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甲醇精馏塔设计说明书


武汉理工大学化学工程系

化工原理课程设计

设计条件如下: 操作压力:105.325 Kpa(绝对压力) 进料热状况:泡点进料 回流比:自定 单板压降:≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力:0.5M Kpa(表压) 全塔效率:ET=47% 建厂地址:武汉 设计计算] [设计计算] (一)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,应采用连续精馏流程。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,其余部分经产品冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用 间接蒸气加热,塔底产品经冷却后送至储罐。 (二)精馏塔的物料衡算 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 Kg/Kmol 水的摩尔质量:MB=18 Kg/Kmol xF=32.4% xD=99.47% xW=0.28% 2、 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol MD= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol MW= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、 物料衡算 3 原料处理量:F=(3.61*10 )/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算:160.21=D+W 甲醇物料衡算:160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得 D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h (三)塔板数的确定 1、 理论板层数 MT 的求取 甲醇-水属理想物系,可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据,绘出 x-y 图(附表) ②求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比,在图中对角线上,自点 e(0.324,0.324)作垂线 ef 即为 进料线(q 线),该线与平衡线的交战坐标为 (xq=0.324,yq=0.675) 故最小回流比为 Rmin= (xD- yq)/( yq - xq)=0.91 取最小回流比为:R=2Rmin=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=(R+1)D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h L′=L+F=94.42+160.21=254.63 Kmol/h
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V′=V=146.30 Kmol/h ④精馏段操作线方程为: y =(L/V)x + (D/V)xD =(99.42/146.30)x+(51.88/146.30)*99.47%=0.6454x+0.3527 提馏段操作线方程为: y′=(L′/V′)x′ + (W/V′)xW=(254.63/146.30) x′-(108.33/146.30)*0.28% =1.7405 x′-0.0021 ⑤图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数(附图),求解结果为: 总理论板层数:NT=13(包括再沸器) 进料板位置: NF=10 2、实际板层数的求取

α=

yΑ (1 ? xΑ ) xΑ (1 ? yΑ )
温度 t(℃) 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0

α
4.035 3.525 3.143 2.868 2.691 2.534 2.454


0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 0.95


0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979

α = 3.036

? = 0.345   (见后) α  ? =1.047     故E 0=47% *
精馏段实际板层数:N 精=9/47%=20 N 提=4/47%=9 (四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 以精馏段为例进行计算 1、 塔顶操作压力:PD=101.3 Kpa 每层塔板压降:△P=0.7 Kpa 进料板压力:PF=105.3+0.7*20=119.3 Kpa 精馏段平均压力: (105.3+119.3)/2=112.3 Kpa 2、 操作温度计算 依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中甲醇、水的饱和蒸气 压由安托尼方程计算,计算过程略,计算结果如下: 塔顶温度:tD=64.6℃ 进料板温度:tF=76.3℃ 精馏段平均温度:tM=70.45℃ 3、 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算:由 xD=y1=0.9947,查 y-x 曲线(附表) ,得 x1=0.986 MVDm=0.9947*32+(1-0.9947)*18=31.93 MLDm=0.9860*32+(1-0.9860)*18=31.80
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进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板(附图) ,得 xF=0.229 yf=0.607 MVFm=0.607*32+(1-0.607)*18=26.50 MLFm=0.229*32+(1-0.229)*18=21.21 所以精馏段平均摩尔质量: MVm=(31.93+26.50)/2=29.22 MLm= (31.80+21.21)/2=26.51 4、 平均密度计算 ⑴气相密度计算 由理想气体状态方程计算,即

ρV =
m

Pm M Vm RTm

=

112.3 * 29.22 = 1.15 Kg / M 3 8.314 * (273 + 70.45)

