228843甲醇水溶液连续筛板精馏塔设计.docx

228843甲醇水溶液连续筛板精馏塔设计.docx

《228843甲醇水溶液连续筛板精馏塔设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《228843甲醇水溶液连续筛板精馏塔设计.docx（42页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。

228843甲醇水溶液连续筛板精馏塔设计

设计题目名称：

甲醇---水溶液连续筛板精馏塔设计

设计条件：

1．处理量：

50000t/年；

2．料液组成（质量分数）：

40%；

3．塔顶产品组成（质量分数）：

93.0%；

4．塔顶易挥发组成回收率：

99.5%；

5．年工作生产时间：

330天；

6．全塔总效率：

60%。

设计内容：

１．设计方案的确定：

（1）常压精馏；

（2）进料状态：

泡点进料；（3）加热方式：

塔底间接加热，塔顶全凝；（4）热能的利用。

２．工艺计算：

（1）物料衡算；

（2）热量衡算；（3）回流比的确定；（4）理论塔板数的确定。

3．塔板及其塔的主要尺寸的设计：

（1）塔板间距的确定；

（2）塔径的确定；（3）塔板的布置及其板上流流程的确定。

4．流体力学的计算及其有关水力性质的校核。

５．板式精馏塔辅助设备的选型。

６．绘制带控制的点工艺流程图及精馏塔设备的条件图。

编写设计说明书

厂址：

长沙地区

设计任务

完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统带控制点的工艺流程图及其精馏塔设备的工艺条件图，编写设计说明书。

