甲醇水溶液连续筛板精馏塔设计资料.docx

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甲醇水溶液连续筛板精馏塔设计资料

长沙学院

课程设计说明书

题目

甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计

系（部）

生物工程与环境科学系

专业（班级）

09级生物工程二班

姓名

付玲

学号

2009052216

指导教师

刘静宇

起止日期

2011.11.28-2011.16

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

第1章概述4

1.1精馏操作对塔设备的要求4

1.2简介5

第2章精馏塔的物料衡算6

2.1物料衡算6

2.2塔板数的确定6

2.2.1理论板层数NT的求取6

2.2.2实际板层数的求取7

2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算7

2.3.1操作压力的计算7

2.3.2操作温度的计算7

2.3.3平均摩尔质量的计算8

2.3.4平均密度的计算8

2.3.5平均表面张力的计算9

2.3.6平均粘度的计算9

2.4精馏塔的塔体工艺尺寸确定10

2.4.1塔径10

2.4.2精馏塔有效高度12

2．5塔板主要工艺尺寸的计算12

2.5.1溢流装置计算12

2．5．2塔板布置14

2.6筛板的流体力学验算15

2.6.1塔板的压降15

2.6.2液面落差17

2.6.3液沫夹带17

2.6.4漏液17

2.6.5液泛17

2.7塔板负荷性能图18

2.7.1　漏液线18

2.7.2液沫夹带线18

2.7.3液相负荷下限线19

2.7.4液相负荷上限线20

2.7.5液泛线20

第3章设计结果23

参考文献25

附图1塔板数确定图解

附图2主体设备设计条件图

附图3工艺流程图

第1章概述

1.1精馏操作对塔设备的要求

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。

1.2简介

甲醇最早是用木材干馏得到的，因此又叫木醇，是一种易燃的液体，沸点65℃，能溶于水，毒性很强，误饮能使人眼睛失明，甚至致死。

由于甲醇和水不能形成恒沸点的混合物，因此可直接用常压蒸馏法把大部分的水除去，再用金属镁处理，就得无水甲醇。

甲醇在工业上主要用来制备甲醛，以及作为油漆的溶剂和甲基化剂等。

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2倍。

塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。

第2章精馏塔的物料衡算

2.1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：

18.02kg/kmol

xf=（0.40/32.04）/（0.40/32.04+0.60/18.02）=0.273

xd=（0.93/32.04）/（0.93/32.04+0.07/18.02）=0.881⑵原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量

Mf=32.04×0.273+18.02×（1-0.273）=21.85kg/kmol

Md=32.04×0.882+18.02×（1-0.882）=30.38kg/kmol

则可知：

原料的处理量：

F=54000/（330×24×21.85）=312.04kmol/h

根据回收率：

η=xd×D/（xf×F）=99.5%

则有：

D=96.21kmol/h

由总物料衡算：

F=D+W

以及:

xf×F=xd×D+W×xw

容易得出：

W=215.834kmol/h

xw=0.002

2.2塔板数的确定

2.2.1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=0.640，xδ=0.273

Rmin=（xD-yδ）/（yδ-xδ）

=（0.881-0.640/（0.640-0.273）

=0.657

取操作回流比为：

R=1.8Rmin=1.8×0.657=1.313

a．精馏塔的气、液相负荷

L=R×D=1.313×96.21=126.32kmol/h

V=（R+1）×D=2.313×96.21=222.53kmol/h

L’=L+F=126.32+312.04=438.36kmol/h

V’=V=222.53kmol/h

b．精馏段在y轴上的截距I=Xd/R+1=0.381

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7块（包括再沸器）

进料板位置NF为自塔顶数起第4块

2.2.2实际板层数的求取

精馏段实际塔板数N精=3/60%=5块

提馏段实际塔板数N提=4/60%=7块

2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算

2.3.1操作压力的计算

设每层塔压降：

△P=0.7KPa（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+5×0.7=104.8（KPa）

精馏段平均压力：

Pm=（101.3+104.8）/2=103.05（KPa）

塔釜板压力：

PW=101.3+12×0.7=109.7（KPa）

提馏段平均压力：

Pm’=（105.8+113.9）/2=107.3（KPa）

2.3.2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=66.8℃时∑Kixi≈1

同理可求出tF=86℃时∑Kixi≈1

tW=102.5℃时∑Kixi≈1

所以塔顶温度tD=66.8℃

进料板温度tF=86℃

塔釜温度tW=102.5℃

精馏段平均温度tm=（66.8+86）/2=76.4（℃）

提馏段平均温度t’m=（102.5+86）=94.25（℃）

2.3.3平均摩尔质量的计算

a.塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.881查平衡曲线（图一）得x1=0.725

MVDm=0.882×32.04+（1-0.881）×18.02=30.37kg/kmol

MLDm=0.725×32.04+（1-0.727）×18.02=28.18kg/kmol

b.进料板平均摩尔质量计算

由yF=0.550查平衡曲线（图一）得x1=0.185

MVFm=0.550×32.04+（1-0.600）×18.02=25.73kg/kmol

MLFm=0.185×32.04+（1-0.220）×18.02=20.61kgk/mol

c.塔釜平均摩尔质量计算

由y1’=0.004查平衡曲线（图一）得x1’=0.001

M’VWm=0.004×32.04+（1-0.004）×18.02=18.08kg/kmol

M’LWm=0.001×32.04+（1-0.001）×18.02=18.03kgk/mol

d.精馏段平均摩尔质量

MVm=（30.37+25.73）/2=28.05kg/kmol

MLm=（28.18+20.61）/2=24.40kg/kmol

e.提馏段平均摩尔质量

M’Vm=（25.73+18.08）/2=21.91kg/kmol

M’Lm=（20.61+18.03）/2=19.32kg/kmol

2.3.4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=（103.05×28.05）/[8.314×（273.15+76.4）]=0.995kg/m3

Ⅱ液相　　

查⑵可得tD=66.80℃时ρA＝981.0kg/m3ρB=750.0kg/m3

ρLDm=1/（0.93/750.0+0.07/981.0）=763.4kg/m3

tF=86℃时ρA＝968.0kg/m3ρB=740.0kg/m3

进料板液相的质量分率

αA=（0.185×32.04）/（0.185×32.04+0.815×18.02）=0.288

ρLFm=1/（0.288/740.0+0.712/968.0）=888.9kg/m3

精馏段液相平均密度为

ρLm=（763.4+888.9）/2=826.2kg/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=（107.3×21.91）/[8.314×（273.15+94.25）]=0.77kg/m3

