课程设计---甲醇—水连续精馏筛板塔的设计

《化工原理》课程设计说明书

设计题目 年产3万5千吨甲醇精馏塔的设计

甲醇生产过程精馏塔的设计

1 甲醇－水连续精馏塔设计条件

（１） 生产能力：35000吨/年，年开工7200小时 （２） 料液组成：甲醇含量30%（质量分数） （３） 采用间接蒸汽加热 （４） 采用泡点进料

（５） 塔顶馏出液甲醇含量98%（质量分数） （６） 塔顶易挥发组分99%（质量分数） （７） 塔顶压强1.05atm（绝对压强） （８） 单板压降≤70Kpa液柱

（９） 加热蒸气压力：0.5Mpa（表压） ２ 主要使用数据

表1 甲醇水溶液汽液相平衡数据（摩尔） x 0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10

y 0.000 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418

x 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60

y 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825

x 0.70 0.80 0.90 0.95 1.00

y 0.870 0.915 0.958 0.979 1.000

３ 设计方案的确定

本设计任务为甲醇的精馏。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易挥发物系，最小回流比较小，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 4 主要工艺计算

4.1 原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率

0.332.04xF== 0.194 0.30.3?32.0418.020.9832.04xD=? 0.965 0.980.02?32.0418.02xw=

0.01FXfw?0.0024

图1 精溜塔工艺流程图

4.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0. 194×32.04+(1-0.194)×18.02=20.74kg/kmol MD=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55 kg/kmol MW=0.0024×46+(1-0.0024)×18.02=18.10 kg/kmol 4.3 物料衡算 原料处理量 F=

35000?1000?234.38kg/kmol

7200?20.74总物料衡算 F=D+W 又∵ xF=0.194 xD =0.965

由??DxDD?0.965??99% FxFF?0.194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×xw

xw =0.0024 4.4 塔板数的确定 1 理论塔板层数Nt的求取 可利用图解法求理论板层数

①由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图2。 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（二）中对角线上，自点（0.194，0.194）作垂线即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.574 xq=0.194

故最小回流比为 Rmin=

xD?yqyq?xq?0.965?0.574?0.976

0.574?0.194取操作回流比为 R=2Rmin=2×0976=1.952 4.4.1 操作线方程 求精馏塔的气液相负荷 L=RD=1.952×46.65=91.06kmol/h V=(R+1)D=2.952×46.65=137.71kmol/h L＇=L+F=91.68+234.38=325.44 kmol/h V＇=V=137.71 kmol/h 精馏段操作线方程： y?Lw39.0420.00x?xD?x??0.965?0.661x?0.327 VV59.045.04提留段操作线方程：

y??L?w325.4487.73x??xw?x???0.0024?2.363x??0.003 V?V?137.71137.714.4.2 理论塔板数的确定

作出两条操作线，并用M.T法求出理论板数：NT=10.5 精馏段：NT=6

提馏段：NT=4.5，由图可知第7块为进料板

0.8Y 0.40.00.00.40.8X y0.10 0.050.000.000.040.08x 图2 理论塔板数示意图

4.4.3 塔板效率和实际塔板数 由查图可知

当 xD=0.965时， TD=65.76℃

当 xw=0.0024时， Tw=99.64℃ 平均温度：

tm=（65.76+99.64）/2=82.7℃ 当t=82.7℃时，

lgpA?A?B1574.99?7.19736??2.2994 t?C82.7?238.86求得，pA=199.25kPa

而

lgpB?A?B1657.46?7.07406??1.7226 t?C82.7?238.86求得，pB =52.794 kPa

a=pA/ pB =199.25/52.794=3.774 求得 a=3.72

当进料液黏度在82.7时

μL=xFμA+(1-xA)μB=0.194×0.48+（1-0.194）×0.3447=0.37095 aμL=1.4000 用O`connell法

ET=0.49×(aμL)-0.245=0.45

实际板NP=

NT10.5??23块 ET0.45精馏段实际层数N精=6/0.45=13块 提馏段实际层数N提=4.5/0.45=10块 4.5 物性数据计算 4.5.1平均分子量 4.5.1.1 塔顶

xD=y1=0.965,查平衡曲线x1=0.916

气相 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㎏/kmol 4.5.1.2 进料板 由图可知，

xF=0.120 yF=0.460

气相 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 4.5.1.3精馏段

气相 MVFM=0.5×(31.55+24.47)=28.01㎏/kmol 液相 MLFM=0.5×(30.86+19.70)=25.28㎏/kmol 4.5.2 平均密度

