年产万吨甲醇—水常压连续精馏浮阀塔的设计

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1、目录1设计任务及操作条件.32工艺流程及设计方案的确定.43物性数据.54精馏塔的物料衡算.55精馏塔的能量衡算.76塔板数的确定137精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.178精馏塔的塔体工艺尺寸的确定.219塔板主要工艺尺寸的确定.22.10塔板的流体力学验算2711塔板的负荷性能图3212精馏塔接管尺寸计算3313精馏塔的设计总表3614设计体会和收获3815 重要符号说明4016 参考文献4317 附图441 设计任务及操作条件在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒,其组成为含甲醇46%、水54%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒。为使废甲醇溶

2、媒重复利用，拟建立一套板式精馏塔，以对废甲醇溶媒进行精馏，得到含水量0.3%（质量分数）的甲醇溶媒。设计要求废甲醇溶媒的处理量为80000吨/年，塔底废水中甲醇含量0.5%（质量分数）。（1）原料液含甲醇46（质量分数，下同），其余为水；（2）馏出液含甲醇99.7，残液含甲醇99.5；（3）泡点进料；（4）料液可视为理想溶液；（5）年产80000吨；（5）操作条件：常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；塔顶压力 常压；直接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；冷却水进口温度300C，出口温度450C；设备热损失为加热蒸汽供热量的5。因废甲醇溶媒中含有少量的药物固体微粒，选用浮阀塔板

3、。每年工作日为300天，每天24小时连续运行。厂址为长沙地区。2 工艺流程及设计方案的确定工艺流程图见附图12.2 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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3 需要用到的相图数据：表1甲醇水汽液相平衡摩尔分数温度液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔分数温度液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔分数1004 精馏塔的物料衡算4.1 原料及塔顶、塔底产品的

4、摩尔分率xF= =0.324xD= xW= 图1 物料平衡图4.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.32432.04+(10.324)18.02=22.56 kmol/hMD=0.99532.04+(10.995)18.02=31.97 kmol/hMW=0.00332.04+(10.003)18.02=18.06 kmol/h 4.3 物料衡算日流量 F=492.52 kmol/h总物料衡算 F=D+W乙醇物料衡算 F0.324=0.995D+0.003W计算得：质量衡算 1111.11DW1111.11697D05W解得： Dkg/h Wkg/h表2 物料衡算表进出项目数量（

5、kg/h）项目数量（kg/h）进料F合计产品D塔底出量W合计5 热量衡算塔顶冷凝器的热量衡算（1）热量衡算式如图所示，根据热量衡算式，有：QVQWQLQD 图2 塔顶能量平衡图式中 QV塔顶蒸气带入系统的热量；QL回流液带出系统的热量；QD馏出液带出系统的热量；QW冷凝水带出系统的热量。（2）各股物流的温度与压力由塔顶蒸气组成 xD=0.995，通过气液平衡数据表，经插值可知塔顶蒸气温度为64.6，改温度也为回流液和馏出液的温度。由给定条件知：塔顶的操作压强为 P（3）基准态的选择以101.3kPa、64.6的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，则：QLQD0（4）各股物流热量的计算查的甲醇与水在

6、正常沸点下的汽化焓分别为：VHm甲醇（TbVHm水（Tb正常沸点分别为： Tb甲醇337.65K Tb水使用Watson公式计算甲醇和水在64.6的汽化焓：式中 对比温度；TC临界温度。查的甲醇和水的临界温度分别为：TC甲醇513.15K TC水对于甲醇： 对于水： 由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为：QWkJ/h（5）冷却水的用量设冷却水的流量为qm，则：QWqmCp(t2t1)已知：t130t245以进出口水温的平均值为定性温度：查得水在37.5时的比热容为： Cpm4.175kJ/(kg.) 全塔的热量衡算如图3所示，对精馏塔进行全塔的

