甲醇—水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 年產(chǎn)3萬5千噸甲醇精餾塔的設(shè)計(jì)學(xué)生姓名 指導(dǎo)老師 學(xué) 院 化學(xué)化工學(xué)院 專業(yè)班級 制藥2003級4班 完成時(shí)間 2005年11月 甲醇生產(chǎn)過程精餾塔的設(shè)計(jì)1 甲醇水連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)條件（） 生產(chǎn)能力：35000噸/年，年開工7200小時(shí)（） 料液組成：甲醇含量30%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）（） 采用間接蒸汽加熱（） 采用泡點(diǎn)進(jìn)料（） 塔頂餾出液甲醇含量98%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）（） 塔頂易揮發(fā)組分99%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）（） 塔頂壓強(qiáng)1.05atm（絕對壓強(qiáng)）（） 單板壓降70Kpa液柱（） 加熱蒸氣壓力：0.5Mpa（表壓） 主要使用數(shù)據(jù)表1 甲醇水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)（摩爾）xyxyxy0.0

2、00.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825   設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為甲醇的精餾。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易揮發(fā)物系，最小回流比較小

3、，塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。4 主要工藝計(jì)算4.1 原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率xF= 0.194xD= 0.965xw=0.0024圖1 精溜塔工藝流程圖4.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0. 194×32.04+(1-0.194)×18.02=20.74kg/kmolMD=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55 kg/kmolMW=0.0024×46+(1-0.0024)×18.02=18.10 kg/kmol4.3 物料衡算 原料處理量 F= kg/kmol總物料衡算

4、F=D+W又 xF=0.194 xD =0.965由得 D=46.65kmol/h 代入上式得：W=F-D =187.73kmol/h甲醇物料衡算 F×xF=xD×D+W×xwxw =0.00244.4 塔板數(shù)的確定1 理論塔板層數(shù)Nt的求取可利用圖解法求理論板層數(shù)由手冊查得水-甲醇物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見圖2。求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖（二）中對角線上，自點(diǎn)（0.194，0.194）作垂線即為進(jìn)料線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.574 xq=0.194故最小回流比為 Rmin=取操作回流比為 R=2Rmin=2

5、15;0976=1.9524.4.1 操作線方程求精餾塔的氣液相負(fù)荷L=RD=1.952×46.65=91.06kmol/hV=(R+1)D=2.952×46.65=137.71kmol/hL=L+F=91.68+234.38=325.44 kmol/hV=V=137.71 kmol/h精餾段操作線方程： 提留段操作線方程：4.4.2 理論塔板數(shù)的確定作出兩條操作線，并用M.T法求出理論板數(shù)：NT=10.5精餾段：NT=6提餾段：NT=4.5，由圖可知第7塊為進(jìn)料板 圖2 理論塔板數(shù)示意圖4.4.3 塔板效率和實(shí)際塔板數(shù)由查圖可知當(dāng) xD=0.965時(shí)， TD=65.76當(dāng)

6、 xw=0.0024時(shí)， Tw=99.64平均溫度：tm=（65.76+99.64）/2=82.7當(dāng)t=82.7時(shí)， 求得，pA=199.25kPa而 求得，pB =52.794 kPaa=pA/ pB =199.25/52.794=3.774求得 a=3.72當(dāng)進(jìn)料液黏度在82.7時(shí)L=xFA+(1-xA)B=0.194×0.48+（1-0.194）×0.3447=0.37095aL=1.4000用Oconnell法ET=0.49×(aL)-0.245=0.45實(shí)際板NP=塊精餾段實(shí)際層數(shù)N精=6/0.45=13塊提餾段實(shí)際層數(shù)N提=4.5/0.45=10塊4.

7、5 物性數(shù)據(jù)計(jì)算4.5.1平均分子量4.5.1.1 塔頂 xD=y1=0.965,查平衡曲線x1=0.916氣相 MVDM=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55/kmol液相 MJDM=0.916×32.04+0.084×18.02=30.86/kmol4.5.1.2 進(jìn)料板由圖可知， xF=0.120 yF=0.460氣相 MVDM=0.46×32.04+(1-0.46)×18.02=24.47/kmol液相 MLDM=0.12×32.04+(1-0.12)×18.02=19.70/kmol

