甲醇水精馏课程设计.doc

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1、4.3.2 前言 在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热等单元操作中。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题。 塔设备按其结构形式基本上可分为两类：板式塔和填料塔。以前，在工业生产中，当处理量大时多用板式塔，处理量小时采用填料塔。近年来由于填料塔结构的改进，新型的、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效能又保持了压降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推广到大型汽液操作中。在某些场合还代替了传统的板式塔。如今，直径几米甚至几十米的大型填料塔在工业上已非罕见。随着对填料塔的研究和

2、开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。 板式塔为逐级接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、操作弹性大、持液量小等优点。同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。 本设计目的是分离甲醇-水混合液，处理量不大，故选用填料塔。 塔型的选择因素很多。主要因素有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。 1 与物性有关的因素 易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，故选用填料塔为宜。因为填料不易形成泡沫。本设计为分离甲醇和水，故选用填料塔。 对于易腐蚀介质，可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料，对于不腐蚀的介质，则可选金属性质或塑料填料，而本设计分离甲醇和水，腐蚀性小可选

3、用金属填料。 2 与操作条件有关的因素 传质速率受气膜控制的系统，选用填料塔为宜。因为填料塔层中液相为膜状流、气相湍动，有利于减小气膜阻力。 难分离物系与产品纯度要求较高，塔板数很多时，可采用高效填料。 若塔的高度有限制，在某些情况下，选用填料塔可降低塔高，为了节约能耗，故本设计选用填料塔。 要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料。 4.3.3 流程确定和说明 1 加料方式 加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。但由于多了高位槽，建设费用增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，

4、流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本次实验采用高位槽进料。 2 进料状况 进料状况一般有冷液进料、泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大，对于沈阳地区来说，存在较大温差，且增加塔底蒸汽上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。 3 塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应。且容易冷凝，

5、故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高无需进一步冷却。此次分离也是想得到液体甲醇，选用全凝器符合要求。 4 回流方式 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装。且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝冷却器以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。 5 加热方式 加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是用蒸汽直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，

6、故省略加热装置。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，但理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。 本次实验采用间接蒸汽加热。6 加热器 采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸汽作加热剂。因为塔小，可将加热器放在塔内，即再沸器，这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少了理论板数。 生产条件确定和说明（略） 4.3.4 精馏塔设计计算 1 操作条件与基础数据 (1) 操作压力 精馏操作按操作压力分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，

7、混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏。当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸馏。对于甲醇-水系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。 (2) 气液平衡关系及平衡数据 表1 甲醇-水平衡时的t、x、y数据（摘于化工工艺手册） 平衡温度t 10092.990.388.985.081.678.0液相甲醇x 05.317.679.2613.1520.8328.18气相甲醇y 028.3440.0143.5354.5562.7367.75平衡温度t 73

8、.872.771.370.068.066.964.7液相甲醇x 46.2052.9259.3768.4985.6287.41100气相甲醇y 77.5679.7181.8384.9289.6291.94100根据以上数据绘出x-y平衡图（略） (3) 物料平衡计算 物料衡算 已知： 摩尔分率：进料平均相对分子质量根据气液平衡表（x-y-t表）利用内插法求塔顶温度tLD，tVD，塔釜温度tW，进料温度tF a.塔顶温度tLD，tVDb.塔釜温度tWc.进料温度tF 回流比确定 由表1的数据绘制x-y图（略） 由图（图略）可知进料平衡曲线为不正常平衡曲线，为减小误差，用作图法求最小回流比Rmin

9、由点a(xD, xD)向平衡线作切线，交轴于b(0,31.8)，即精馏段操作线截距，所以。 操作回流比可取为最小回流比的1.12.0倍，所以取 所以回流比确定为相对挥发度t = 92.9时，t = 66.9时，2 精馏塔工艺计算 (1) 物料衡算 物流示意图（略） 物料衡算 a.已知：，年开工300天，进料摩尔流量：总物料 F = D + W易挥发组分 F xF= D xD+ W xW解得：D = 9.334kmol/hW = 6.656kmol/h b.塔顶产品的平均相对分子质量 塔顶产品流量：c.塔釜产品的平均相对分子质量 塔釜产品流量：物料衡算结果表 表2单位 进料F 塔顶D 塔釜W 物