7、热量衡算。QFQWQDQLQWQV图3 全塔能量平衡图（1）热量衡算式根据热量衡算式，可得：由设计条件知： QL5%QVQV QFQVQDQWQW式中 QF进料带入系统的热量；QV加热蒸汽带入系统的热量；QD馏出液带出系统的热量；QW釜残液带出系统的热量；QW冷却水带出系统的热量；QL热损失。（2）各股物流的温度由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：tF79.8 tD64.6tW99.5（3）基准态的选择以101.3kPa、64.6的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：QD=0（4）各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度：的比热容计算各股物

8、流的热量。据： CpmabTcT2dT3查得：（甲醇） a=20.4 b=103.7103c=24.64106 （水） a=30.0 b=10.7103c=33000故甲醇的比热容为：水的比热容为：由此可求得进料与釜残液的热量分别为：将以上结果代入到热量衡算式中：QV0396736.47+17386070解得： QVkJ/h热损失为： QLQV920618.9753（kJ/h）（5）加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为qm，则： QVqm.r已知蒸气的压力为5kgf/cm2（绝压），查得该压力下蒸汽的汽化热为 r2113kJ/kg由此可求得加热蒸汽用量为：（6）热量衡算表表3 热量衡算表 基准：1

9、h输 入输 出项目kJ项目kJ进料馏出液0加热蒸汽釜残液冷却水17394000热损失总计6 塔板数的确定6.1 理论塔板数NT的求取对于甲醇水溶液的物系，可釆用图解法求理论塔板数。由手册查得甲醇水溶液汽液相平衡数据，绘出x-y图，见图4。图4 甲醇水汽液相平衡图求最小回流比和操作回流比。釆用作图法求最小回流比Rmin。在图2中，以x=0.324作垂线，与平衡线交于点 f(0.324,0.680)，因此最小回流比为Rmin取操作回流比为R2Rmin求精馏塔的气、液相负荷LRD1.78159.37283.68 kmol/hV(R1)D(1.781)159.37443.05 kmol/hL=L+F=

10、283.68+492.52=776.2 kmol/hV=V=443.05 kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为=提馏段操作线方程为图解法求理论塔板数釆用作图法求理论塔板数，如图5所示。总理论塔板数NT12进料板位置NF106.2 实际板层数的求取塔釜组成塔顶组成当温度为355.10K时，查手册，得：相对挥发度的求取：又知，对于醇类：代入数据，得：取板效率为0.50，实际板NP=12/0.50=24块精馏段NP=9/0.50=18块 提馏段NP=3/0.50=6块 图5 理论塔板数的求取图7 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算7.1操作压力计算塔顶操作压力： PD每层塔板压降：PF进料板

11、压力： PF精馏段平均压力： Pm7.2 操作温度计算塔顶温度： 从平衡数据可查得xD0.995时，Td=64.6进料板温度： 从平衡数据可查得xF0.24时，TF=79.8精馏段平均温度：Tm=（64.679.8）/2=72.27.3 平均摩尔质量计算 塔顶 xD=y1=0.995,查平衡曲线得到： x1气相 MVDM=0.99532.04+(1-0.995)18.02=31.97/kmol液相 MLDM=0.98832.04+0.01218.02=31.87/kmol 进料板由气液平衡相图可知:yF=0.620时，xF=0.240 故：气相 MVFM=0.62032.04+(1-0.620

12、)18.02=26.71/kmol液相 MLFM=0.24032.04+(1-0.240)18.02=21.38/kmol精馏段平均摩尔质量气相 MVM= (31.97+26.71)/2=29.34/kmol液相 MLM= (31.87+21.38)/2=26.63/kmol7.4 平均密度的计算塔顶操作压力： PD每层塔板压降：PF进料板压力： PF精馏段平均压力： Pm（101.325113.9）/2=107.6 kPa 气相平均密度V=/m3 液相平均密度/LM=塔顶:因为 T塔顶=.，查表甲醇=60/m3， 水=980.7/m3代入上式LDM=760.5/m3进料板: 因为x进料板 =