8、4.5.1.3精餾段氣相 MVFM=0.5×(31.55+24.47)=28.01/kmol液相 MLFM=0.5×(30.86+19.70)=25.28/kmol4.5.2 平均密度因?yàn)?PD=1.03atm=101.325+4=105.325kPa單板壓降 P=70mm液柱=0.070×1×103×10×13=9100Pa=9.1 kPaPF=PD+0.70×13=114.425kPa精餾段平均壓力 Pm=(105.325+114.425)/2=109.875KPa4.5.2.1 氣相Pm= 109.875 kPakg/

9、m34.5.2.2 液相LM=(1) 塔頂因?yàn)樗?T=65.76查手冊得 A=749.85/m3； B=980/m3代入公式得 LDM= 756.06/m3（2） 進(jìn)料板由圖2可知： X進(jìn)料板=0.120，查氣液相平衡數(shù)據(jù)可知：T進(jìn)料板=82所以，進(jìn)料板 B=970.5/m3 ；A=734.85/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率液相密度 精餾段液相平均密度為LM=0.5×(LDM+LFM)=0.5×(756.06 +913.38)=834.72/m34.5.3 表面張力由公式m=分別進(jìn)行計(jì)算4.5.3.1 塔頂由tD=65.76，查手冊得A=18.00mN/m B=65.28m

10、N/mLDm =0.965×18.00+0.035×65.28=19.651mN/m4.5.3.2 進(jìn)料板由tF=82.00，查手冊得A=16.8mN/m B=62.22mN/mLFm=0.12×16.8+0.88×62.22=56.77mN/m4.5.3.3 平均表面張力精餾段液相平均表面張力為：Lm=(19.65+56.77)/2= 38.21mN/m4.5.4 液體平均粘度的計(jì)算液體平均粘度的計(jì)算公式lgLM=4.5.4.1 塔頂由tD=65.76,查手冊得A=0.340mPas ；B=0.436mPaslgLDM得 LDM=0.3434.5.4.

11、2 進(jìn)料板由tF=82.00,查手冊得A=0.5mPas ；B=0.347mPas得 LFM=0.363 mPas精餾段的平均表面張力為 lm=0.353 mPas4.6 塔和塔板工藝尺寸計(jì)算VS=m3/sLS= m3/s可得：Lh=Ls×3600=2.7576m3/hVh=Vs×3600=3618 m3/h4.6.1 塔徑取HT=0.45m,取板上清液hL=0.06mHT-hL=0.39m由 Umax=C查史密斯關(guān)聯(lián)圖C20=0.084取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.7×2.069=1.4486m/sD= 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.0m塔

12、截面積為實(shí)際空塔氣速為u=1.005/0.785s=1.280m/s4.6.2 精餾塔高度的計(jì)算精餾段有效高度為 Z精=（N精-1）HT=（13-1）HT=12×0.45=5.4m提餾段有效高度為Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.4=9×0.45=4.05m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提+0.8=5.4+4.05+0.8=10.25m4.6.3 溢流裝置因塔徑D=1.0m<2.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤.4.6.3.1 堰長取溢流堰長LW=0.66×D=0.66m4.6.3.2 堰

13、高由hWhL-hOW選用平直堰，堰上液層高度hOW由式計(jì)算，即how=×E()2/3取E=1how=×()2/3=0.007m取板上清液高度hL=0.06mhW=hL-how=0.06-0.007=0.053m4.6.3.3弓形降液管寬度Wd與降液管面積Af由lW/D=0.66,查弓形降液管的寬度與面積圖得：Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722Wd=0.124×D=0.124×1.0=0.124mAf=0.0722××D2=0.0722×AT=0.05674.6.3.4 降液管停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積：T=23.0

14、2s>5s故符合要求。4.6.3.5降液管底隙高度h0取降液管底的流速為 =0.08m/s,根據(jù)h0=Lh/(lw××3600)計(jì)算得：h0=0.0145mhw-h0=0.053-0.0145=0.03851m>0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，符合要求選用凹形受液盤，深度 h=50nm4.6.4 塔板布置4.6.4.1 塔板的分塊因?yàn)镈800mm，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。如下圖所示:圖3 塔板分塊示意圖4.6.4.2邊緣區(qū)寬度確定取WS=0.065m,WC=0.035m 4.6.4.3 開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積按下式計(jì)算，即Aa=2(X+S

15、in-1)其中X=D/2-（Wd+Ws）=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311mR=D/2-WC=1.0/2-0.035=0.465m故Aa=2(X+Sin-1)=2×(0.311×+ Sin-1)=0.532m2 圖5 塔板布置圖4.6.4 篩孔計(jì)算及其排列取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列，碳鋼板原為=3mm取 t/d0=3.0孔心距 t=3.0×5.0=15.0mm篩孔數(shù)目n= 1.155Ao/t2=1.155×0.532/0.0152=2731個(gè)開孔率為=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=0.