10、料 kg/h415.477294.481120.996kmol/h15.999.3346.656组成 质量分率 70%98%2%摩尔分率 56.8%96.5%1.13%(2) 热量衡算 热流示意图（略） 热量衡算 a.加热介质和冷却剂的选择 (a) 加热介质的选择 常用的加热介质有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达1001000，适用于高温加热。缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控制困难。本设计选用300kPa（温度为133.3）的饱和水蒸气作加热介质，

11、水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。 (b)冷却剂的选择 常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025。如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。 本设计建厂地区为沈阳。沈阳市夏季最热月份日平均气温为24。故选用24的冷却水，选升温10，即冷却水的出口温度为34。 b.冷凝器的热负荷 冷凝器的热负荷 其中 塔顶上升蒸汽的焓； 塔顶馏出液的焓。 其中 甲醇的蒸发潜热； 水的蒸发潜热。 蒸发潜热与温度的关系3：其中 对比温度。 表3 沸点下蒸发潜热列表 沸点/蒸发潜热/（kcalkmol-1） /K甲醇 64

12、.658430512.6水 1009729647.3由沃森公式计算塔顶温度下的潜热 65.66时，对甲醇：蒸发潜热 对水，同理得：，蒸发潜热 对全凝器作热量衡算（忽略热量损失） 选择泡点回流，因为塔顶甲醇含量很高，与露点相接近，所以 代入数据得： c.冷却介质消耗量 d.加热器的热负荷及全塔热量衡算 选用300kPa（温度为133.3）的饱和水蒸气为加热介质 列表计算甲醇、水在不同温度下混合的比热容单位：kcal/(kg)表4甲醇 水 甲醇：水： 根据表2 ，对全塔进行热量衡算：为了简化计算，以进料焓，即78.43时的焓值为基准做热量衡算 塔釜热损失为10%，则，则式中 加热器理想热负荷； 加

13、热器实际热负荷； 塔顶馏出液带出热量； 塔底带出热量。 加热蒸汽消耗量 （333K，300kPa） 表5热量衡算数据结果列表 符号 数值 3.201053.201050-1419.403212.083.61105699.32kcal/hkg/hkcal/hkcal/hkcal/hkg/h(3) 理论板数计算 由于本次设计的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求得，应用图解法。 精馏段操作线方程为 截距 连接，与q线交于d点，连接与d点，得提馏段操作线。然后，由平衡线与操作线可得到精馏塔理论板数为10块，提馏段3块，精馏段7块。 3 精馏塔主要尺寸的设计计算 精馏塔设计的主要依据和条件 表6 不

14、同温度下甲醇和水的密度 物质 密度kg/m3温度/ 5060708090100甲醇 750741731721713704水 988983978972965958表7 查图整理得甲醇-水特殊点粘度 物质 粘度mPas塔顶65.31 塔底98.52 进料71.86 甲醇 0.3320.2250.295水 0.4550.2560.410(1) 塔顶条件下的流量及物性参数 ，气相平均相对分子质量 液相平均相对分子质量 气相密度 液相密度 查表7，内插法所以 液相粘度 查表7得：，塔顶出料口质量流量 表8 塔中顶部数据结果表 符号 数值 31.5531.551.135739.380.336294.488

15、9.334(2) 塔底条件下的流量物性参数 ， 液相相对分子质量：由于很小，所以液相可视为纯水 气相密度：液相密度：视同纯水，查表6，液相粘度 查表7得：，塔底流量 表9 塔底数据结果表 符号 数值 18180.5919580.256119.816.656（3）进料条件下的流量及物性参数 ， 查表1得： 52.92 56.859.3779.71y81.83气相平均相对分子质量： 液相平均相对分子质量 气相密度 液相密度 由表6数据，同上用内插法，求出所以 液相粘度 查表7得：，进料流量 表10进料数据结果表 符号 数值 29.3725.981.04789.2040.348416.6715.99

