甲醇连续精馏塔设计概要.docx

资源描述

甲醇连续精馏塔设计概要.docx

《甲醇连续精馏塔设计概要.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《甲醇连续精馏塔设计概要.docx（48页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。

甲醇连续精馏塔设计概要.docx

甲醇连续精馏塔设计概要

（

二〇一二年七月八日

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

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离甲醇和水。

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,操作合适。

关键词:

甲醇、水分离,二元精馏,筛板塔板连续精馏

摘要（2

引言（5

精馏与塔设备简介（5

第1章二元连续板式精馏塔的工艺计算（6

1.1设计方案（6

1.2选塔依据（6

1.3物料衡算与操作线方程（6

1.3.1间接蒸汽加热方式下的物料守恒（7

1.3.2最小回流比的确定（8

1.3.3minN的计算（9

1.3.4理论塔板NT的确定（9

1.3.5逐板计算法确定理论塔板数（10

1.4实际塔板数的确定（12

1.4.1塔板总效率的估计（12

第2章塔和塔板主要工艺尺寸的设计（14

2.1设计中所用的参数的确定（14

2.1.1定性温度的确定（14

2.1.2精馏段参数（14

2.1.3提留段参数的确定（15

2.1.4液体表面张力的确定:

（16

2.2塔径的计算（17

2.2.1精馏段塔径的计算（17

2.2.2提留段塔径的计算（18

2.3溢流装置与液体流型（19

2.3.1溢流堰（出口堰（19

2.3.2降液管的相关计算（20

第3章塔板的设计（22

3.1塔板布局（22

3.1.1开孔区的计算（22

3.1.2溢流区（22

3.1.3安定区（22

3.1.4无效区（23

3.2筛板塔筛孔的计算及其排列（23

3.2.1筛孔的直径（23

3.2.2筛孔的板厚度（23

3.2.3孔中心距（23

3.2.4筛孔的排列与筛孔数（23

3.2.5塔板结构（24

3.2.6开孔率（24

3.2.7气体通过阀孔的气速为（24

第4章筛板的流体力学验算（26

4.1塔板压降的计算（26

4.1.1干板阻力ch的计算（26

4.1.2通过液层的阻力的计算（26

4.1.3液体表面张力的阻力的计算（26

4.2液面落差（27

4.3液沫夹带的计算（27

4.4漏液的计算（27

4.5液泛（28

第5章塔板的负荷性能图（29

5.1漏液线（29

5.2液沫夹带线（29

5.3液相负荷下限线（30

5.4液相负荷上限线（30

5.5液泛线（31

5.6精馏塔的热量衡算（32

5.6.1塔顶冷凝器热负荷的计算（32

5.6.2再沸器热负荷的计算（33

第6章板式塔的结构与附属设备（35

6.1塔体结构（35

6.1.1塔顶空间（35

6.1.2塔底空间（35

6.1.3人孔（35

6.1.4塔高（35

6.2精馏塔的附属设备（36

6.2.1塔主要接管尺寸计算（36

6.2.2冷凝器（39

6.2.3再沸器（39

6.3筛板塔工艺设计计算结果表格（39

主要符号说明（42

参考文献（43

引言

精馏与塔设备简介

蒸馏是分离液体混合物的一种方法,是传质过程中最重要的单元操作之一,蒸馏的理论依据是利用液体中各组分蒸汽压的差异,即各组分在相同的压力、湿度下,其挥发性能不同（或沸点不同来实现分离目的。

例如,设计所选取的甲醇和水体系,加热甲醇和水的混合物时,由于甲醇的沸点比水低,则甲醇的挥发度比水高,所以甲醇易从液相中汽化出来。

若将汽化的蒸汽全部冷凝,即可得到甲醇组成高于原料的产品,依次进行多次汽化及冷凝过程,即可将甲醇和水分离。

这多次进行部分汽化成部分冷凝以后,最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分,而在液相中得较纯的难挥发组分,这就是精馏。

