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甲醇—水连续填料精馏塔


化工原理课程设计说明书

设计题目: 甲醇—水连续填料精馏塔 设计者: 专业: 学号: 指导老师:

2005 年 6 月 13 日





一、设计任务书 二、设计的方案介绍 三、工艺流程图及其简单说明 四、精馏塔的工艺条件计算 五、精馏塔全塔物性数据计算 六、精馏塔塔体

工艺尺寸计算 七、附属设备及主要附件的选型计算 八、参考文献

一、设计任务书 甲醇散堆填料精馏塔设计: 1、处理量:12000 吨/年 2、原料液状态:常温常压 3、进料浓度: 塔顶出料浓度: 17.4%(甲醇的质量分数) 98%(甲醇的质量分数)

塔釜出料浓度: 0.04%(甲醇的质量分数) 4、年生产时间以 7200 小时计算 5、厂址位于厦门地区 6、填料类型:DN25 金属环矩鞍散堆填料 二、设计的方案介绍 1、操作压力的确定 在精馏操作中,压力的影响非常大。当压力增大的时候,混合液的相对挥发 度减小,这样有可能会使得汽相和液相的组成越来越接近,分离越来越难;而当 压力减小的时候,混合液的相对挥发度增大,α值偏离 1 的程度越大,分离越容 易。但是要保持精馏塔在低压下操作,这对设备的要求相当高,会使总的设备费 用大幅度增加。在实际设计中,要充分考虑这两个方面的影响,我们一般采用的 是常压精馏。 如果在常压下无法完成操作,可以在一定条件下进行小幅度的减压 或者增压来改变混合液的相对挥发度,实现精馏分离。对于甲醇—水二元混合物 系统在常压的情况下,相对挥发度的差异很大,容易分离。因此在考虑多方面因 素之后,本设计采用的常压精馏,即塔顶的操作压力控制在 101.325kpa 下。 由于本设计精馏塔不是很高,故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当 中,将全塔近似看做是在恒压下操作。 2、进料的热状况 精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和 蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。 本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作 稳定较为方便,不受厦门四季变化的温度影响,而且在恒摩尔流假设下,精馏段 与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等,因此塔径基本相等,在制造上比较方便。 3、精馏塔加热与冷却介质的确定

在实际加热中, 由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高,可以通过改 变蒸汽压力准确控制加热温度。因此,本设计是以 140℃ 总压是 361.47kpa 的 饱和水蒸汽作为加热介质。水蒸气容易获取,环保清洁不产生环境污染,并且不 容易使管道腐蚀,成本降低。 冷却介质一般有水和空气。 在选择冷却介质的过程中,要充分考虑当地的气 候状况。厦门市地处亚热带,属海洋性气候。年平均气温为 21℃,二月最冷, 平 均气温 12℃;八月份最热,平均气温 28℃。因此,考虑选用 25℃的冷却水,升 温 15℃,冷却器出口温度 40℃。 4、回流比的确定 塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一, 并且回流比是影响精 馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素,也影响混合液的分离效果。适宜的 回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。 通常适宜回流比的数值 范围为:

R ? (1.1 ~ 2.0) Rmin

由于厂址选择是在厦门,甲醇和水也容易分离。因此选用 R ? 2Rmin 。 三、工艺流程图及其简单说明 1、工艺流程图(见附图一) 2、工艺流程简介 由贮槽流出的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔, 塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体,其中一部分作为塔顶产品取出,另一部分重 新引回塔顶作为回流液。 最终甲醇产品再进入一个冷却器进行冷却后进入甲醇贮 槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底,沿塔上升,同样在每 层塔板上进行汽液两相的热质交换。 塔釜的另一部分液体经过冷却器后排入下水 道。 加热蒸汽分为两路, 分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体 水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样,冷却水分为三路,分别进入冷凝 器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器,充分换热均匀之后,全部排入下水道。 3、精馏塔的冷凝方式和加热方式 由于之前选择的冷却介质是水,甲醇和水不反应,容易冷凝,并且塔顶出来