16、（4） 精馏段的流量及物性参数 气相平均相对分子质量： 液相平均相对分子质量：气相密度：液相密度：液相粘度：气相流量：液相流量：(5) 提馏段流量及物性参数 气相平均相对分子质量： 液相平均相对分子质量：气相密度：液相密度：液相粘度：气相流量：液相流量：表11 精馏段、提馏段数据结果表 精馏段 提馏段 气相平均相对分子质量/（kgkmol-1） 30.6823.9液相平均相对分子质量/（kgkmol-1） 28.7921.99气相密度/（kgm-3） 1.0930.82液相密度/（kgm-3） 764.29873.60气相摩尔流量/（kmolh-1） 37.8037.80气相质量流量/（kgh

17、-1） 1151.39895.48液相粘度/（mPas） 0.3410.30液相摩尔流量/（kmolh-1） 28.4744.46液相质量流量/（kgh-1） 819.80977.674 填料的选择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面进行。 本设计选用规整填料，金属板波纹250Y型填料。 规整填料是一种在塔内按均匀图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气液流路，改善了沟流和壁流现象，压降可以很小，同时还可以提供更大的比表面积，在同等溶剂中可以达到更高的传质、传热效果。 与散装填料相比

18、，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面积时，填料空隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。 250Y型波纹填料是最早研制并应用于工业生产的板波填料，它具有以下特点： 第一、比表面积与通用散装填料相比，可提高近1倍，填料压降较低，通量和传质效率均有较大幅度提高。 第二、与各种通用板式塔相比，不仅传质面积大幅度提高，而且全塔压降及效率有很大改善。 第三、工业生产中气液质均可能带入“第三相”物质，导致散装填料及某些板式塔无法维持操作。鉴于250Y型填料整齐的几何结构，显示出良好的抗堵性能，因而能在某些散装填料塔不适宜的场合使用，扩大了填料塔的应用范围。 鉴于以上250Y型的

19、特点，本设计采用Mellapok-250Y型填料，因本设计塔中压力很低。 5 塔径设计计算 (1) 精馏段塔径计算 由气速关联式 式中：干填料因子； 液体粘度，mPas； A250Y型为0.291； L、G液体、气体质量流速； 液体、气体密度； g重力加速度。 精馏段：代入式中求解得：空塔气速：体积流量：圆整后：，空塔气速(2) 提馏段塔径计算 所以 空塔气速：体积流量：圆整后：，空塔气速(3) 选取整塔塔径 精馏段和提馏段塔径圆整后，为精馏塔的塔径。 6 填料层高度的计算 (1) 精馏段 所以查得 精馏段填料高度 式中 精馏段理论板数据根据图1-2（图略）得7； 2.8（查得） 精馏段总压降

20、(2) 提馏段 所以查得 提馏段填料高度 式中 提馏段理论板数据根据图（图略）得知3级； 2.81级（查得） 提馏段总压降(3) 全塔填料层压降 (4) 填料总高度 (5) 填料层高度和压降计算汇总表 参数 精馏段 提馏段 全塔 气动因子/m/s(kg/m2)1.4531.757压降p/Z(Pa/m)1.0701020.961022.03102总压降/Pa2.681021.021023.7102填料层高度/m2.51.073.574.3.5 附属设备及主要附件的选型计算 1 冷凝器 本设计冷凝器重力回流直立或管壳式冷凝器原理。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式，空冷凝螺旋板式换热器。因本设计冷

21、凝器与被冷凝流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液。 冷却水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费，取冷凝器传热系数沈阳地区夏季最高平均水温24，温升10 逆流：T 65.3165.16t 2434传热面积：查取有关数据如下 公称直径/mm 管程数 管数 管长/mm换热面积/m2公称压力/MPa5001179300040/41.750.62 加热器 选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择133.3饱和水蒸气，传热系数由表5得3 塔内管径的计算及选择 (1) 进料管 圆整后内管d2s