16、0101氣體通過閥孔的氣速為u0=Vs/A0=1.005/(0.0101×0.532)=18.07m/s圖6 篩孔布置圖4.6.5 塔高的計(jì)算H=（n-n F-n P-1）HT+n FHF+n PHP+HD+HB+H1+H2 H塔高，m；n實(shí)際塔板數(shù)（不包括加熱釜），23塊；nF進(jìn)料板數(shù)，3個(gè)；HF進(jìn)料孔處板間距，0.45m；nP人孔數(shù)（包括塔頂塔底空間所開人孔;塔頂塔底空間各一個(gè)，進(jìn)料板處一個(gè)，見工藝圖），5個(gè)；HB塔底空間高，3m；HP設(shè)人孔處的板間距，0.8m；HD塔頂空間高，取1.2m；HT板間距，0.45m；H1封頭高度，0.5m；H2裙座高度；3m;求得：H=18.65m

17、4.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算4.7.1 塔板壓降氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊嚎馗叨萮p依式 hp=hc+hl+h 來計(jì)算4.7.1.1 干板阻力hc計(jì)算干板阻力hc,由d0/ =5/3=1.67,查圖得， C0=0.772m故 m 4.7.1.2 氣流通過板上液層的阻力hc計(jì)算氣體通過液層的阻力hl計(jì)算h=hL查表得=0.60故 hl=hL=（hW+hOW）=0.60×(0.0467+0.0133)=0.036m液柱4.7.1.3 液體表面張力的阻力的計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力m液柱4.7.1.4 氣體通過篩板的壓降hp=hc+hl+h=0.0382+0.036+0.0037=0.077

18、9單板壓降 Pp= hpLg=0.0779×834.72×9.81=638Pa0.7KPa故設(shè)計(jì)合理4.7.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。4.7.3 液沫夾帶 hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m故 =0.0152液/氣<0.1液/氣故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi),不會發(fā)生夾帶過量液沫.4.7.4 漏液驗(yàn)算由式 u0,min= = =9.361m/s 實(shí)際孔速 u0=9.361m/s>u0,min篩板穩(wěn)定系數(shù) K=u0/u0,min=18.70/9.365>1.5故本設(shè)

19、計(jì)中無明顯漏液4.7.5 液泛驗(yàn)算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系,即Hd(Ht+hW)依式, Hd=hp+hL+hd 計(jì)算Hdhd=0.153()2=0.153(0.08)2=0.001mHd=0.0779+0.06+0.001=0.1389m取=0.5,則 (HT+hW)=0.5×(0.4+0.053)=0.2265Hd (HT+hW)故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象.4.8 塔板負(fù)荷性能圖 4.8.1 漏液線由 u0,min=u0,min=Vs,min/Ao hL=hW+hOWhow= 得 =4.4×0.772×0.101×0.5

20、32×整理得 Vs,min=5.106表2 漏液線數(shù)據(jù)表LS(×10-3m3/s)0.61.53.04.56.0V S (m3/s)0.540.5570.57660.5930.5934.8.2 液沫夾帶線以eV=0.1液/氣為限,求VS-LS關(guān)系如下:eV=hf=2.5(hw+how)hW=0.053m故 hf=0.133+2.2HT-hfeV= =0.1整理得VS 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)LS值,依上式算出相應(yīng)的VS值，得：表3 液沫夾帶線數(shù)據(jù)表LS(×10-3 m 3/s)0.61.53.04.56.0V S (m3/s)1.41.3621.2311.1521.0

21、824.8.3 液相負(fù)荷下限線取hOW=0.006m作為液相負(fù)荷的下限條件， 取E約等于1.0，則解得 LS,min=0.00056m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線34.8.4 液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中的停留時(shí)間為4秒，則LS,max=AfHt/Ls=0.00567 m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線44.8.5 液泛線令 Hd=(HT+hw)由 Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL=（hW+hOW）聯(lián)立得： HT+(-1)hw=(+1)hOW+hc+hd+h忽略h，將hOW與LS，hd與LS,hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得

22、=0.153/(lwh0)2=2.84×10-3E(+1)(3600/Lw )2/3將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得=0.038=0.5×0.4+(0.5-0.6-1)×0.053=0.142=1670.58=2.84×10-3×(0.6+1)(3600/0.794 )2/3=1.218故=3.737-43947-37.395在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)LS值，依上式計(jì)算出VS值，得：表4 液泛線數(shù)據(jù)表LS×10-3（m3/s)0.61.53.04.56.0VS m3/s1.8951.1901.6011.3520.92圖7 精餾段負(fù)荷性能圖由精餾段負(fù)荷性