的汽相温度不高,因此本设计选用全凝器。 加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。本设计选用的是间接蒸汽加热。间 接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化,维持原来的浓度,重新再进入塔底。 使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数,从而降低 了成本。 四、精馏塔的工艺条件计算 1、汽液平衡数据和汽液平衡相图 在 101.3kpa 的总压下,甲醇和水的混合物系的 x-y 图是建立在汽液平衡数 据下, 表示的是不同温度下互成平衡的汽液两相组成 y 与 x 的关系。对于理想物 系来看,汽相组成 y 恒大于液相组成 x,因此相平衡线位于 y=x 对角线上方。平
甲醇-水二元混合物系的x-y图 1 0.8 0.6

衡线偏离对角线越远, 表 示 该 溶液 越 容易 分 离。 如果已知甲醇和 水 的 混 合物 系 的汽 液 平衡关系,即汽液平衡

y
0.4 0.2 0 0 0.2 0.4 x 0.6 0.8 1

数据,则离开理论板的 互成平衡、温度相等的 汽液两相组成 yn 与 xn 之 间 的 关系 就 可以 确 定。若知道由该板下降 的液体组成 xn 及由它

的下一层塔板上升的汽相组成 yn+1 之间的关系,从而塔内各板的汽液相组成可逐 板予以确定,从而便可以求得在指定分离条件下的理论板层数。 因此,在作精馏塔的设计过程中,甲醇和水汽液平衡数据是设计的基础。

平衡温度 t/℃ 液相中甲醇的 摩尔分数 汽相中甲醇的 摩尔分数 平衡温度 t/℃ 液相中甲醇的 摩尔分数 汽相中甲醇的 摩尔分数

100

96.4

93.5

91.2

89.3

87.7

84.4

81.7

78.0

0.0

0.02

0.04

0.06

0.08

0.10

0.15

0.20

0.30

0.0

0.134

0.234

0.304

0.365

0.418

0.517

0.579

0.665

75.3

73.1

71.2

69.3

67.6

66.0

65.0

64.5

0.40

0.50

0.60

0.70

0.80

0.90

0.95

1.0

0.729

0.779

0.825

0.870

0.915

0.958

0.979

1.0

甲醇和水二元混合物汽液平衡数据

在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后, 可得出汽相组成 y 和液相 组成 x 的函数关系式:
y ? ?22.436 x 6 ? 78.057 x 5 ? 107 .84 x 4 ? 75.725 x 3 ? 28.871 x 2 ? 6.3486 x ? 0.0106

2、精馏塔物料衡算 已知: F0 ? 12000 吨/年

? F ? 0.174

? D ? 0.98

? W ? 0.0004

M CH 3OH ? 32 kg/kmol

M H 2O ? 18 kg/kmol

⑴甲醇摩尔分率的转换: 0.174 0.05438 32 xF ? ? ? 0.106 0.174 0.826 0.05438 ? 0.04589 ? 32 18 0.98 0.03063 32 xD ? ? ? 0.965 0.98 0.02 0.03063 ? 0.00111 ? 32 0.18

0.0004 0.0000125 32 xW ? ? ? 0.000225 0.0004 0.9996 0.0000125 ? 0.0555333 ? 32 18

⑵平均相对分子质量:
M F ? 32 ? 0.106 ? 18 ? 0.894 ? 3.39 ? 16.09 ? 19.48 kg/kmol M D ? 32 ? 0.965 ? 18 ? 0.035 ? 30.88 ? 0.63 ? 31.51 kg/kmol
M W ? 32 ? 0.000225 ? 18 ? 0.999775 ? 17.996 ? 0.0072 ? 18.01 kg/kmol

⑶原料液、塔顶馏出液和塔底釜残液摩尔流量: 12000 ? 1000 F? ? 85.58 kmol/h 7200 ? 19.48 将以上所得到的数据代入:
?D ? W ? F ? ? Fx F ? Dx D ? Wx W

?