因为 PD=1.03atm=101.325+4=105.325kPa 单板压降 ΔP=70mm

液柱=0.070×1×103×10×13=9100Pa=9.1 kPa PF=PD+0.70×13=114.425kPa

精馏段平均压力 Pm=(105.325+114.425)/2=109.875KPa 4.5.2.1 气相 Pm= 109.875 kPa

PmMVm109.875?28.01?Vm???1.066kg/m3

RTm8.314?(73.88?273.15)4.5.2.2 液相

?LM=?LFM?10.1950.805?734.85970.5?913.38kg/m3

(1) 塔顶

因为塔顶 T=65.76℃

查手册得 ?A=749.85㎏/m3； ?B=980㎏/m3 代入公式得 ?LDM= 756.06㎏/m3 （2） 进料板 由图2可知：

X进料板=0.120，

查气液相平衡数据可知：T进料板=82℃

所以，进料板 ?B=970.5㎏/m3 ；?A=734.85㎏/m3 进料板液相的质量分率

aA?0.12?32.04?0.195

0.12?32.04?18.02?0.8813?913.3kg8m/

0.1950.805?734.85970.5液相密度 ?LFM?精馏段液相平均密度为

?LM=0.5×(?LDM+?LFM)=0.5×(756.06 +913.38)=834.72㎏/m3 4.5.3 表面张力

由公式σm=?4.5.3.1 塔顶

由tD=65.76℃，查手册得

Xi?i分别进行计算

σA=18.00mN/m σB=65.28mN/m

σLDm =0.965×18.00+0.035×65.28=19.651mN/m 4.5.3.2 进料板 由tF=82.00℃，查手册得

σA=16.8mN/m σB=62.22mN/m σLFm=0.12×16.8+0.88×62.22=56.77mN/m 4.5.3.3 平均表面张力 精馏段液相平均表面张力为：

σLm=(19.65+56.77)/2= 38.21mN/m 4.5.4 液体平均粘度的计算 液体平均粘度的计算公式

lgμLM=?Xilg?i

4.5.4.1 塔顶

由tD=65.76℃,查手册得μA=0.340mPa?s ；μB=0.436mPa?s

lgμLDM=0.965lg0.340+0.035lg0.436

得 μLDM=0.343 4.5.4.2 进料板

由tF=82.00℃,查手册得μA=0.5mPa?s ；μB=0.347mPa?s 得 μLFM=0.363 mPa?s

精馏段的平均表面张力为 μlm=0.353 mPa?s 4.6 塔和塔板工艺尺寸计算

VMVm137.71?28.01??1.005m3/s VS=3600?3600?1.006Lm

LMLm91.06?25.28??0.000766 m3/s LS=3600?3600?834.72Lm可得：

Lh=Ls×3600=2.7576m3/h Vh=Vs×3600=3618 m3/h 4.6.1 塔径

Lh?L1()2?0.213 Vh?V取HT=0.45m,取板上清液hL=0.06m

HT-hL=0.39m 由 Umax=C?l??v ?v查史密斯关联图

C20=0.084

AT??4D2??4?1.02?0.785m/s

umax?0.0740?834.72?1.066?1.196m/s

1.066取安全系数为0.7，则空塔气速为

u=0.7umax=0.7×2.069=1.4486m/s D=

4Vs4?1.292??1.0656m ?u??1.4486按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为

AT??4D2??4?1.02?0.785m/s

实际空塔气速为

u=1.005/0.785s=1.280m/s 4.6.2 精馏塔高度的计算 精馏段有效高度为

Z精=（N精-1）HT=（13-1）HT=12×0.45=5.4m 提馏段有效高度为

Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.4=9×0.45=4.05m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为

Z=Z精+Z提+0.8=5.4+4.05+0.8=10.25m 4.6.3 溢流装置

因塔径D=1.0m<2.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘. 4.6.3.1 堰长

取溢流堰长LW=0.66×D=0.66m 4.6.3.2 堰高 由 hW＝hL-hOW

选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即 how=取 E=1

how=

2.840.0007663600?×(

0.661000L2.84×E(h)2/3 1000Lw)2/3=0.007m

取板上清液高度 hL=0.06m

hW=hL-how=0.06-0.007=0.053m

4.6.3.3弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af 由lW/D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得：

Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722 Wd=0.124×D=0.124×1.0=0.124m Af=0.0722××D2=0.0722×AT=0.0567㎡ 4.6.3.4 降液管停留时间以检验降液管面积：

T=

3600?Af?HTLh?4=

3600?0.0567?0.40=23.02s>5s

0.000766?3600故符合要求。

4.6.3.5降液管底隙高度h0

? =0.08m/s,根据h0=Lh/(lw×?0?×取降液管底的流速为?03600)计算得：

h0=

0.000766?3600=0.0145m

0.66?0.08?3600hw-h0=0.053-0.0145=0.03851m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理，符合要求 选用凹形受液盘，深度 h′=50nm 4.6.4 塔板布置 4.6.4.1 塔板的分块