Ⅱ液相　

　查⑵可得tw=1002.5℃时ρA＝956.5kg/m3ρB=720.0kg/m3

αA=（0.001×32.04）/（0.001×32.04+0.999×18.02）=0.0018

ρ’Lwm=1/（0.0018/722.0+0.9982/956.5）=956.02kg/m3

提馏段平均密度

ρ’Lm=（888.9+956.02）/2=922.46kg/m3

2.3.5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=66.8℃查⑵得

σA=64.85mN/mσB=17.90mN/m

σLDm=0.881×17.90+0.119×64.85=23.49mN/m

b.进料板液相平均表面张力的计算由tF=86℃查⑵得

σA=61.47mN/mσB=16.05N/m

σLFM=0.200×16.05+0.800×61.47=52.39mN/m

c.塔底液相平均表面张力的计算由tW=102.5℃查⑵得

σA=58.36mN/mσB=14.48N/m

σLWm=0.001×14.40+0.999×58.36=58.32mN/m

精馏段液相平均表面张力

σLm=（23.49+52.39）/2=37.94mN/m

提馏段液相平均表面张力

σ’Lm=（52.39+58.32）/2=55.36mN/m

2.3.6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=66.8℃查⑵得

μA=0.425mPa.sμB=0.320mPa.s

lgμLDm=0.881lg（0.320）+0.118lg（0.425）

=-0.48

μLDm=0.331mPa.s

b．进料板平均粘度的计算由tF=86℃查⑵得

μA=0.322mPa.sμB=0.265mPa.s

lgμLFm=0.200lg（0.265）+0.800lg（0.322）

μLFm=0.318mPa.s=-0.498

精馏段平均粘度

μLm=（0.331+0.318）/2=0.325mPa.s

c．塔底液相平均粘度的计算由tW=102.5℃查⑵得

μA=0.280mPa.sμB=0.220mPa.s

lgμLWm=0.001lg（0.220）+0.999lg（0.280）

=-0.55

μLWm=0.280mPa.s

提馏段平均粘度

μL’m=（0.318+0.280）/2=0.299mPa.s

2.4精馏塔的塔体工艺尺寸确定

2.4.1塔径

a．精馏段

精馏段的气、液相体积流率为

VS=VMVm/3600ρVm=（222.53×28.05）/（3600×0.995）=1.743m3/s

LS=LMLm/3600ρLm=（126.32×24.40）/（3600×826.2）=0.00104m3/s

式中，负荷因子

由史密斯关联图2.1查得C20再求

图的横坐标为Flv=L/V×（ρl/ρv）0.5=0.0172

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

图2.1

由上面史密斯关联图，得知　　C20=0.076

气体负荷因子　C=C20×（σ/20）0.2=0.08638

Umax=2.49

取安全系数为0.8，则空塔气速为U=0.8Umax=0.8×2.49=1.992m/s

=1.15m

按标准塔径圆整后为D=1.2m

塔截面积为At=0.785×D2=1.13m2

实际空塔气速为U实际=1.743/1.13=1.585m/s

U实际/Umax=1.585/2.49=0.64（安全系数在充许的范围内，符全设计要求）

b．提馏段

提馏段的气、液相体积流率为

　V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=（222.53×21.91）/（3600×0.77）=1.759m3/s

L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=（483.36×19.32）/（3600×922.46）=0.00255m3/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=0.050

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=0.07

气体负荷因子　　C=C20×（σ/20）0.2=0.08

Umax=2.6m/s

取安全系数为0.6，则空塔气速为U=0.6Umax=1.56m/s

=1.198m

按标准塔径圆整后为D=1.2m

塔截面积为At=0.785×D2=1.13m2

实际空塔气速为U实际=1.759/1.13=1.56m/s

U实际/Umax=1.568/2.6=0.6（安全系数在充许的范围内，符全设计要求）

2.4.2精馏塔有效高度

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=（7-1）×0.40=2.4m

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+2.4+0.8=4.8m

2．5塔板主要工艺尺寸的计算

2.5.1溢流装置计算

a．精馏段

因塔径　D=1.2m，

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=0.72m

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=0.0085m

取板上清液层高度hL=0.06m

故hw=hL－how=0.0515m

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=0.055Wd/D=0.11

Af=0.055×1.25=0.062m2

Wd=0.11×1.2=0.132m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600Af×HT/Lh=3600×0.062×0.40/（3600×0.0104）=23.8s＞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=0.0104×3600/（3600×0.72×0.08）

=0.0206m＞0.02m

Hw-ho=0.0515-0.0206=0.0309＞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=50mm。

b．　提馏段（计算公式和原理同精馏段）

因塔径D=1.2m，

所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。

各项计算如下：

1）堰长lw

可取lw=0.60D=0.72m

2）溢流堰高度hw

由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，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=0.0155m

取板上清液层高度hL=0.06m

故hw=0.06-0.0155=0.0445m

3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由Wd/D=0.6m查图⑷可求得

Af/AT=0.055Wd/D=0.11

Af=0.057×0.785=0.062m

Wd=0.125×1.0=0.132m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600Af×HT/Lh=3600×0.062×0.40/（3600×0.00255）=9.73s＞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'=0.12m

则ho=0.00255×3600/（3600×0.72×0.12）

=0.029m＞0.02m

Hw-hO=0.0445-0.029=0.0155m＞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=50mm。

2．5．2塔板布置

精馏段

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）边缘区宽度确定

取Ws=W’s=65mm,Wc=35mm

3）开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下面式子计算，则有

Aa=2【x（r2－x2）0.5+∏r2/180×sin-1（x/r）】

其中x=D/2－（Wd＋Ws）

r=D/2－Wc

并由Wd/D=0.111，推出Wd=0.132

由上面推出Aa=0.840m2

4）筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm⑷

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t=3do=15mm

筛孔的数目n为

n=1.155Ao/t2=5786个

开孔率为φ=0.907（t/do）2=10.1%

气体通过阀孔的气速为

uo=Vs/Ao=1.743/（Aa×φ）=20.54m/s

　　提留段

1）塔板的分块

因为D≥8