本设计着重讨论常压下的双组分精馏,即甲醇-水体系。

塔设备是炼油、化工、石油化工等等生产中广泛应用的企业传质设备。

根据他内气液接触不见的结构形式,可分为板式塔和填料塔。

板式塔内设置一定数目的塔板,气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递,气液相组成呈阶梯变化,属逐级接触逆流炒作过程。

调料塔内装有一定高度的填料层,液体自塔顶填料表面下流,气体逆流向上（或并流向下与液相接触进行质热传递,气液相组成沿塔高连续变化,数位分解出操作过程。

塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的企业传质设备之一。

筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点:

生产能力大于10.5%,板效率提高产量15%,而压降可降低30%左右;另外筛板塔结构简单,消耗金属少,塔板的造价可较少40%左右;安装容易,也便于清理检修。

本设计讨论的就是筛板塔。

第1章二元连续板式精馏塔的工艺计算

1.1设计方案

此次设计任务为分离甲醇-水混合物,采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料（q=1,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用整体式冷凝器,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罐。

该二元物系属教易分离的物系,最小回流比较相对较小,最后确定的最小回流比为1.27。

塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。

1.2选塔依据

筛板塔又叫筛孔塔,筛板上开有许多均匀的小孔,这些小孔常采用正三角形排列,操作时,气体经筛孔分散成小股气流,鼓泡通过液层,气液间密切接触而进行传热和传质。

在正常操作条件下,通过筛孔上升的气流,可以阻止液体经筛孔向下泄漏。

筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型,设计比较成熟,操作较为精确。

其具体优点有:

①结构简单、金属耗量少、造价低廉。

②气体压降小、板上液面落差也较小。

③塔板效率较高。

其缺点是:

筛孔易堵塞,不宜处理易结焦,粘度大的物料。

1.3物料衡算与操作线方程

图1-3-1简易流程图

1.3.1间接蒸汽加热方式下的物料守恒

总物料衡算:

F=D+W（1-1易挥发组分的物料衡算:

FxF=DxD+Wxw（1-2其中:

（均为摩尔分率

甲醇的摩尔质量:

32/kgkmol水的摩尔质量:

18/kgkmol

进料原料液组成:

0.2

3212.329%0.20.83218Fx=

=+塔顶轻组分组成:

0.853276.119%0.850.15

3218Dx=

=+塔底重组份组成:

w0.015320.849%0.0150.985

3218x=

=+塔顶流出液流速:

74.310kg

D4.3/245.1844/32kg/300240.76119

kmolh

kmolh⨯===⨯⨯⨯万吨年

将上式代入（2-1,（2-2联立求解得:

塔底残液流量:

W1362.39659/kmolh=

进料流量:

F1607.5809/kmolh=

1.3.2最小回流比的确定

首先根据<<化工原理课程设计>>29“甲醇-水物系气液平衡数据”做基本物性数据图和t-x-y图。

物系相平衡数据

a.基本物性数据

b.常压下甲醇和水的气液平衡表（t—x—y

确定回流比:

根据甲醇—水气液平衡组成表和相对挥发度公式:

x1y1x

--=α,

ma=

求得:

算得相对挥发度α=4.83∴平衡线方程为:

αx

1+（α-1x

=4.83x/（1+3.83x

因为泡点进料所以xe=Xf=0.20代入上式得ye=0.5470

∴

min

（11[1.2685

11DDFF

xxRxxαα-=-=--解得最小回流比为:

min1.2685R=

1.3.3minN的计算

依下式计算:

1log1（1（logmin

-⎥

⎦⎤

⎢⎣⎡--=

WWDDxxxxNα式中:

minN----------全回流时的最小理论踏板,块;

mα-----------全塔平均相对挥发度,无因次;α变化不大时可取塔顶,

塔底和进料的几何平均值,即:

82.33=⨯⨯=DWFmαααα

代入相关数据得:

min

0.7611910.00849log（（10.761190.0084912.755881log4.83

N-⎡⎤⎢⎥

-⎣⎦=

-=1.3.4理论塔板NT的确定

由上面的minN和minR,（值。

计算出相应的倍的分别取RR0.21.1min-并计算

出

1/（min+-RRR（的值,再通过《化工传质与分离过程》133页的吉利兰图,由计算出的

1/（min+-RRR（找出对应的纵坐标,计算出minN,相关数据如下:

1.3.5逐板计算法确定理论塔板数

由上面确定的NT和R做出NT-R图（见附录三。

通过NT-R图可以取R=2.286,NT=5.580。

精馏段操作线方程为:

12.2860.76119

0.69570.2316113.2863.286DnnnnnxRyxxxxRR+=+=+=+++

提留段操作线方程为:

wmmxW

qFLW

xWqFLqFLy-+--++=

选泡点进料,q=1,提留段操作线方程为:

12.6910.014356573mmwmLqFW

yxxxLqFWLqFW

++=

-=-+-+-

（1逐板计算法确定理论塔板数,精馏段

操作线方程为:

12.2860.76119

0.69570.2316113.2863.286DnnnnnxRyxxxxRR+=+=+=+++

气液平衡线方程:

x1（αα-+=

开始Dxy=1,再由（1xyaay=++求出2y,同理,通过2y的相平衡关系求得2x,再由2x利用操作线方程求出3y……,如此交替相平衡方程和操作线方程进行逐板计算,直到Fnxx≤时,则第n层理论板为进料板,精馏段理论板数为（n-1

因为3x时首次出现nfxx<,故第三块理论板为加料板,精馏段共有2块理论

板。

由上可知,精馏段理论板数为:

3-1=2块。

塔的汽液相负荷:

2.286245.1844560.4915

LRD==⨯=

（1805.67

VRD=+=

805.67

VV==

（泡点进料（2提留段

操作线方程:

12.6910.014356573mmyx+=-气液平衡线方程:

x1（αα-+=

开始31xxm=,再由x

y1（1-+=

αα求出ym2,,同理,通过2y的相平衡关系求得2x,

再由2x利用操作线方程求出3y……,如此交替相平衡方程和操作线方程进行逐板计算,直到Fnxx≤时,则第n层理论板为进料板,精馏段理论板数为（n-1层。

计算如下:

由上可知,由于到8x首次出现nwxx<,故总理论板数不足8块。

所以,总的理论板数7787（/（7.076T

wNxxxx=+--=（包括再沸器

1.4实际塔板数的确定

1.4.1塔板总效率的估计

实际塔板数Np=NT/ET1总板效率ET的计算

根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度tD=（tLD+tVD/2=68.76℃tw=98.86℃tm=83.81℃

平均温度=（tD+tw/2==83.81℃

又由奥克梅尔公式:

ET=0.49（αμL-0.245

其中α=6.15,μL=0.342mPa·s,代入上式得:

ET=0.4084

2实际塔板层数

∵算得ET=0.4084

∴实际塔板数Np=NT/ET=7.067/0.4084=17.326块≈17块其中:

精馏段:

2/0.4084=4.897≈5块

提馏段:

5.076/0.4084=12.428≈12块

第2章塔和塔板主要工艺尺寸的设计

2.1设计中所用的参数的确定

2.1.1定性温度的确定

068.758986.77

77.76222DFmTTTTtC+++=

===顶进精086.7798.86

92.8152

FWmTTTTtC+++=

==进底

提2.1.2精馏段参数

（1平均组成

当=精mt077.76C时,由yxt--图可以得到

29.24%x-

=,68.05%y-

（2精馏段气相体积流速Vs及密度vρ的确定KT15.2730=

273.1577.76350.91mTK=+=精

273.1592.815365.965mTK=+=精

塔顶:

KPaPPD35.101==大气

（D0.5（0.50.7

2102.222

DDFnPPPPPKPa++++⨯+===精精所以精馏段气相体积流率sV为:

033（122.4350.91101.35

（2.2861245.184422.422991.95/6.3867/273.15102.2

msTPVRDTPmhms=+⋅⋅⋅

=+⨯⨯⨯

⨯==精

又由于:

14668.05%18（168.05%37.054/ymABA

MMMKgkmoly--

=+-=⨯+-=（

所以密度vρ为:

102.237.054

1.298/8.314350.91

mvmPMkgmRTρ⨯=

==⨯精

（3精馏段液相体积流率sL及密度Lρ的确定

当=精mt077.76C时,由《化工流体流动与传热》查得:

3973.24/kgmρ=水;由《化工物性算图手册》查得:

3740.054/kgmρ=乙醇

（14629.24%18（129.24%26.1872/mABAAMMMxkgkmolx-

=+-=⨯+-=

4629.24%

0.513624977（14629.24%18（129.24%

AAA

BMxaMxMx⨯=

==+-⨯+-

110.5136249770.486375023Aa-=-=

所以,密度Lρ为:

311

837.587/10.5140.486

740.054973.24LAAAA

kgmaaaρρ=

==-++

流率为sL:

3560.491526.1872

17.524/837.587

LMLmhρ⨯=

2.1.3提留段参数的确定

（1平均组成

当提mt0

92.815C=时,查yxt--图知平均组成:

5.387%x-

=,28.722%y-

（2提馏段气相体积流速Vs及密度vρ的确定

+05（+0.50.7

2103.952

DDmn

PPKPa++⨯=

=精提

（P.

流速Vs为:

033（122.492.815273.15101.35

（2.2861245.184422.422617.34366/6.2826/273.15108.35

msTPVRDTP

mhms

=+⋅⋅

⋅+=+⨯⨯⨯

⨯==提（14628.722%18（128.722%26.04216/mABAAMMMkgkmolxx-

=+-=⨯+-=

所以密度vρ为:

103.9526.0446

0.88972/8.314（92.815273.15

mvPMkgmRTρ⨯=

==⨯+提

（3提馏段液相体积流率sL及密度Lρ的确定由《化工流体流动与传热》查得:

3965.8/kgmρ=水由《化工物性算图手册》查得:

3721.8/kgmρ=乙醇

（1465.38%18（15.38%19.508/mABAAMMMxkgkmolx-

=+-=⨯+-=

465.387%

0.127（1465.387%18（15.387%

AAA

BMxaMxMx⨯=

==+-⨯+-

所以,密度Lρ为:

311

926.044/10.1270.873

721.8965.8LAAAB

kgmaaρρρ=

==-++

流率为sL:

3560.491519.508

11.8083/926.044

LMLmhρ⨯=

2.1.4液体表面张力的确定:

由《物理化学》（第五版查得:

临界温度:

064.7337.85CTCK==甲醇,0100373.15CTCk==水所以混合物的临界温度为:

0.12329337.85（10.12329373.15368.798mciicTxTKK=∑=⨯+-⨯=

精馏段液体表面张为:

mmN/1.221=σ=22.1/Nmσ精由表面张力校正公式可得:

1.2

02211

（77.7622.1/mcmcTTTCmNmTTσσσ-=⇒==-精精,1.21.2

021341.7-91.09（92.81520.735/347.780.4mcmcTTTCNmTTσσσ-==⇒==--提提精精（,

2.2塔径的计算

2.2.1精馏段塔径的计算

可由公式:

VDs

π4=

计算。

选取板间距0.45THm=,板上液层高度mhl06.0=进行相关计算。

由前面计算知:

3837.587/Lkgmρ=,31.298/Vkgmρ=,

3322991.95/6.3867/SVmhms==,317.524/SLmh=