22、2 外管d1s1RH1 H2 内管重（kg/m） 183573.5501201501.11(2) 回流管 对于直立回流一般0.20.5m/s，取圆整后内管d2s2 外管d1s1RH1 H2 内管重（kg/m） 403764751201501.631. 塔顶蒸汽接管 操作压力常压，蒸汽速度圆整后内管d2s2 外管d1s1RH1 H2 内管重（kg/m） 10841594.532515020010.26(4) 塔釜出料 塔釜流出液体速度取0.6m/s圆整后内管d2s2 外管d1s1RH1 H2 内管重（kg/m） 103573.5501201501.114 液体分布器 采用莲蓬头式喷淋器。选用此装

23、置能使截面积的填料表面较好地润湿。结构简单，制造和维修方便，喷洒比较方便，安装简便。 (1) 回流液分布器 流速系数取0.820.5，H取0 06小孔输液能力计算 式中 W小孔流速,m/s； 孔系数取0.82； F小孔点面积； n小孔数； H推动力液柱高度H=60mm；D小孔直径取3mm； Q小孔输液能力。喷洒球面中心到填料表面距离计算 式中 r 喷射圆周半径； 喷射角。 (2) 进料液分布器 由前知取取莲蓬头直径40mm，喷射角约为40，莲蓬头高度为72mm。 5 填料及支承板的选择 本设计采用波纹板网支承板，板网支撑的结构简单，重量轻，自由截面大，但强度较低。本设计填料高度较低，所以选用支

24、撑板。 主要设计参数 塔径/mm 板外径/mm板高/mm近似重量/N4003942545主图尺寸（采用不锈钢） 塔径/mm D1/mmD2/mm重量/N4003973371096 塔釜设计 料液在釜内停留15min，装填系数取0.5塔釜高h / 塔径d = 2：1塔釜液量 塔釜体积 精馏塔各部分高度列表（mm） 塔釜 鞍式裙支座 塔釜法兰高 填料高度 喷淋高度 1310300200343072喷头高 喷头弯曲半径 喷头上方空隙 塔顶空隙 4290723007 除沫器 为了确保气体的纯度，减少液体的夹带损失，选用除沫器。 常用除沫装置有折流板式除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计塔径小，且

25、气液分离，故采用小型丝网除沫器，装入设备上盖。 4.3.6 精馏塔主要设计参数汇总表 塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段 气相摩尔质量（kmol/h） 37.8037.80液相摩尔质量（kmol/h） 9.3346.65615.9928.4744.46气相质量质量（kmol/h） 1151.39895.48液相质量质量（kmol/h） 294.488119.81416.67819.80997.67摩尔分率 x0.9650.0110.568y质量分率 0.980.020.70气相平均相对分子质量 31.5518.0029.830.6823.9液相平均相对分子质量 31.5518.0025.9828

26、.7921.99气相平均密度（kgm-3） 1.1350.5911.051.0930.82液相平均密度（kgm-3） 739.38958789.204764.29873.60温度65.3198.5271.68平均粘度（mPas） 0.3360.2560.3450.3410.30精馏塔主要设计参数 精馏段填料高 提馏段填料高 填料层高度 裙座 塔釜直径 塔釜法兰高 250010703570300640200喷淋高度 喷头高 喷头弯曲半径 喷头上方空隙 塔顶空隙 塔高 7242902003007890不同设计条件下设计结果比较 F（万吨） RqxDxFxWNT塔径/m塔高/mR不同 401.944

27、196%25%3%82.416401.750196%25%3%92.417401.555196%25%3%92.417401.458196%25%3%92.419401.361196%25%3%112.419xF不同 502.4196%15%3%92.011.04501.7196%20%3%92.211.14501.6196%25%3%112.412.69501.3196%30%3%112.412.69501.1196%35%3%112.612.69xD不同 501.52195%25%3%82.011.30501.58196%25%3%82.011.38501.41196.5%25%3%82.011.40501.51197%25%3%82.011.58501.7498%25%3%92.012.80501.50199%25%3%102.012.80q不同 5018.05-196%25%3%64.38.95509.35096%25%3%63.213.60503.960.596%25%3%72.414.55501.6196%25%3%82.615.00500.7789296%25%3%152.732.30