设计时间安排

2006.5.29----2006.6.16

附：

汽液平衡数据

x

y

x

y

x

y

0.00

0.000

0.15

0.517

0.70

0.870

0.02

0.134

0.20

0.579

0.80

0.915

0.04

0.234

0.30

0.665

0.90

0.958

0.06

0.304

0.40

0.729

0.95

0.979

0.08

0.365

0.50

0.779

1.00

1.000

0.10

0.418

0.60

0.825

符号说明：

英文字母

Aa----塔板的开孔区面积，m2

Af----降液管的截面积,m2

Ao----筛孔区面积,m2

AT----塔的截面积m2△PP----气体通过每层筛板的压降

C----负荷因子无因次t----筛孔的中心距

C20----表面张力为20mN/m的负荷因子

do----筛孔直径u’o----液体通过降液管底隙的速度

D----塔径mWc----边缘无效区宽度

ev----液沫夹带量kg液/kg气Wd----弓形降液管的宽度

ET----总板效率Ws----破沫区宽度

R----回流比

Rmin----最小回流比

M----平均摩尔质量kg/kmol

tm----平均温度℃

g----重力加速度9.81m/s2Z----板式塔的有效高度

Fo----筛孔气相动能因子kg1/2/（s.m1/2）

hl----进口堰与降液管间的水平距离mθ----液体在降液管内停留时间

hc----与干板压降相当的液柱高度mυ----粘度

hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度mρ----密度

hf----塔板上鼓层高度mσ----表面张力

hL----板上清液层高度mΨ----液体密度校正系数

h1----与板上液层阻力相当的液注高度m下标

ho----降液管的义底隙高度mmax----最大的

how----堰上液层高度mmin----最小的

hW----出口堰高度mL----液相的

h’W----进口堰高度mV----气相的

hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度m

H----板式塔高度m

HB----塔底空间高度m

Hd----降液管内清液层高度m

HD----塔顶空间高度m

HF----进料板处塔板间距m

HP----人孔处塔板间距m

HT----塔板间距m

H1----封头高度m

H2----裙座高度m

K----稳定系数

lW----堰长m

Lh----液体体积流量m3/h

Ls----液体体积流量m3/s

n----筛孔数目

P----操作压力KPa

△P---压力降KPa

△Pp---气体通过每层筛的压降KPa

T----理论板层数

u----空塔气速m/s

u0,min----漏夜点气速m/s

uo’----液体通过降液管底隙的速度m/s

Vh----气体体积流量m3/h

Vs----气体体积流量m3/s

Wc----边缘无效区宽度m

Wd----弓形降液管宽度m

Ws----破沫区宽度m

Z----板式塔的有效高度m

希腊字母

δ----筛板的厚度m

θ----液体在降液管内停留的时间s

υ----粘度mPa.s

ρ----密度kg/m3

σ----表面张力N/m

φ----开孔率无因次

α----质量分率无因次

下标

Max----最大的

Min----最小的

L----液相的

V----气相的

目录

一、概述5

1．精馏操作对塔设备的要求5

2．板式塔类型5

3．精馏塔的设计步骤6

二、精馏塔的物料衡算6

三、塔板数的确定7

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算7

五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算10

六、塔板主要工艺尺寸的计算12

七、筛板的流体力学验算15

八、塔板负荷性能图18

九、筛板塔设计计算结果21

十、辅助设备的计算及选型22

⒈原料贮罐22

2．产品贮罐23

３．原料预热器23

4．塔顶全凝器24

5．塔底再沸器24

6．产品冷凝器25

7．精馏塔25

8．管径的设计26

9．泵的计算及选型27

十一、参文献考27

一、概述

1．精馏操作对塔设备的要求和类型

㈠　对塔设备的要求

精馏所进行的是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。

但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：

⑴气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽）、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。

对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

⑹塔内的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。

不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。

㈡　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。

2．精馏塔的设计步骤

本设计按以下几个阶段进行：

⑴设计方案确定和说明。

根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。

⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。

⑶塔板设计：

计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。

接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。

⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。

⑸抄写说明书。

⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。

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。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。

塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。

二、精馏塔的物料衡算

⑴原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率

甲醇的摩尔质量为：

32.04kg/kmol

水的摩尔质量为：

18.01kg/kmol

xf=（0.40/32.04）/（0.40/32.04+0.60/18.01）=0.273

xd=（0.93/32.04）/（0.93/32.04+0.07/18.01）=0.882⑵原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量

Mf=32.04×0.273+18.01×（1-0.273）=21.84kg/mol

Md=32.04×0.882+18.01×（1-0.882）=30.38kg/mol

则可知：

原料的处理量：

F=50000/（330×24×21.84）=289.06kmol/h

根据回收率：

η=xd×D/（xf×F）=99.5%

则有：

D=89.02kmol/h

由总物料衡算：

F=D+W

以及:

xf×F=xd×D+W×xw

容易得出：

W=200.04kmol/h

xw=0.00199

三、塔板数的确定

⑴理论板层数NT的求取

因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图1---1）

最小回流比及其操作回流比的求解：

yδ=0.647，xδ=0.273

Rmin=（xD-yδ）/（yδ-xδ）

=（0.882-0.647）/（0.647-0.273）

=0.628

取操作回流比为：

R=1.8Rmin=1.8×0.628=1.130

a．精馏塔的气、液相负荷

L=R×D=1.13×89.02=100.59kmol/h

V=（R+1）×D=2.13×89.02=189.61kmol/h

L’=L+F=100.59+289.06=389.65kmol/h

V’=V=189.61kmol/h

b．精馏段、提馏段操作线方程

精馏段操作线：

y=L/V×x+D/V×xd=0.5305x+0.414

提馏段操作线：

y’=L’/V’×x’－W/V’×xw=2.055x’-0.002

c．图解法求理论塔板层数

根据图一所示，可求得结果为

总理论塔板数NT为8块（包括再沸器）

进料板位置NF为自塔顶数起第4块

⑵理论板层数NT的求取

精馏段实际塔板数N精=3/60%=5块

提馏段实际塔板数N提=5/60%=9块

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算

⑴操作压力的计算

设每层塔压降：

△P=0.9KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa）

进料板压力：

PF=101.3+5×0.9=105.8（KPa）

精馏段平均压力：

Pm=（101.3+105.8）/2=103.5（KPa）

塔釜板压力：

PW=101.3+14×0.9=113.9（KPa）

提馏段平均压力：

Pm’=（105.8+113.9）/2=109.85（KPa）

⑵操作温度的计算

查表⑴可得

安托尼系数

A

B

C

Min～Max

H2O

7.07406

1657.46

227.02

10～168

CH3OH

7.19736

1574.99

238.23

-16～91

H2O的安托尼方程：

lgPAO=7.07406-1657.46/（tA+227.02）

CH3OH的安托尼方程：

lgPBO=7.19736-1574.99/（tB+238.86）

甲醇的tB

lg101.3=7.19736-1574.99/（tB+238.86）

tB=64.5（℃）

由泡点方程试差可得当tD=67.0℃时∑Kixi≈1

同理可求出tF=85.2℃时∑Kixi≈1

tW=103.2℃时∑Kixi≈1

所以塔顶温度tD=67.0℃

进料板温度tF=85.2℃

塔釜温度tW=103.2℃

精馏段平均温度tm=（67.0+85.2）/2=76.1（℃）

提馏段平均温度t’m=（103.2+85.2）=94.2（℃）

⑶平均摩尔质量的计算

a.塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.882查平衡曲线（图一）得x1=0.727

MVDm=0.882×32.04+（1-0.882）×18.01=30.38kg/mol

MLDm=0.727×32.04+（1-0.727）×18.01=28.21kg/mol

b.进料板平均摩尔质量计算

由yF=0.600查平衡曲线（图一）得x1=0.220

MVFm=0.600×32.04+（1-0.600）×18.01=26.43kg/mol

MLFm=0.220×32.04+（1-0.220）×18.01=21.10kg/mol

c.塔釜平均摩尔质量计算

由y1’=0.006查平衡曲线（图一）得x1’=0.001

M’VWm=0.006×32.04+（1-0.006）×18.01=18.09kg/mol

M’LWm=0.001×32.04+（1-0.001）×18.01=18.02kg/mol

d.精馏段平均摩尔质量

MVm=（30.38+26.43）/2=28.41kg/mol

MLm=（28.21+21.10）/2=24.66kg/mol

e.提馏段平均摩尔质量

M’Vm=（26.43+18.09）/2=22.26kg/mol

M’Lm=（21.10+18.02）/2=19.56kg/mol

⑷平均密度的计算

a.精馏段平均密度的计算

Ⅰ　气相　　由理想气体状态方程得

ρVm=PmMvw/RTm=（103.5×28.41）/[8.314×（273.15+76.1）]=1.01kg/m3

Ⅱ　液相　　查⑵可得tD=67.0℃时ρA＝979.4kg/m3ρB=750.0kg/m3

tF=85.2℃时ρA＝968.5kg/m3ρB=735.0kg/m3

ρLDm=1/（0.93/750.0+0.07/979.4）=762.5kg/m3

进料板液相的质量分率

αA=（0.220×32.04）/（0.220×32.04+0.780×18.01）=0.334

ρLFm=1/（0.334/735.0+0.666/968.5）=875.6kg/m3

精馏段液相平均密度为

ρLm=（762.5+875.6）/2=819.1kg/m3

b.提馏段平均密度的计算

Ⅰ气相　　由理想气体状态方程得

ρ’Vm=PmMvw/RTm=（109.35×22.27）/[8.314×（273.15+94.2）]=0.80kg/m3

Ⅱ液相　　查⑵可得tw=103.2℃时ρA＝956.1kg/m3ρB=720.0kg/m3

αA=（0.001×32.04）/（0.001×32.04+0.999×18.01）=0.0018

ρ’Lwm=1/（0.0018/720.0+0.9982/956.18）=955.62kg/m3

提馏段平均密度

ρ’Lm=（955.62+875.6）/2=915.6kg/m3

⑸平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算即

lgμLm=∑xilgμi

a．塔顶液相平均粘度的计算由tD=67.0℃查⑵得

μA=0.4233mPa.sμB=0.3110mPa.s

lgμLDm=0.882lg（0.3110）+0.118lg（0.4233）

=-0.49

μLDm=0.323mPa.s

b．进料板平均粘度的计算由tF=85.2℃查⑵得

μA=0.3320mPa.sμB=0.2550mPa.s

lgμLFm=0.220lg（0.2550）+0.780lg（0.3320）

=-0.50

μLFm=0.313mPa.s

精馏段平均粘度

μLm=（0.323+0.313）/2=0.318mPa.s

c．塔底液相平均粘度的计算由tW=103.2℃查⑵得

μA=0.275mPa.sμB=0.220mPa.s

lgμLWm=0.00199lg（0.220）+0.99801lg（0.275）

=-0.56

μLWm=0.275mPa.s