23、能圖得VS,max=1.367m3/s；VS,min=0.75 m3/s可得：精餾段的操作彈性為 4.9 塔進(jìn)出口管徑的選擇4.9.1 蒸汽管Vs=d2 u，d為蒸汽管的直徑， u為氣體速度，取為30m/s d= =0.2065=206.5mm取219×6.0系列的管子4.9.2 回流管取回流速度u=0.5m/s,LS=0.000766 m3/sd= 0.0442m=44.2mm取50×2.5系列的管4.9.3 進(jìn)料管u=0.5m/s，泡點(diǎn)時(shí)/ m3d= = = 0.0623m=62.3mm取50×2.5系列的管4.9.4 塔釜液出口Tw=99.8時(shí)查表：水=95

24、8.4/ m3，乙醇=785/ m3=0.00426LWD= =957.49/m3Ws=0.00098m3/s取u=0.7m/sd= 0.042m=42mm取68×3.0系列的管4.9.5 間接蒸汽加熱管取u=20m/s,進(jìn)氣為3個(gè)大氣壓，t=132.8查表得=1.618/m3d=0.165m=165mm取168×5.0系列的管管徑的選擇見下表：表5 塔進(jìn)出口管徑列表蒸汽管回流管塔釜液出口進(jìn)料管間接蒸汽加熱管219×6.050×2.550×2.568×3.0168×5.04.10熱量衡算用以下公式計(jì)算焓：H=a(T-T0)+

25、b(T2-T02)+c(T3-T03)+d(T4-T04)水：a=18.2964， b=472.118×10-3， c=-1338.78×10-6， d=1314.24×10-9甲醇：a=-258.25，b=3358×10-3 ，c=-11638.8×10-6， d=14051.6×10-94.10.1塔頂蒸汽帶出熱量QVQVV×HV從甲醇水溶液的相平衡數(shù)據(jù)查得xD0.965時(shí)泡點(diǎn)T65.76，此時(shí)甲醇的比汽化熱為1120kJ/kg摩爾汽化熱為1120×32.0435884.8kJ/kmolT65.76時(shí)，水的比汽

26、化熱為2500kJ/kg摩爾汽化熱為2500×18.0445050kJ/kmol組成為xD0.965的乙醇水溶液的摩爾汽化熱為Hv=35884.8×0.965+45050×0.035=36205.6 kJ/kmol塔頂蒸汽帶出熱量QV為 QV=V×Hv =137.71×36205.6=4985873.176kJ/h4.10.2塔底產(chǎn)品帶出熱量QWQWW×HWXW=0.00024, T=99.9HW =7538.895kJ/mol所以QWW×HW=187.73×7583.895=1415276.758kJ /h4.1

27、0.3進(jìn)料帶入熱量QfQfF×Hfxf=0.194, T=82Hf =6314.114kJ/mol所以QnF×Hf=234.38×6314.114=1479902.004kJ /h4.10.4回流帶入熱量QLQLL×HLXL=0.965, T=65.76HL =5411.95kJ/mol所以QLL×HL=91.06×5411.95=492812.16kJ /h4.10.5 塔釜加熱量QB釜液中甲醇的含量很小，可視為純水。在99.9時(shí)，水的比汽化熱為2300kJ/kg摩爾汽化熱為2300×18.0241446kJ/kmol組成

28、為Xw0.00024的甲醇水溶液的熱量為QB=41446×137.71=5707528.66kJ/h4.10.6 設(shè)備向外界散發(fā)的熱損失QNQN0.17×QB5707528.66×0.17970279.8722 kJ/h4.10.7總的熱量衡算QLQFQB = QVQWQNQVQWQN7371429.8062 kJ/hQLQFQB7680242 .864kJ/h將以上數(shù)據(jù)列入下表：表6 熱量衡算表進(jìn)出項(xiàng)目數(shù)量（kJ/h）項(xiàng)目數(shù)量（10kJ/h）進(jìn)料帶入熱量QF塔釜加熱量QB回流帶入熱量QL合計(jì)1479902.044492812.165707528.667680242.864塔頂蒸汽帶出熱量QV塔底產(chǎn)品帶出熱量QW散發(fā)的熱損失QN合計(jì)4985873.1761415276.758970279.87227371429.8062表7 計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)