⑵液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算,即
1

αi ρ L = ∑ ρi
m

塔顶液相平均密度的计算 由 tD=64.6℃ 查手册得,

ρ A = 745Kg / m3  ρ B=980.3Kg / m3

ρ LD =
m

1 0.9947

ρA +

0.0053

= 746Kg / m3

ρB

进料板液相平均密度的计算 由 tF=76.3℃ 查手册得,

ρ A = 735Kg / m3  ρ B=978Kg / m3
进料板液相的质量分量

αA =
ρ LF
m

0.229 * 32 = 34.56% 0.229 * 32 + 0.771 *18
= 1 0 . 3456

ρA

+ 0 . 6544

= 877 . 7 K g / m 3

ρB

⑶精馏段液相平均密度为:

ρ L = ( ρ1 + ρ 2 ) 2 = 812Kg / m3
m

5、 液体平均表面张力计算 ⑴液相平均表面张力依下式计算,即

σ L = ∑ xiσ i
m

塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD=64.6℃,查手册得
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σ A = 18.8 mN / m   σ B = 65.2 mN / m σ LD = 0.9947σ A + 0.0053σ B = 19.05 mN / m
m

⑵进料板液相平均表面张力的计算 由 tF=76.3℃,查手册得

σ A = 17.5 mN / m   σ B = 62.7 mN / m σ LF = 0.229σ A + 0.771σ B = 52.35 mN / m
m

⑶精馏段液相平均表面张力为:

σL =
m

(σ LDm + σ LFm )

2

= 35.7 mN / m

6、 平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算,即 lg ? Lm = ⑴塔顶液相平均粘度的计算 由 tD=64.6℃ 查手册得,

∑ x lg ?
i

i

? A=0.34mpa / s    ? B=0.437mpa / s lg ? LD = 0.9947 lg ? A + 0.0053 lg ? B   解得? LD =0.34mpa / s
m m

⑵进料板液相平均粘度的计算 由 tF=76.3℃ 查手册得

? A=0.28 mpa / s     ? B=0.374 mpa / s lg ? LF = 0.229 lg ? A + 0.771 lg ? B   解得 ? LF =0.35mpa / s
m m

⑶精馏段液相平均表面张力为

( ? A= ?1 + ? 2) =0.345mpa / s 2
(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1、 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为:

Vs = Ls =

VM Vm 146.30 * 29.22 = = 1.033m3 / s 3600 * ρVm 3600 *1.15 LM Lm 94.42 * 26.51 = = 856 *10 ? 4 m3 / s 3600 * ρ Lm 3600 * 812

由umax = C

ρ L ? ρV σ 0.    其中C=C20 L )2 ( 20 ρV

L h ρ L 12 L s ρ L 12 8.56 *10? 4 812 12 ( ) = ( ) = ( ) = 0.021 Vh ρV Vs ρV 1.08 1.15
取板间距 HT=0.4m,板上液层高度 hL=0.06m,则 HT-hL=0.40-0.06=0.34m 查史密斯关联图得,C20=0.074

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C=C20 (

σL
20

0. )2 = 0.074 (

35.7 0.2 ) = 0.083 20

umax = 0.083

812 ? 1.15   2.204 m / s = 1.15

取安全系数为 0.7,则空塔气速为

u = umax = 0.7 * 2.204 = 1.543 m / s D= 4Vs 4 *1.033 = = 0.948 m / s πu π *1.543
塔截面积为 AT =

按标准塔径圆整后,为 D=1.0m

π
4

D 2 = 0.785m 2

实际空塔气速为 u=1.033/0.785=1.316 m / s 2、 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z 精=(N 精-1)HT=(20-1)*0.4=7.6m 提馏段有效高度为 Z 提=(N 提-1)HT=(9-1)*0.4=3.2m 在进料板上方开 2 人孔,其高度为 0.8m 故精馏塔有效高度为 Z=N 精+N 提+0.8*2=12.4m (六)塔板主要工艺尺寸的计算 1、 溢流装置计算 因塔径 D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘,各项计算如下: ⑴塔长 lW=0.66D=0.66m ⑵溢流堰高度 hW 由 hW=hL-hOW 选用平直堰,堰上液层高度 hOW

how =

2.84 Lh 2 3 E( ) 1000 lw

近似取 E=1,则

how =

2.84 8.56 *10?4 * 3600 2 3 *1 * ( ) = 7.93m 1000 0.66
?3

取板上清液层高度 hL=60mm 故 hw = 60 *10

? 7.93 *10?3 = 52.07 *10 ?3 m
Wd/D=0.124

⑶弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af 由 lw/D=0.66,查图得 Af/AT=0.0722

