甲醇水溶液连续精馏筛板塔设计.docx
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甲醇水溶液连续精馏筛板塔设计
设计题目名称:
甲醇---水溶液连续筛板精馏塔设计
一·设计条件:
1)进精馏塔的料液含甲醇40%(质量分数,下同),其余为水;
2)塔顶的甲醇含量高于93%;
3)残液中甲醇含量低于0.05%;
4)生产能力为年产50000吨93%的甲醇;每年工作日为300天,每天24小时运转;
5)全塔总效率:
60%
6)操作条件
a)塔顶压力常压
b)进料热状态泡点
c)自选回流比
d)加热蒸汽压力0.5MPa(表压)
e)单板压降小于等于0.9kpa设计内容:
f)厂址为宁夏地区
二.设计内容:
1)精馏塔的物料衡算;
2)塔板数的确定
3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5)塔板主要工艺尺寸的计算
6)塔板的流体力学验算
7)塔板负荷性能图
8)精馏塔接管尺寸计算
9)对设计过程的评述和有关问题的讨论
10)绘制生产工艺流程图,筛板塔工艺条件图(A2)。
三.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m Wc----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/s2 Z----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m θ----液体在降液管内停留时间
hc----与干板压降相当的液柱高度m υ----粘度
hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度m ρ----密度
hf----塔板上鼓层高度m σ----表面张力
hL----板上清液层高度m Ψ----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m max----最大的
how----堰上液层高度m min----最小的
hW----出口堰高度m L----液相的
h’W----进口堰高度m V----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
1.精馏操作对塔设备的要求
2.板式塔类型
3.精馏塔的设计步骤
二、精馏塔的物料衡算
三、塔板数的确定
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
六、塔板主要工艺尺寸的计算
七、筛板的流体力学验算
八、塔板负荷性能图
九、筛板塔设计计算结果
十、辅助设备的计算及选型
⒈原料贮罐
2.产品贮罐
3.原料预热器
4.塔顶全凝器
5.塔底再沸器
6.产品冷凝器
7.精馏塔
8.管径的设计
十一、参文献考
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)=0.882 ⑵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
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/m3 ρB=750.0kg/m3
tF=85.2℃时 ρA=968.5kg/m3 ρB=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/m3 ρB=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.s μB=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.s μB=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.s μB=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/m σB=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/m σB=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/m σB=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,
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- 甲醇 水溶液 连续 精馏 筛板 设计