13、0.240，由手册查得：T进料板=79.8所以:进料板甲醇=732/m3，水=974.89/m3进料板的质量分率LFM=870.9/m3精馏段液相平均密度：L= (LDM+LFM)/2= (760.5+870.9)/2=815.7/m37.5 表面张力由公式m=分别进行计算 塔顶由Td=64.6查手册得：甲醇 =18.6mNm-1 水=65.2 mNm-1 m顶 进料板由TF=79.8，查手册得：甲醇 =17.3 mNm-1 水=62.69 mNm-1m进=0.2417.3+0.7662.69=51.80 mN/m 精馏段液相平均表面张力为：m精=7.6 液体平均粘度的计算液体平均粘度的计算公

14、式lgLM= 塔顶由Tp=64.6,查手册得甲醇=0.332mPas；水=0.4355mPaslgLDM=0.995lg(0.332)+(10.995)lg(0.4355)得LDM=0.332 mPas进料板T进料板=79.8,查手册得甲醇=0.253mPas； 水=0.3610mPas得LFM=0.331 mPas精馏段液体平均粘度0.331)0.332 mPas8 精馏塔的塔体工艺尺寸计算VS=3/sLS=0.0026 m3/s塔径的计算()1/2= ()1/2取HT=,取板上清液hL=,则HT-hL=查史密斯关联图C20C=C20()=0.075()umax=C=/s取安全系数为max=

15、/sD=取D=AT=D2=2实际空塔气速u=m/s8.2 精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度为m提馏段的有效高度为在进料板上开4个人孔，每个的高度为故精馏塔的有效高度为m9 塔板的主要工艺尺寸计算因塔径D,可选用单溢流弓形降液管，釆用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长lW取lWlW0.647D0.6471.8 溢流堰高度hW由hWhL-hOW选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即how=E()2/3取E=1how=()2/3=取板上清液高度hL=hW=hL-how=0.08-0.011= 弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af由lW/D=0.647,查弓形降液管的宽度与面积图得：Wd/D=0.

16、0674 Af/ATWd=0.1285D=0.12851.8=Af=0.0674D2=0.0674AT=0.171 液体在降液管中的停留时间t=29.60s5s经检验，降液管设计符合要求。 降液管底隙高度h0取降液管底的流速为 =/s,根据h0=LS/(lw)计算得：h0=hw-h0=0.069-0.028=0.041故降液管底隙高度设计合理，符合要求。9.2 塔板布置 塔板的分块因为D1800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为5块。 边缘区宽度确定取WS=,WC= 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即Aa=2(X+Sin-1)其中 X=D/2-（Wd+Ws）=1.8/2-(0.214

17、+0.09)=R=D/2-WC故 Aa=2(X+Sin-1)=2(0.596+ )=29.2.4塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F0=10，阀孔直径d0=用下式求孔速u0,即m/s依式求每层塔板上的浮阀数，即：251个浮阀排列方式釆用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=100mm，则由下式估算孔心距t，即t故取t按t= ,t以等腰三角形叉排方式作图，见图6，排得阀孔数为244个。按N244重新核算孔速及阀孔动能因数：m/s又由可得F0阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率u/u0 =1.49/11.26100%=13.23%u0c，故按下式计算hchc=板上充气液层的阻力h

18、l本设备分离甲醇水混合物系，即液相为水，可取充气系数E00.5，依式计算：hlE0HL0.50.0810.1.3 液体表面张力所形成的阻力液体表面张力所产生的阻力h由下式计算,即hp=hc+hl =0.046500.04单板压降Pp=0.0865815.79.81=692.17Pa0.7kPa,故满足要求。10.2 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hW)，Hd可由下式计算，即：HdhphL+hd 气体通过塔板的压强降所相当的液注高度hp前已算出: hp 液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，故可由下式计算：0.00097 m板上液层高度前已选定板上液层高度为h