因为D≥800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。 如下图所示:

图3 塔板分块示意图

4.6.4.2边缘区宽度确定 取WS=WS'=0.065m,WC=0.035m 4.6.4.3 开孔区面积计算

开孔区面积按下式计算，即 Aa=2(XR?X+

22?R2180Sin-1

X) R其中 X=D/2-（Wd+Ws）=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311m

R=D/2-WC=1.0/2-0.035=0.465m

故 Aa=2(XR?X+

22?R21802Sin-1

2X) R=2×(0.311×0.465?0.311+=0.532m2

?0.4652180 Sin-1

0.311) 0.465

图5 塔板布置图

4.6.4 筛孔计算及其排列

取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，碳钢板原为δ=3mm 取 t/d0=3.0

孔心距 t=3.0×5.0=15.0mm 筛孔数目

n= 1.155Ao/t2=1.155×0.532/0.0152=2731个

开孔率为Φ=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=0.0101 气体通过阀孔的气速为

u0=Vs/A0=1.005/(0.0101×0.532)=18.07m/s

图6 筛孔布置图

4.6.5 塔高的计算

H=（n-n F-n P-1）HT+n FHF+n PHP+HD+HB+H1+H2 H——塔高，m；

n——实际塔板数（不包括加热釜），23块； nF——进料板数，3个；

HF——进料孔处板间距，0.45m；

nP——人孔数（包括塔顶塔底空间所开人孔;塔顶塔底空间各一个，进料板处一个，见工艺图），5个； HB——塔底空间高，3m； HP——设人孔处的板间距，0.8m； HD——塔顶空间高，取1.2m； HT——板间距，0.45m；

H1——封头高度，0.5m； H2——裙座高度；3m; 求得： H=18.65m

4.7 筛板的流体力学验算 4.7.1 塔板压降

气体通过筛板压降相当的液控高度hp 依式 hp=hc+hl+hδ 来计算 4.7.1.1 干板阻力hc计算 干板阻力hc,

hc?0.051(u02?v)() c0?L由d0/δ =5/3=1.67,查图得， C0=0.772m

18.7201.066)(?)故 hc?0.051(0.772834.720m.0 3824.7.1.2 气流通过板上液层的阻力hc计算 气体通过液层的阻力hl计算

h=βhL

ua?Vs1.005??1.380m/s

AT?Af0.785?0.057F0?1.3801.066?1.42kg1/2/(s?m1/2)

查表得β=0.60

故 hl=βhL=β（hW+hOW）=0.60×(0.0467+0.0133)=0.036m液柱 4.7.1.3 液体表面张力的阻力的计算

液体表面张力所产生的阻力

4?L4?38.21?10?3h????0.0037m液柱

?Lgd0834.72?9.81?0.0054.7.1.4 气体通过筛板的压降

hp=hc+hl+hδ=0.0382+0.036+0.0037=0.0779

单板压降 ΔPp= hp?Lg=0.0779×834.72×9.81=638Pa≤0.7KPa 故设计合理 4.7.2 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。 4.7.3 液沫夹带

eV?5.7?10?6?L(ua)3.2

HT?hfhf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m

?65.7?10(故 eV??L1.38)3.2=0.0152㎏液/㎏气<0.1㎏液/㎏气

0.4?0.15故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内,不会发生夹带过量液沫. 4.7.4 漏液验算

由式 u0,min=4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V =4.4?0.772(0.0056?0.13?0.06?0.0037)?834.72/1.066 =9.361m/s 实际孔速 u0=9.361m/s>u0,min

筛板稳定系数 K=u0/u0,min=18.70/9.365>1.5 故本设计中无明显漏液

4.7.5 液泛验算

为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd应服从下式的关系,即

Hd≤(Ht+hW)

依式, Hd=hp+hL+hd 计算Hd

?)2=0.153(0.08)2=0.001m hd=0.153(u0Hd=0.0779+0.06+0.001=0.1389m 取?=0.5,则

?(HT+hW)=0.5×(0.4+0.053)=0.2265

∴Hd≤? (HT+hW)

故在本设计中不会发生液泛现象. 4.8 塔板负荷性能图 4.8.1 漏液线

由 u0,min=4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V u0,min=Vs,min/Ao hL=hW+hOW

2.84Lh2/3E() how=

1000lw得

Lh2/32.84u0,min?4.4C0A0{0.0056?0.13[hw??E()]?h?}?L/?V 1000lw=4.4×0.772×0.101×0.532×

?3600Ls?2.84{0.0056?0.13[0.053??1???10000.66??2/3?0.0021}834.34/1.066 整理得 Vs,min=5.1060.01039?0.114L2/3 表2 漏液线数据表