提馏段平均粘度

μL’m=（0.275+0.313）/2=0.294mPa.s

⑹平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算即

σLm=∑xiσi

a.塔顶液相平均表面张力的计算由tD=67.0℃查⑵得

σA=64.91mN/mσB=18.30mN/m

σLDm=0.882×18.30+0.118×64.91=23.80mN/m

b.进料板液相平均表面张力的计算由tF=85.2℃查⑵得

σA=62.22mN/mσB=16.40N/m

σLFM=0.220×16.4+0.780×62.22=52.14mN/m

c.塔底液相平均表面张力的计算由tW=103.2℃查⑵得

σA=58.20mN/mσB=14.40N/m

σLWm=0.00199×14.40+0.99801×58.2=58.11mN/m

精馏段液相平均表面张力

σLm=（52.14+23.80）/2=37.97mN/m

提馏段液相平均表面张力

σ’Lm=（52.14+58.11）/2=55.13mN/m

五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算

　⑴　由上面可知精馏段L=100.59kmol/h

V=189.61kmol/h

a．塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

　VS=VMVm/3600ρVm=（189.61×28.405）/（3600×1.01）=1.481m3/s

LS=LMLm/3600ρLm=（100.59×24.655）/（3600×819.1）=0.00084m3/s

式中，负荷因子

由史密斯关联图⑶查得C20再求

图的横坐标为Flv=L/V×（ρl/ρv）0.5=0.0162

取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35m

史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知　　C20=0.075

气体负荷因子　C=C20×（σ/20）0.2=0.08526

Umax=2.43

取安全系数为0.8，则空塔气速为U=0.8Umax=0.8×2.43=1.94m/s

=0.986m

按标准塔径圆整后为D=1.0m

塔截面积为At=3.14×1×1=0.785m2

实际空塔气速为U实际=1.481/0.785=1.887m/s

U实际/Umax=1.887/2.43=0.78（安全系数在充许的范围内，符全设计要求）

　⑵　由上面可知提馏段L=389.65kmol/h

V=189.61kmol/h

a．提馏段塔径的计算

提馏段的气、液相体积流率为

　V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=（189.61×22.26）/（3600×0.80）=1.4660m3/s

L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=（389.65×19.56）/（3600×915.6）=0.2200m3/s

式中，负荷因子

由史密斯关联图⑶查得C20再求

图的横坐标为Flv=L/V×（ρl/ρv）0.5=0.051

取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34m

由史密斯关联图，得知C20=0.076

气体负荷因子　　C=C20×（σ/20）0.2=0.093

Umax=3.14m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为U=0.7Umax=0.7×3.14=2.20m/s

=0.921m

按标准塔径圆整后为D=1.0m

塔截面积为At=3.14×1×1=0.785m2

实际空塔气速为U实际=1.466/0.785=1.868m/s

U实际/Umax=1.868/3.14=0.59（安全系数在充许的范围内，符全设计要求）

⑶精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（5-1）×0.40=1.6m

提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（9-1）×0.40=3.2m

在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m

故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=1.6+3.2+0.8=5.6m

六、塔板主要工艺尺寸的计算

⑴精馏段

a．溢流装置计算

因塔径　D=1.0m，

所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

（此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。

）各项计算如下：

1）堰长lw

可取lw=0.60D=0.60m

2）溢流堰高度hw

由hw=hL－how

选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。

）堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有

how=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=1.0，则

how=0.0083m

取板上清液层高度hL=0.05m

故hw=0.0417m

3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由Wd/D=0.6m查⑷可求得

Af/AT=0.057Wd/D=0.125

Af=0.057×0.785=0.0448m2

Wd=0.125×1.0=0.125m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600Af×HT/Lh=3600×0.0448×0.40/（3600×0.0084）=21.31s＞5s

其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量

验证结果为降液管设计符合要求。

4）降液管底隙高度ho

ho=Lh/（3600×lw×uo'）

取uo'=0.07m/s

则ho=0.0084×3600/（3600×0.6×0.07）

=0.020024m＞0.02m

Hw-ho=0.0417-0.020024=0.02167191＞0.006m

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。

　　b．塔板布置

1）塔板的分块

因为D≥800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。

2