19、L则Hd0.0865+0.00097+0.08=0.16747 m取=0.5,又已选定HT，hw0.068 m则（HT+hW）0.5（0.450.069）可见： Hd（HT+hW），符合防止淹塔的要求。10.3 液沫夹带沫夹带线 按泛点率80%计算，将各已知数整理得 =4.106 （1）10.5 漏液线对于F1型重阀，依计算F0u0=5,则：u0=5/又知则得式中d0、N、均为已知值，故可由此求出气相负荷的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏液线。以F05作为规定气体最小负荷的标准，则：=m3/s （2）10.6液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s。依式知：液体在

20、降液管中停留时间 =3-5s求出上限液体值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则：（）max =0.01539 m3/s (3)10.7 液相负荷下限线取堰上液层高度 how=E()2/3=作为最小液体负荷标准。计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。0.006=E()2/3所以 Ls,min=3/s (4)10.8 液泛线联立以下三式：hp=hc+hl+hHd=hp+hL+hdHd（HT+hW)得（HT+hW)hp+hL+hdhc+hl+h+hL+hd由上式确定液泛线。忽略式中的h项，将以下五式代入

21、上式，得到+因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hw、h、lw、v、L、E0及等均为定植，而u0与Vs又有如下关系：式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化为与的如下关系式：a2 =b-c2 -d2/3即222/3 (5)在操作范围内任取若干个值，依式（2）计算出相应的值列于以下附表中。表4 液泛线数据表11 塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点(0.0026,3.283)（设计点），处在适宜的操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限由液沬夹带线控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液气比，由图查出气相负荷上限(Vs)max=3/s ,气

22、相负荷下限Vs=3图7 塔板负荷性能图12塔进出口管径的选择12.1 蒸汽管VS=，d为蒸汽管的直径， u为气体速度，高压下u取为40m/sd=323mm12.2 回流管通常，重力回流管内液流速度u取0.2/s，强制回流（由泵输送）u取1.5/s。12.3 进料管12.4 出料管管径kg/mol 塔顶出气管径冷却水管径管径的选择见下表：表5 塔进出口管径列表蒸汽管回流管出料管管径进料管塔顶出气管径冷却水管径13. 精馏塔的设计总表表6计算结果总表项 目计算数据精馏段提馏段各段平均压强略各段平均温度tm，平均流量气相液相实际塔板数N，块24板间距板的高度Z，m塔径D，m空塔流速u，m/s塔板液流

23、形式单流型溢流装置溢流管形式弓形略堰长，m堰高，m溢流堰宽度，m管底与受液盘距离，m降液管内清液层高度板上清液高度，m孔径的d0，mm39孔间距t，mm100孔数n，个244略筛孔气速塔板压降液体在降液管中的停留时间t，s泛点率66.86%负荷上限液沫夹带控制负荷上限漏液线控制略气相最大负荷气相最小荷操作弹性14 设计体会和收获经过了一个月的辛苦奋斗，设计说明书终于快完稿了，我经历了刚开始拿到题目的迷茫无措到现在的胸有成竹。看着自己的设计成果，心里感到由衷的欣慰。从开始的计算到现在的基本完成，我们努力了一个月。在这一个月里我遇到了许多的困难，但也收获了很多。 接到了设计题目后，我们马上就开始了

24、数据的计算，我一点都不敢掉以轻心，跟着书上的指导，一步一步的进行，可是谁知道，我马上遇到了问题，在我们这个设计中，最前面就得把理论塔板数计算出来，而理论塔板数的计算需要经过画图才能得到。只得重新准备作图工具，在坐标纸上一点点的描点画圆滑的曲线，常常是画出来觉得太丑就擦了重来，经常画完一张图抬头眼前一片漆黑，不过成就感也油然而生。开始计算时，总发现缺少数据，无法进行下去，然后不得不跑来跑去，一会在图书馆的书架上寻找，一会又去老师那询问。可是，那些书似乎更我过不去一样，总是找不到要的那一本。有时甚至在前几分钟还看到，要的时候就是忘了是哪一本，又得从头至尾地找一遍那一个架子上的书。也会有完全不知道怎