LS(×10-3m3/s) V S (m3/s) 4.8.2 液沫夹带线

以eV=0.1㎏液/㎏气为限,求VS-LS关系如下:

5.7?10?uaeV=??L??HT?hf?60.6 0.54

1.5 0.557

3.0 0.5766

4.5 0.593

6.0 0.593

????2/3

ua?VSVS??1.373Vs

AT?Af0.785?0.0567hf=2.5(hw+how) hW=0.053m

2/32.84?3600LS?2/3how??1???0.88LS ?1000?0.66?3故 hf=0.133+2.2L2/S 3HT-hf=0.267-2.2L2/S

5.7?10?6eV=

38.21?10?3?1.373Vs? =0.1 ?2/3??0.267?2.2Ls?3.23整理得VS=1.486-12.245L2/S

在操作范围内任取几个LS值,依上式算出相应的VS值，得：

表3 液沫夹带线数据表

LS(×10-3 m 3/s) V S (m3/s)

0.6 1.4

1.5 1.362

3.0 1.231

4.5 1.152

6.0 1.082

4.8.3 液相负荷下限线

取hOW=0.006m作为液相负荷的下限条件，

4.10.5 塔釜加热量QB

釜液中甲醇的含量很小，可视为纯水。 在99.9℃时，水的比汽化热为2300kJ/kg 摩尔汽化热为 2300×18.02＝41446kJ/kmol 组成为Xw＝0.00024的甲醇水溶液的热量为 QB=41446×137.71=5707528.66kJ/h 4.10.6 设备向外界散发的热损失QN

QN＝0.17×QB＝5707528.66×0.17＝970279.8722 kJ/h 4.10.7 总的热量衡算 QL＋QF＋QB = QV＋QW＋QN QV＋QW＋QN＝7371429.8062 kJ/h QL＋QF＋QB＝7680242 .864kJ/h 将以上数据列入下表：

表6 热量衡算表

进

项目 进料带入热量QF塔釜加热量QB 回流带入热量QL

合计

数量（kJ/h） 1479902.044 492812.16 5707528.66 7680242.864

项目 塔顶蒸汽带出热量QV

出

数量（10kJ/h） 4985873.176

塔底产品带出热量QW 1415276.758 散发的热损失QN

合计

970279.8722 7371429.8062

表7 计算结果总表

计算数据 项 目 各段平均压强Pm,kPa 各段平均温度tm，℃ 气相VS,m3/s 平均流量 液相Ls,m3/s 实际塔板数N，块 板间距HT,m 板的有效高度Z，m 塔径D，m 空塔流速u，m/s 塔板液流形式 溢流管形式 溢流装置 堰长lw，m 堰高hw，m 溢流堰宽度Wdm 管低与受液盘距离h0，m 板上清液高度hL，m 孔径的d0，mm 孔间距t，mm 开孔率,% 筛孔气速uo,m2 筛孔数目,个 每层塔板压降hp,kPa 液体在降液管中的停留时间t，s 降液管内清液高度Hd,m 雾沫夹带ev，kg液/kg气 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷VS,max,m/s 气相最小荷VS,min,m/s 操作弹性 33精馏段 109.85 73.88 1.005 0.00076 23 0.45 18.65 1.0 1.28 单流型 弓形 0.66 0.053 0.124 0.0145 0.06 5 15 10.1 18.70 2731 0.638 25.80 0.141 0.0156 雾沫夹带控制 液相负荷下限线控制 1.367 0.750 1.823 提馏段 略 略 略 略 5 参考文献：

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[3] 陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计[M]. 上海：华东理工大学出版社，2005

[4] 杨祖荣. 化工原理[M]. 北京:化学工业出版社,2004

[5] 王红林,陈砺. 化工设计[M]. 上海：华东理工大学出版社，2001 [6] 王志魁. 化工原理[M]. 北京：化学工业出版社，2005

6 后记

通过这次课程设计的学习，让我从以往的纯理论的思维中走了出来。认识到在工程实际之中，还有很多理论不能解决或不能完全解决的问题。这时候，更多的用到的是经验公式和近似的处理方法。并且，这些经验公式和近似的处理方法往往还有一定适用范围，这些都给我们课程设计的计算带来了一些麻烦。我想这些也给工程计算人员带来了诸多不便。这样就给我们化工人员提出了新的课题——建立更加合理的模型、找到更加正确理论解决工程问题。

另外，在完成这次课程设计的过程中，我感到自己的专业知识还不够扎实。处理问题时还不是得心应手，在被问题卡住时，经常求助于老师和书本。知道了临阵磨枪的无奈，在今后的学习中，我会更加严格的要求自己，认真学好。

最后，我要感谢老师在我完成课程设计时给我帮助与指导，让我的课程设计顺利完成。由于水平有限本次课程设计的错误在所难免，希望老师批评指出。

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