D ? 9.38 kmol/h

W ? 76.2 kmol/h

⑷原料液、塔顶馏出液和塔底釜残液质量流量:
F ? 1667 .44 kmol/h D ? 295 .94 kmol/h W ? 1372 .36 kmol/h

塔顶 进料 塔釜

x D ? 96.5%

M D ? 31.51 kg/kmol

D ? 9.38 kmol/h
F ? 85.58 kmol/h W ? 76.2 kmol/h

D ? 295 .94 kg/h
F ? 1667 .44 kg/h W ? 1372 .36 kg/h

x F ? 10.6%
xW ? 0.0225 %

M F ? 19.48 kg/kmol
M W ? 18.01 kg/kmol

3、精馏塔塔顶、进料和塔釜温度 ⑴精馏塔塔顶温度的确定 由于确定了塔顶操作压力和液相组成,可以采用试差法计算。先假设泡点, 分别代入安托尼方程求算纯组分的饱和蒸汽压,再由泡点方程核算假设的泡点。 确定液相温度。汽相温度与液相温度相差不大,可近似看作相等。 假设泡点 t ? 65.19 ℃,则纯组分的饱和蒸汽压为: 1574 .99 p ? ? 104 .07 kpa 对甲醇 lg p ? ? 7.19736 ? ? A A 238 .86 ? t 1657 .46 ? ? p B ? 25.23 kpa 对水 lg p B ? 7.07406 ? ? 227 .02 ? t

将以上数据代入泡点方程:
x?
? p ? pB 101 .325 ? 25.23 ? ? 0.965001 ? ? 104 .07 ? 25.23 p A ? pB

⑵精馏塔塔釜温度的确定 根据汽液平衡数据表,利用内插法求出塔釜温度 tW.
100 ? tW 0 ? 0.000225 ? 0 ? 0.02 100 ? 96.4

?

tW ? 99 .96 ℃

⑶精馏塔进料液温度的确定 同样根据汽液平衡数据表,利用内插法求出塔釜温度 tF
84.4 ? 87.7 0.15 ? 0.1 ? t F ? 87.7 0.106 ? 0.1

?

t F ? 87.31 ℃

3、回流比的确定 由于本设计采用的是泡点进料,q=1,即 xF=xq。 将 xF=0.106 代入汽液平衡方程,可以得出 yq=0.437。
Rmin ? xD ? yq y q ? xq ? 0.965 ? 0.437 0.528 ? ? 1.6 0.437 ? 0.106 0.331

操作回流比可取为最小回流比的 1.1-2.0 倍。因此取
R ? 2Rmin ? 2 ? 1.6 ? 3.2

所以,回流比确定为 R ? 3.2 。 4、精馏段和提馏段操作线方程的计算 ⑴精馏段操作线方程: L 由 R ? ? 3.2 , D ? 9.38 kmol/h,可得 L ? 30.016 kmol/h D
V ? L ? D ? 39.396

所以精馏段操作线方程是:
y ? 0.762 x ? 0.23

⑵提馏段操作线方程:

L' ? L ? F ? 30.016 ? 85.58 ? 115.596 kmol/h
所以提馏段操作线方程是:

V ' ? V ? 39.396 kmol/h

y ? 2.934 x ? 0.000435

5、理论板数的计算 连续精馏塔设计型计算的基本步骤是在规定分离要求后,确定操作条件,利 用平衡关系和操作关系计算所需要的理论板数。通常,计算理论板数有逐板计算 法和图解法,但是图解法存在有一定的误差,而且也不是很方便操作。因此,本 设计选用的是逐板计算法。 在逐板计算的过程当中,一般是从塔顶开始算起,一直算到塔釜为止。但是 因为本设计求解出来的相平衡方程由 y 而求 x 不是很方便, 因此本设计采用的是 从塔釜开始算起,一直算到塔顶。下面简要介绍逐板计算的基本方法,规定塔釜 是第一层塔板,从下往上依次命名为第 2、3……n 块。 一连续精馏塔,泡点进料,塔釜间接蒸汽加热。根据理论板的概念,从塔釜 下降的液相组成 xW 与 y1 应互成平衡,就可以利用相平衡方程求出 y1.从第二层塔 板上升的蒸汽组成 y1 与 x2 符合提馏段操作关系,故可用提馏段操作线方程由 y1 求得 x2。同理,x2 与 y2 为平衡关系,可以用平衡方程由 x2 求得 y2,再用提馏段 操作线方程由 y2 求得 x3。如此交替利用平衡方程及提馏段操作线方程进行逐板 计算,直到 x7≥xF 时,则第 6 块板是加料板。值得注意的是对于间接蒸汽加热, 再沸器内汽液两相可视为平衡, 再沸器相当于一层塔板。因此提馏段所需的理论 板层数是 5。然后改用精馏段操作线方程由 y6 求得 x7,再利用相平衡方程由 x7 求得 y7。如此重复计算,直到计算到 x12≥xD 为止。因此,精馏段所需的理论板 层数是 6。在计算过程当中,每使用一次平衡关系,便对应一层理论板。 逐板计算的结果是精馏塔理论塔数为 11 块,提馏段 5 块,精馏段 6 块,进 料板是第 5 块(不包括再沸器) 。 序号 1 2 3 4 x 0.000225 0.004248 0.012776 0.029853 y 0.012027 0.037051 0.087154 0.176326 备注 再沸器 用提馏段操作线方程