25、样找到相关资料的时候。例如我们在查找甲醇的表面张力时，发现几本书上的数据都不同而且不精确，问了老师才知道应该用那本书，通过这次我学到搞设计要多么的讲究精益求精，要真正仔细。但是，那些计算又非顺利的。对那些范围内的取值往往要三次以上才取到对的值，而且计算式特别长。这样的计算过程重复性多，有时计算时间长了头脑也开始不清醒，更容易出错，更要重复计算。然而，计算结果出来后，又觉得一切很值。随着设计的顺利进行，使我的信心倍增，越来越喜欢这种清除障碍克服困难的感觉。当遇到疑问时，就找到几个计算同一个题目的同学讨论最好的计算方法，让我们都能达到事半功倍的效果。大家在讨论的过程中也能发现一些自己计算过程中的不

26、足。作主体设备图时，发现早把学的机械制图忘得差不多，不知道哪些地方该用HB的笔画，哪些地方该用2B的笔画。好不容易画了一张图，发现连自己都不满意，于是返工再返工，直到腰酸背痛，感觉完美为止。当老师说基本满意时，不由高兴万分，一切的努力都值得。 而CAD制图对我来说是全新，什么都得从零开始学。可是我们没有选择的余地，我们只能加油。只好自己一边翻书，一边慢慢的摸索着做。终于功夫不负有心人，很快，我的最后任务也完成了。从中我再一次感受到了自学带来的乐趣与成功的感受。在持续一个月的化工课程设计过程中，我体验到了什么叫做全神贯注，第一次连续六七小时在电脑边敲着键盘输入公式；体验到了什么叫做精疲力竭，趴在

27、床上的桌子旁，对着一张A1的纸一上午一整晚的画；体验到了什么叫做独立完成，看着厚厚的一本设计说明书，像是捧着一张荣誉证书。累是不必说的，也有很多感触，可说是历尽千辛万苦，也学到了很多东西，如学会了CAD的基本操作，怎样在计算过程中排除障碍，查阅资料，得到较好的数据和结果。现在只是剩下最后的答辩，我将认真准备，我相信只要尽自己最大的努力就能得的丰硕的果实！ 15 重要符号说明符号意义计量单位D生产量kmol/hF进料量kmol/hW塔底流量kmol/hL回流量kmol/hV塔顶蒸气流量kmol/hV0再沸器蒸气流量kmol/hRmin最小回流比1活度系数1MVDM气相摩尔质量/kmolMJDM液

28、相摩尔质量/kmolP单板压降kPam表面张力mN/mLDM液相粘度mPasL全塔平均粘度mPasVS气相流速m3/sLS液相流速m3/sD塔板直径mu空塔气速m/sLW溢流堰长mhow堰高mWC边缘区宽度mWS安定区宽度mAa开孔区面积m2d0浮阀的直径m开孔率%HD塔顶空间高mHT塔板间距mHP开有人孔的塔板间距mn实际塔板数个HF进料板高度mnP人孔个HB塔底空间mH 塔高 m H1 封头高度 m nF 进料板数 个H2裙座高度mhc干板阻力kPaeV液沫夹带线液/气LS,max液相负荷上限线m3/sLS,min液相负荷下限线m3/sVsmin气相负荷下限线m3/st孔间距m管底与受液盘距离m降液管内清液关高度m浮阀气速m/s板上清液高度m停留时间s溢流堰宽度mAf截面积m2密度/m3t排心距m15 参考文献：1 伍钦. 传质与分离工程J. 华南理工大学出版社，20052 时钧，汪家鼎，余国琮，陈敏恒. 化学工程手册M. 北京：化学工业出版社，19963 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，20054 王志魁. 化工原理M. 北京：化学工业出版社，200517 附图1