D+W
甲醇物料衡算:
132.98*0.324=0.995D+0.0028W
解得:
D=43.69kmol/h
W=89.29kmol/h
3塔板数的确定
3.1甲醇-水属理想物系,故可用图解法求理论板层数.
3.1.1由以知的甲醇-水物系的气液平衡数据,绘出x-y图.
3.1.2求最小回流比及操作回流比
泡点进料，q值为1，
采用作图法求最小回流比:
在x-y图中对角线上，自点e（0.324,0.324）作垂线即为进料线.该线与平衡线的交点坐标:
yq=0.682，xq=0.327.
故最小回流比;
Rmin=（xD–yq）/（yq–xq）=（0.995-0.682）/（0.682-0.324）=0.85.
R=（1.1~2.0）Rmin,故取操作回流比:
R=1.5
3.1.3求精馏塔的气液相负荷
L=R*D=1.5*43.69=65.535kmol/h
V=（R+1）*D=L+D=109.225kmol/h
L’=L+F=66.535+132.98=198.515kmol/h
V’=V=109.225kmol/h
气相组成:
y1=0.995液相组成:
x1=0.992
精溜段的操作线方程为y=0.6x+0.398
提溜段的操作线方程为y’=1.82x-0.004
3.1.4采用图解法求理论板数
如图所示,
由图求解结果为：
总理论板数:
NT=11进料位置为:
NF=8.
3.2全塔效率E
绘出甲醇-水的气液平衡数据作t-x图,查得:
塔顶温度:
t=64.8℃
塔釜温度:
t=99.6℃
进料温度:
t=76.5℃
精馏段的平均温度为tm=（64.8+76.5）/2=70.65℃
提留段的平均温度为t’m=（99.6+76.5）=88.05℃
水的重要物理性质
温度t/
（℃）
密度ρ/（kg/m3）
黏度μ/（mPa.s）
张力σ/（mN/m）
比热容Cp/（Kj/kg.k）
20
998.2
1.005
72.60
4.183
60
983.2
0.4688
66.20
4.178
70
977.8
0.4061
64.30
4.187
80
971.8
0.3565
62.60
4.195
90
965.3
0.3165
60.70
4.208
958.4
0.2838
58.80
4.220
甲醇的重要物理性质
804.8
0.5800
22.07
761.1
0.3440
17.33
749.4
0.3070
16.18
737.4
0.2770
15.04
7249
0.2500
13.91
712.0
0.2280
12.80
3.3实际塔板数的求取
精馏段实际板层数:
N=N/E=7/0.47=14.8≈15块
提留段实际板层数:
N=N/E=4/0.47=8.5≈9块.
4精馏塔的工艺条件及物性数据的计算
4.1工艺条件
塔顶压力:
P=101.3+4=105.3Kpa.
操作温度:
塔顶温度:
4.2平均摩尔质量
塔顶平均摩尔质量:
XD=y1=0.995.由曲线（X-Y图）得:
X1=0.992.
MVDm=0.995*32.04+（1-0.995）*18.02=31.97kmol/h
MLDm=0.99*32.04+（1-0.99）*18.02=31.93kmol/h
进料板层平均摩尔质量:
查X-Y图得:
YF=0.545.XF=0.17.
MVF=0.545*32.04+（1-0.545）*18.02=25.66kmol/h
MLF=0.17*32.04+（1-0.17）*18.02=20.40kmol/h
塔底平均摩尔质量:
XW=0.0028.YW=0.014
MVW=0.014*32.04+（1-0.014）*18.02=18.22kmol/h
MLW=0.0028*32.04+（1-0.0028）*18.02=18.06kmol/h
精馏段平均摩尔质量:
MVJ=（M+M）/2=（31.97+25.66）/2=28.815kmol/h
MLJ=（M+M）/2=（31.90+22.40）/2=26.165kmol/h
提馏段的平均摩尔质量
Mvt=（25.66+18.22）/2=21.94kmon/h
Mlt=（20.40+18.06）/2=19.23kmol/h
4.3平均密度计算
（1）.气相平均密度:
ρv,m=
（PmMVJ）/RTm=（101.3*28.815）/[8.314*（70.65+273.15）]=1.02kg/m3
提留段的蒸汽密度：
ρY，m=Mv，wPm/[R（T0+tT）]
=（101.3*21.94）/[8.314*（273.15+88.05）]=0.74kg/m3
（2）.液相平均密度计算:
液相平均密度依下列式计算:
1/ρlm=∑αi/ρi
塔顶液相平均密度计算:
由t=64.8℃查手册得:
ρ甲醇=753kg/m3ρ水=981kg/m3
ρlDm=1/[（0.995/753）+（0.005/977）]=756.8kg/m3
进料板液相平均密度:
由t=76.5℃,查手册得:
ρ甲醇=739kg/m3ρ水=973kg/m3
进料板液相的质量分率：
a甲醇=0.17*32.04/[（0.17*32.04）+（0.83*18.02）]=0.2352