5 6 7 8 9 10 11 12

0.060246 0.103585 0.263895 0.533264 0.746429 0.861046 0.928031 0.972211

0.303485 0.431091 0.636349 0.798781 0.886119 0.937162 0.970826 0.988527 进料板 改用精馏段操作线方程

6、精馏塔的热量衡算 ⑴加热器的热负荷 本设计选用 140℃ 总压是 361.47kpa 的饱和水蒸汽作为加热介质。工艺流 程中,加热器有再沸器和预热器。下面分别计算这两个加热装置的热负荷。 在 20℃、65.19℃、87.31℃和 99.96℃下查得甲醇和水的比热。

20℃ 甲醇(kJ/kg℃) 水(kJ/kg℃) ①预热器的热负荷 2.483 4.183

65.19℃ 3.009 4.185

87.31℃ 3.322 4.187

99.96℃ 3.498 4.188

设原料液的温度是 20℃,则进料的温度 87.31℃。 2.483 ? 3.332 4.183 ? 4.187 C pF1 ? ? 2.908 C pF 2 ? ? 4.185 2 2

?C

pF

dt ? (2.908 ? 0.174 ? 4.185 ? 0.826 ) ? (87.31 ? 20) ? 266 .74 kJ/kg

QF ? F ? C pF dt ?1667 .44 ? 266 .74 ? 444772 .95 kJ/h

②再沸器的热负荷 塔釜的温度是 99.96℃。
C pW 1 ? 3.322 ? 3.498 ? 3.41 2
C pW 2 ? 4.187 ? 4.188 2 ? 4.1875

?C

pW

dt ? (3.41 ? 0.9996 ? 4.1875 ? 0.0004 ) ? (99.96 ? 87.31) ? 52.94 kJ/kg

QW ? W ? C pW dt ? 1372 .36 ? 52.94 ? 72652 .84 kJ/h

⑵冷凝器的热负荷 本设计选用 25℃的冷却水,升温 15℃,冷却器出口温度 40℃。 ①全凝器的热负荷 查得甲醇和水在其沸点下的蒸发潜热,列下表: 沸点/℃ 甲醇 水 64.7 100 蒸发潜热ΔHr/(kJ/kg) 35286.731 40724.152 Tc/K 512.6 647.3

由沃森公式计算塔顶温度下的潜热: 65.19℃时,对于甲醇: Tr1 ?
Tr2 ? T1 273 .15 ? 64.7 ? ? 0.6591 TC 512 .6 T2 273 .15 ? 65 .19 ? ? 0.6601 TC 512 .6
0.38

蒸发潜热

? 1 ? 0.6601 ? H r1 ? 35286 .731 ? ? ? ? 1 ? 0.6591 ?

? 35247 .36 kJ/kmol

对于水:

Tr1 ? Tr2 ?

T1 273 .15 ? 65.19 ? ? 0.5227 TC 647 .3 T2 273 .15 ? 100 ? ? 0.5765 TC 647 .3
0.38

蒸发潜热

? 1 ? 0.5227 ? H r2 ? 40724 .152 ? ? ? ? 1 ? 0.5765 ?