Af = 0.0722 * AT = 0.0567m 2 Wd = 0.124 D = 0.124m
验算液体在降液管中停留时间

θ=

3600 A f H T Lh

=

3600 * 0.0567 * 0.40 = 26.5s > 5s 8.56 *10? 4 * 3600

故降液管设计合理
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⑷降液管底隙高度 h0

h0 =

Lh ′ 取u0=0.08 m / s ′ 3600 * lwu0

8.56 *10 ? 4 * 3600 则h0 = = 0.016m > 0.006m 3600 * 0.66 * 0.08
故降液管底隙设计合理

′ 选用凹形受液盘,深度 hw =50mm
2、 塔板布置 ⑴塔板的分块 因 D≥800mm,故塔板采用分块式,且分为 3 块 ⑵边缘区宽度确定 取 WS = WS′ = 0.065m   WC = 0.035m ⑶开孔面积 Aa

180 D 其中,x = ? (Wd + Ws ) = 0.5 ? (0.124 + 0.065) = 0.311m 2 D    r = ? Wc = 0.5 ? 0.035 = 0.465m 2 π * 0.4652 ?1 0.311 故Aa = 2(0.311 0.4652 ? 0.3112 + sin ) = 0.532m 2 180 0.465
⑷筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性,可选用δ=3mm 碳钢板,取筛孔直径 d0=5mm 筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t 为 t=3d0=15 mm 筛孔数目 n 为 n =

A a = 2( x r 2 ? x 2 +

πr 2

sin ?1

x r

1.155 Aa 1.155 * 0.532 = = 2731个 t2 0.0152 d 0.005 2 开孔率为 ?=0.907 0 ) = 0.907 * ( 2 ( ) = 10.1% t 0.015
气体通过阀孔的气速为

u0 =

Vs 1.033 = = 19.23 m / s A0 0.101 * 0.532

(七)筛板的液体力学验算 1、 塔板压降 ⑴干板阻力 hc 计算 干板阻力 hc = 0.051( 故 hc = 0.051(

u0 2 ρV ) ( ) C0 ρ L

由 d0/δ=3/5=1.667, 得 C0=0.772

19.23 2 1.15 ) = 0.0448液注 ) ( 0.772 812
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⑵气体通过液层的阻力 hl 计算 hl=βhL

ua =

Vs 1.033 = = 1.418m / s AT ? Af 0.785 ? 0.0567

F0 = ua

ρv = 1.418 1.15 = 1.52 Kg

1

2

sm

1

2

查图得,β=0.59 故 hl = βhL = β ( hw + how ) = 0.59(52.07 *10 ⑶液体表面张力的阻力 hσ 计算 液体表面张力所产生的阻力 hσ 由下式计算
?3

+ 7.93 *10 ?3 ) = 0.0354 m液柱

4σ L 4 * 35.7 *10 ?3 hσ = = = 0.00359m液柱 ρ L gd0 812 * 9.81* 0.005
气体通过每层塔板的液柱高度 hP 可按下式计算,即 hP=hc+hl+hσ hP=0.0448+0.0354+0.00359=0.084m 液柱 气体通过每层塔板的压降为

?P = h p ρ L g = 0.084 * 812 * 9.81 = 667.45 < 0.7 KPa (设计允许值)
2、 液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差 的影响。 3、 液沫夹带 液沫夹带量

ev   =   =

5.7 *10 ?6

σL

(

ua )3.2      h f = 2.5hL = 2.5 * 0.06 = 0.15m HT ? h f

5.7 *10 ?6 1.418 *( )3.2 = 0.041 Kg液 < 0.1 Kg液 ?3 Kg汽 Kg汽 35.7 *10 0.40 ? 0.15

故在本设计中,液沫夹带量 ev 在允许范围内 4、 漏液 对于筛板塔,漏液点气速 u0,min

u0, min = 4.4C0 (0.0056 + 0.13hL ? hσ )