ρlFm=1/[（0.267/739）+（0.733/973）]=897.15kg/m3
手册得在99.6℃时水的密度为：
ρ水=958kg/m3ρ甲醇=714kg/m3
ρlWm=1/[（0.003/714）+（0.997/958）]=961.28kg/m3
精馏段液相平均密度为:
ρlJ=（756.8+897.15）/2=826.97kg/m3
提留段液相平均密度：
ρlT=（897.15+961.28）/2=929.215kg/m3
4.4液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算:
δ=∑xi/δi
塔顶液相平均表面张力的计算:
σH2O=64.96mN/mσCH3OH=16.58mN/m
δlDm=0.995*16.58+0.005*64.9=16.8216mN/m
进料板液相表面张力的计算:
由t=76.5℃查手册得:
σ甲醇=15.61mN/mσ水=63.8mN/m
σlFm=0.17*15.61+0.83*62.8=54.777mN/m
塔釜液体的表面张力接近水的表面张力，
由t=99.6℃查手册得：
σ水=58.9mN/mσ甲醇=13.01mN/m
σlwm=13.01*0.003+0.997*58.9=58.76mN/m
精馏段液相平均表面张力为:
σlT=（16.8216+54.777）/2=38.50mN/m
提留段液体平均表面张力为：
σlT=（58.76+54.777）/2=56.77mN/m
4.5液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算,即:
lgμm=∑xilgμi
由t=64.8℃查手册得：
μ甲醇=0.320mpasμ水=0.4355mpas
lgμlDm=0.995*lg0.32+0.005*lg0.4355
解出：
μlDm=0.3205mpas
进料板液相平均粘度的计算：
由t=76.5℃查手册得：
μ甲醇=0.272mpasμ水=0.3478mpas
lgμlFm=0.17*lg（0.272）+0.83*lg（0.3573）
μlDm=0.3336mpas
塔釜液体的粘度，由t=99.6℃查手册得：
μ甲醇=0.2280mpasμ水=0.2838mpas
lgμlwm=0.003*lg（0.2280）+0.997*lg（0.2838）
μlWm=0.284mpas
精馏段液相平均粘度为：
μlJ=（0.3573+0.3205）/2=0.3389mpas
提留段液相平均粘度为：
μlT=（0.284+0.3573）/2=0.3207mpas
5精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5.1塔径的计算
采用气相负荷因子法计算适宜的空塔气速。
5.1.1精馏段塔径计算
L=65.535kmol/hV=109.225kmol/h
液相质量流量WL=65.535*31.90=2090.57kg/kmol
气相质量流量WV=109.225*31.97=3491.92kg/kmol
Eekert通用关联图的横坐标为：
ψ（WL/Wv）/（ρv/ρL）0.5
=（2090.57/3491.92）*（0.8086/756.8）0.5=0.02
由贝恩—霍根关联式填料的泛点气体速度可由贝恩—霍根关联式计算得
lg[（u0.2Fatρvμ0.2L）/（gξ3ρL）]=A-K（WL/WV）1/4（ρv/ρL）1/8
查表得：
A=0.1K=1.75a=109ξ=0.96
解得uF=4.1852m/s安全系数取0.8
u=0.8uF=0.7*4.1852=3.35m/s
D=（4qv,v/∏u）0.5=[4*1.1995/3.14*3.738]=0.601m圆整为700mm
此时，u=0.9509*4/∏D2=（4*1.1995）/（3.14*0.7*0.7）=2.47m/s
u/uF=3.12/5.34=0.58，在如许范围内，
提溜段的塔径计算：
L’=198.515kmol/hV’=109.225kmol/h
液相质量流量W’L=198.515*18.06=3585.18kg/kmol
气相质量流量W’V=109.225*18.22=1968.23kg/kmol
lg[（u0.2Fatρvμ0.2L）/（gξ3ρL）]=A-K（W’L/W’V）1/4（ρv/ρL）1/8
umax=4.80m/s,u=0.8umax=3.84m/s
D=（4qv,v/∏u）0.5=0.495m
液体喷淋密度校核，
精馏段的液体喷淋密度为
U=（2092.58/826.97）/（0.785*0.49）=6.578m3/（m2·
h）>
0.2m3/（m2·
h）
精馏段的空塔速度为
u=（3491.92/1.02）/（0.785*0.49*3600）=2.488m/s
提馏段的液体喷淋密度为
u=（3585.18/929.215）/（0.785*0.49）=10.03m/s,
提馏段的空塔速度为
u=（1968.23/0.74）/（0.785*0.49*3600）=1.92m/s
5.2填料层高度计算
Z=HETP*NT.