? 42167 .55 kJ/kmol

设计选择的是泡点回流,塔顶甲醇含量很高,与露点相当接近,所以
I VD ? I LD ? 0.965 ? 35247 .36 ? 0.035 ? 42617 .55 ? 35505 .32 kJ/kmol

对于全凝器进行热量衡算(其中忽略热量损失)
QC ? ( R ? 1) D( I VD ? I LD ) ? (3.2 ? 1) ? 9.38 ? 35505 .32 ? 1398767 .469 kJ/h

②冷却器的热负荷

设料液的出口温度均为 50℃,则甲醇冷却器的热负荷
QC1 ? 295 .939 ? (3.1651 ? 0.98 ? 4.185 ? 0.02) ? (65.19 ? 50) ? 14319 .821 kJ/h

⑶塔顶的热负荷 塔顶的温度是 65.19℃。 3.009 ? 3.321 C pD1 ? ? 3.165 2
4.185 ? 4.187 ? 4.186 2

C pD2 ?

?C

pD

dt ? (3.165 ? 0.98 ? 4.186 ? 0.02 ) ? (65 .19 ? 87 .31) ? ?70 .463 kJ/kg

QD ? D ? C pD dt ? 295 .939 ? (?70 .463 ) ? ?20852 .75 kJ/h

⑷全塔热量衡算 由全塔热量衡算式 QF ? QS ? QD ? QW ? QC ? QC1 得:
QS ? QD ? QW ? QC ? QC1 ? QF ? ?20852 .75 ? 72652 .84 ? 1398767 .469 ? 14319 .821 ? 444772 .95 ? 1020114 .43k J / h

设塔釜热损失为 10%, QS ' ? ⑸加热蒸汽消耗量

QS

?

?

1020114 .43 ? 1133460 .488 kJ/h 0.9

查表得ΔHr=2148.7kJ/kg
Wh ?

(140℃

361.47kpa)

QS 1133460 .488 ? ? 527 .509 kg/h ?H r 2148 .7

⑹冷却水消耗量 t1=25℃的冷却水,升温 15℃,冷却器出口温度 t2=40℃。
WC ? QC ? QC1 ? QC2 C pC (t 2 ? t1 ) ? 1398767 .469 ? 14319 .821 ? 22510 .355 kg/h 4.185 ? 15

QC ? 1398767 .469 kJ/h
QC1 ? 14319 .821 kJ/h

QW ? 72652 .84 kJ/h

WC ? 22510 .355 kg/h Wh ? 527 .509 kg/h

QF ? 444772 .95 kJ/h
QS '? 1133460 .488 kJ/h

QD ? ?20852 .75 kJ/h

五、精馏塔全塔物性数据计算

1、塔顶、进料和塔釜条件下的物性数据计算: 在以上的物料衡算中, 算出的都是以液相为基准的物性数据,下面详细计算 在塔顶、 进料和塔釜条件下的汽液两相物性数据,其中包括汽相平均相对分子质 量、液相平均相对分子质量、汽相密度、液相密度、液相粘度、液相表面张力、 汽相摩尔流量、液相摩尔流量、汽相质量流量和液相质量流量。 ⑴计算物性数据所需要的公式 首先介绍分别计算上述物性数据所需要的公式 (x、y 均是以甲醇为基准的摩尔分率) ①汽相平均相对分子质量:
M V ? yM CH 3OH ? (1 ? y ) M H 2O

②液相平均相对分子质量:
M L ? xM CH 3OH ? (1 ? x) M H 2O

③汽相密度:

?V ?

M V T0 p ? ? 22.4 T p 0

本设计过程中, p ? p0 ? 101 .325 kpa ④液相密度: ⑤液相粘度: ⑥液相表面张力:
1 ?

? CH OH
3

?L

? CH OH
3

?