ρL

ρv
1.15 = 8.94m / s

= 4.4 * 0.772 (0.0056 + 0.13 * 0.06 ? 0.00359) * 812
实际孔速 u0 = 19.23 m / s > u0 , min 稳定系数为 K =

u0 u0, min

=

19.23 = 2.15 > 1.5 8.94
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故在本设计中无明显漏液 5、 液泛 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度 Hd 应服从以下关系

H d ≤ ? ( H T + hw )
甲醇-水物系属不易发泡物质,取 ? =0.6 则:

? ( H T + hw ) = 0.6 * (0.4 + 52.07 *10?3 ) = 0.271m
而H d = hp + hL + hd 板上不设进口堰,hd=0.153 u0 )2 = 0.153 * 0.082 = 0.001m液柱 ( ′ H d=0.084 + 0.06 + 0.001=0.145液柱 H d ≤ ? ( H T + hw ) 故在本设计中不会发生泛液现象
(八)塔板负荷性能图 1、 漏液线
u 0,min = 4.4C 0 (0.0056 + 0.13hL ? hσ ) u 0,min = Vs ,min A0

ρL

ρv
L 2 2.84 E( h ) 3 1000 Lw

   hL = hw + how    how =

? ? ? 2.84 L 2 ? Vs ,min=4.4C 0 A0 ?(0.0056 + 0.13?hw + E( h ) 3 ? ? hσ ? ρ L ρv Lw ? 1000 ? ? ? ? ? ? 3600L S 2 3 ? 2.84 ? ? =4.4 * 0.772 * 0.101 * 0.532 ?(0.0056 + 0.13?52.07 * 10 ? 3 + *1 * ( ) ? ? 0.00359? * 812 1.15 1000 0.66 ? ? ? ? ? ? ? ?

整理得

3600 2 3 2 3 ? ? ( Vs , min=4.85 0.00201 + 0.13?0.05207 + 0.00284 ) LS ? 0.66 ? ? = 4.85 0.00878 + 0.1144 LS3
在操作范围内,任取几个 LS 值,依上式计算出 VS 值,计算结果列于下表
2

m3 LS    m3 VS   

s s

0.0006 0.475

0.0015 0.492

0.0030 0.512

0.0045 0.530

由上表可作出漏液线 1 2、 液沫夹带线 以 ev = 0.1

Kg液

Kg汽

为限,求 VS -LS 关系如下

ev   =

5.7 *10?6

σL

(

ua )3.2       HT ? hf

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ua   =

VS VS =  1.373VS = AT ? Af 0.785 ? 0.0567

h f = 2.5hL = 2.5(hw + how )     hw = 0.05207 m how =
2 2.84 3600 Ls 2 3 ) = 0.88 Ls 3 *1 * ( 1000 0.66 2 2 3 2

故h f = 2.5(0.05207 + 0.88 Ls 3 )=0.13 + 2.2 Ls
2

H T ? h f = 0.4 ? (0.13 + 2.2 Ls 3 ) = 0.27 ? 2.2 Ls ev   = 5.7 *10 ?6 1.373VS ( )3.2   0.1 = ?3 35.7 *10 0.27 ? 2.2 Ls 2 3
2 3

3

VS = 1.4713 ? 11.99 Ls

在操作范围内,任取几个 LS 值,依上式计算出 VS 值,计算结果列于下表

m3 LS    m3 VS   

s s

0.0006 1.386

0.0015 1.314

0.0030 1.222

0.0045 1.144

3、 液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度 how=0.006m 作最小液体负荷标准

how = LS=(

2.84 3600 LS 2 3 E( ) = 0.006    1000 lw 1000 * 0.006 3 2 0.66 ) * =5.6 *10 ? 4 m3 / s 2.84 3600