精馏段的高度为：
Ln（HETP）=h-1.292lnδl+1.47lnμlHETP=0.93726
查表有:
精馏段填料层高度为：
h=7*0.9067=6.56m
Z′精=1.25*6.56=8.20m
提留段填料层高度为：
Z提=4*0.4764=2.02m
Z′提=1.25*2.02=2.382m
设计取精馏段填料层高度为9m,提留段填料层高度为3m
对于金属鲍尔环散装填料,要求h/D=5～10.hmax≤6m.
取h/D=6,则h=5*700=3500mm.
6填料层压降计算
金属鲍尔环散装填料
采用Eckert通用关联图计算填料层压降.
（u2ФΨ/g）*（ρv/ρL）μ0.2L
=[3.122*160*（ρ水/ρL）/9.81]（1.02/756.8）*0.3320.2=0.1185
查图有,横坐标为:
（Wl/Wv）（ρv/ρl）0.5=0.02.
△P/Z=80*9.81=784.8Pa/m.
精馏段填料层压降为:
ΔP精=784.8*9=7.063KPa
提留段填料层压降为:
△P/Z=25*9.81=245.25Pa/m
Δ提馏段的P提=245.25*3=0.735KPa
填料层总压降为:
ΔP=7.063+0.735=7.8KPa
液体分布器简要设计，散装填料，D=700mm，分布点密度选180点/m2
布点个数n=180*0.7*0.7=88.2≈89点。
布液计算由Ls=（π/4）d02nΦ（2g△H）0.5Φ取0.6，△H=160mm.
得d0=[4Ls/πnΦ√2g△H）]0.5解d0=0.0032mm,取d0=3.2mm.
管径的计算
1，出料口的计算
WV=109.225*31.97=3491.92kg/kmol
qv,s=WV/ρ=（3491.92/3600）/1.02=0.951kg/m3
饱和蒸汽进料，选u=30m/s,
d=（4qv,s/πu）0.5=（4*0.951/3.14*30）0.5=0.201m=201mm.
由化工原理上册附录十七与十八，查得，选用Φ203mmx6mm的无缝钢管，其内径di=（203-2*6）=0.191mm,重新核算速度，
u=[4*0.9591/（3.14*0.191*0.191）]=33.2m/s
2,回流管径的计算
qv,s=WV/ρ=（2092.53/3600）/756.8=7.67x10-4kg/m3
选u为1m,d=（4*7.67x10-4/πu）0.5=（4*7.67x10-4/3.14*1）0.5=0.0301m=31mm.
选用Φ32mmx3mm的无缝钢管,内径di=（32-2*3）=26mm,
重新核算速度，u=[4*7.67x10-4/（3.14*0.026*0.026）]=1.445m/s
3,进料口的管径的计算
ρ=897.15kg/m3,质量流量Wl=3585.18kg/h
qv,s=（3585.18/3600）/897.15=1.11x10-3。
进料口u选1.5m/s
d=（4qv,s/πu）0.5=0.0307m/s,选用Φ50mmx3mm的无缝钢管。
u=[4*1.11x10-3/（3.14*0.042*0.042*）]=0.8m/s。
4，出料口的管径的计算。
质量流量qm,s=89.29*18.06=1612.577kg/h，qv,s=（qm,s/3600）/897.15=4.99x10-4m3/s。
u选1.5m/s，d=（4qv,s/1.5π）0.5=20.59mm,选用Φ25mmx3mm的无缝钢管。
u=[4*4.99x10-4/（3.14*0.019*0.019）]=1.76m/s。
5．筒体厚度，内最大有3个大气压，内径Di=700mm,Pc=0.3MPa，
材料Q235C，[σ]t=125Mpa,Ф=0.8（局部无损检测，单面焊接）
计算厚度δ=（PcDi）/[2[σ]tΦ-Pc]=（0.3*700）/[（2*125*0.8）-0.3]=1.05
C1=0.25mmC2=1.0mm,
δn=0.25+1.0+1.05+圆整量=3mm,炭素钢的厚度要大于4mm,所以取6mm
校核水压实验强度，[σ]t=p（Di+δe）/2δe≤0.9σs
Δe=6-1.25=4.75mm,σs=235MPa,
则σt=（0.375*704.75）/（2*4.75）=27.8MPa
0.9σs=0.9*0.8*235=169MPa.可见σt﹤0.9σs，所以水压实验强度足够。
6采用椭圆形封头，厚度为6mm,为防止壁流效应，使气液分部不均，还应设置液体分布装置。
精馏段需要两个液体分布装置，提馏段要一个。
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