?H O
2

?H O
2

(其中α表示的是质量分数)

lg ? L ? x lg ? CH 3OH ? (1 ? x) lg ? H 2O

? L ? x? CH OH ? (1 ? x)? H O
3 2

⑵查得的纯甲醇和纯水在塔顶、进料和塔釜温度下的物性数据 查得到甲醇和水在塔顶、进料和塔釜温度下的物性数据,列下表: 液相密度 (kg/m3) 塔顶温度 65.19℃ 进料温度 甲醇 水 甲醇 735.754 979.886 715.277 液体粘度 (mpa*s) 0.3283 0.4549 0.2506 液体表面张力 (mN/m) 18.73 65.21 16.28

87.31℃ 塔釜温度 99.96℃

水 甲醇 水

966.614 703.814 958.428

0.3244 0.2212 0.2497

61.21 14.87 58.81

⑶塔顶、进料和塔釜条件下的甲醇和水混合物的物性数据 利用上述公式以及所得的标准状态下的甲醇和水的物性数据,可以算得塔 顶、进料和塔釜条件下所有物性数据,然后列表: 塔顶温度 65.19℃ 汽相平均相对分子质量 (kg/kmol) 液相平均相对分子质量 (kg/kmol) 汽相密度(kg/m3) 液相密度(kg/m3) 液相粘度(mpa*s) 液相表面张力(mN/m) 摩尔流量(kmol/h) 质量流量(kg/h) 1.1468 739.426 0.3321 20.357 D=9.38 D=295.94 0.5938 958.428 0.2839 58.798 W=76.2 W=1372.36 0.8158 918.434 0.3166 56.448 F=85.58 F=1667.44 31.82 18.01 19.48 31.51 18.17 24.12 塔釜温度 99.96℃ 进料温度 87.31℃

在计算中,有以下几点需要特别说明: ① 由于很难查得在设计所需要的塔顶、进料和塔釜温度下的物性数据,因此采 用内插法求出以上数据。误差很小,基本上小于 5%,可以忽略。 ② 在求塔釜的物性数据时, 由于甲醇的质量分数相当小,所以液相可以视为纯 水作一个近似计算。误差也很小,基本上小于 1%,可以忽略。 ③ 进料流量与物料衡算得出的进料流量误差不大。因此,上述计算结果有一定 的准确性。 2、精馏段的流量和物性数据计算 ⑴汽相平均分子质量:

M V1 ?

M VD ? M VF 31.82 ? 24.12 ? ? 27.97 kg/kmol 2 2

⑵液相平均分子质量:
M L1 ? M LD ? M LF 31.51 ? 19.48 ? ? 25.5 kg/kmol 2 2

⑶汽相密度:

?V 1 ?
⑷液相密度:

?VD ? ?VF
2

?

1.1468 ? 0.8158 3 ? 0.9813 kg/m 2

? L1 ?
⑸液相粘度:

? LD ? ? LF
2

?

739 .421 ? 918 .434 3 ? 828 .927 kg/m 2

? L1 ?
⑹液相表面张力:

? LD ? ? LF
2

?

0.2497 ? 0.3166 ? 0.2831 mpa*s 2

? L1 ?

? LD ? ? LF
2

?

20.357 ? 56.448 ? 38.403 mN/m 2

⑺汽相流量: V ? 39.396 kmol/h
VM ? 39.396 ? 27.968 ? 1101 .812 kg/h

⑻液相流量: L ? 30.016 kmol/h
LM ? 30.016 ? 25.497 ? 765 .318 kg/h

3、提馏段的流量和物性数据计算 ⑴汽相平均分子质量:
MV 2 ? M VF ? M VW 24.115 ? 18.168 ? ? 21.141 kg/kmol 2 2

⑵液相平均分子质量:
M L2 ? M LF ? M LW 19.48 ? 18.01 ? ? 18.75 kg/kmol 2 2

⑶汽相密度:

?V 2 ?
⑷液相密度:

?VF ? ?VW
2

?

0.8158 ? 0.5938 3 ? 0.7078 kg/m 2

? L1 ?
⑸液相粘度:

? LF ? ? LW
2

?

918 .434 ? 958 .428 3 ? 938 .431 kg/m 2

?V 1 ?
⑹液相表面张力:

?VD ? ?VF
2

?

0.2839 ? 0.3166 ? 0.3002 mpa*s 2

? V1 ?

? VD ? ? VF
2

?