取E=1,则

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限。 4、 液相负荷上限线

以θ = 4 s作为液体在降液管中停留时间的下限 AH θ = f T =4 LS 故LS , max =
5、 液泛线

Af H T 4

=

0.0567 * 0.40 = 5.67 *10? 3 m3 / s 4

令H d = ? ( H T + hw ) 由H d = hp + hL + hd     hp = hc + hl + hσ      hl = βhL        hL = hw + how 联立得,?H T + ?-β-1)hw=(β + 1)how + hc + hd + hσ ( 忽略hσ 将how与LS ,hd 与VS ,hc与VS的关系代入上式,并整理得
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a′VS = b′ ? c′LS ? d ′LS
2 2

2

3

式中a′ =

0.051 ρV ( )      b′ = ?H T + (? ? β ? 1)hw ( A0C0 ) 2 ρ L (lw ho )
2

  c′ = 0.153

    d ′ = 2.84 *10?3 E (1 + β )(

3600 2 3 ) lw

将有关数据代入得

a′ = 0.042      b′ = 0.188 c′=1372      d ′ = 1.40 故  042VS =0.188 ? 1372LS -1.4LS 0.
2 2 2 3

VS =4.476-32666.67 LS ? 33.333LS
2 2

2

3

在操作范围内,任取几个 LS 值,依上式计算出 VS 值,计算结果列于下表

m3 LS    m3 VS   

s s

0.0006 2.056

0.0015 1.991

0.0030 1.868

0.0045 1.705

由上表数据可作出液泛线 5 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图(附图) 在负荷性能图上,作出操作点 A,连接 OA,即作出操作线,由图看出,该筛板的 操作上限为液沫夹带线 液沫夹带线控制,下限为液相负荷下限线 液相负荷下限线控制。 液沫夹带线 液相负荷下限线

VS, = 0.676    VS, =1.344 min max 操作弹性为 VS, 1.344 max = = 1.988 VS, 0.676 min

所设计筛板的主要结果汇总于下表
序 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 号 项 目 数 值

平均温度 tm ,℃ 平均压力 Pm ,KPa 气相流量 VS ,(m /s) 液相流量 LS ,m/s 实际塔板数 有效段高度 Z ,m 塔径 ,m 板间距 ,m 溢流形式 降液管形式 堰长 ,m
3

70.45 112.3 1.033 8.56*10 29 12.4 1.0 0.4 单溢流 弓形 0.66
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12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

堰高 ,m 板上液层高度 ,m 堰上液层高度 ,m 降液管底隙高度 ,m 安定区宽度 ,m 边缘区宽度 ,m 开孔区面积 ,m 筛孔直径 ,m 筛孔数目 孔中心距 ,m 开孔率 ,% 空塔气速 ,m/s 筛孔气速 ,m/s 稳定系数 每层塔板压降 ,Pa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带量 ev(Kg 液/Kg 气) 气相负荷上限 ,m/s 气相负荷下限 ,m/s 操作弹性
2

52.07*10 0.06 7.93*10 0.016 0.065 0.035 0.532 0.005 2731 0.015 10.1 1.543 19.23 2.15 667.45

-3

-3

液沫夹带 液相负荷下限 0.041 1.344 0.676 1.988

附:1)甲醇-水温度组成图 2)甲醇-水 y-x 及理论塔板图 3)塔板负荷性能图 4)生产工艺流程图 5)筛板精馏塔设计条件图

参考资料 化工原理实验课程设计 化工原理 化工原理(21 世纪) 化工工程制图 化工过程单元设计 化工过程设计 化工设计

天津大学出版社 化学工业出版社 华南理工 化学工业出版社 化学工业出版社 化学工业出版社 化学工业出版社

余国琮 王志魁 周正烈 魏崇光 匡国柱、史启才 [英]R.Smith、王保国译 王静康

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