56.448 ? 58.798 ? 57.623 mN/m 2

⑺汽相流量: V '? 39.396 kmol/h
V ' M ? 39.396 ? 21.142 ? 832 .902 kg/h

⑻液相流量: L'? 115.596 kmol/h
L' M ? 115 .596 ? 18.747 ? 2167 .078 kg/h

六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 1、塔径的计算 填料塔直径依据流量公式计算,即
D? 4V S ?u

式中的气体体积流量 VS 由设计任务给定,因此主要是确定空塔气速 u。本设 计采用的泛点气速法确定。 泛点气速是填料塔操作气速的上限,填料塔的操作空 塔气速与泛点气速之间的关系: 对于 DN25 金属环矩鞍散装填料:u/uF=0.5-0.85 泛点气速采用贝恩-霍根关联式计算,即

? u ? a ?? ? lg ? F ? 3 ?? V ? ? g ? ? ?? ? L

?W ? 0.2 ? ?? L ? ? A ? K ? L ? ?W ? ? V ?

? ? ? ?

0.25

? ?V ? ? ? ?L ? ? ? ?

0.125

查得,DN25 金属环矩鞍散装填料, a ? 185 m /m , ? ? 0.96 ,
2 3

A ? 0.06225 , K ? 1.75

⑴精馏段塔径计算: 将 ?V ? 0.9813 kg/m3, ? L ? 828 .927 kg/m3, ? L ? 0.2831 mpa*s
WL ? 765 .318 kg/h, WV ? 1101 .811 kg/h

代入上式可以求得:

u F ? 3.592 m/s

空塔气速: u ? 0.75u F ? 0.7 ? 3.592 ? 2.694 m/s
t? t F ? t D 87.31 ? 65.19 ? ? 76.25 ℃ 2 2

体积流量: VS ?
D?

39.396 ? 8.315 ? (76.25 ? 273 .15) ? 1000 3 ? 0.324 m /s 0.9813 ? 100000 ? 3600
4 ? 0.324 ? 0.3914 m 3.14 ? 2.694

圆整后,D=400mm 对应的空塔气速 u=2.58m/s D 400 校核 ? ? 16 ? 8 ,符合条件。 d 25 ⑵提馏段塔径计算 将 ?V ? 0.7078 kg/m3, ? L ? 938 .431 kg/m3, ? L ? 0.3002 mpa*s
WL ? 2167 .078 kg/h, WV ? 832 .902 kg/h

代入上式可以求得:

u F ? 3.373 m/s

空塔气速: u ? 0.75u F ? 0.75 ? 3.373 ? 2.531 m/s
t? t F ? tW 87.31 ? 99.96 ? ? 93.64 ℃ 2 2

体积流量: VS ?
D?

39.396 ? 8.315 ? (93.64 ? 273 .15) ? 1000 3 ? 0.472 m /s 0.7078 ? 100000 ? 3600
4 ? 0.472 ? 0.4874 m 3.14 ? 2.531

圆整后,D=500mm

对应的空塔气速 u=2.41m/s

校核

D 500 ? ? 20 ? 8 ,符合条件。 d 25

⑶全塔塔径的确定 精馏段塔径圆整后,D=400mm,提馏段塔径圆整后,D=500mm。因此,选用 D=500mm 为精馏塔的塔径。 ⑷最小喷淋密度的校核 填料塔中汽液两相间的传质主要是在填料表面流动的液膜上进行的。 要形成 液膜, 填料表面必须被液体充分润湿,而填料表面的润湿状况取决于塔内的液体 喷淋密度及填料材质的表面润湿性能。 液体喷淋密度是单位塔截面积上, 单位时间内喷淋的液体体积量, U 表示。 以 765 .318 3 2 精馏段: U ? 828 .927 ? 7.351 m /m *h
D2 4 2167 .078 提馏段: U ? 938 .431 ? 11.767 m3/m2*h ? 2 D 4

?

为保证填料层的充分润湿, 必须保证液体喷淋密度大于某一极限值,该极限 值称为最小喷淋密度,以 Umin 表示。最小喷淋密度是以下式计算:
U min ? ( LW ) min a

取 ( LW ) min ? 0.08 m3/m*h,a=185 m2/m3,则:
U min ? 0.08 ? 185 ? 14.8 m /m *h
3 2

从计算上看精馏段与提馏段的喷淋密度都小于计算出的最小喷淋密度。 但是 本设计的精馏段与提馏段的喷淋密度已经相当大了。 而计算得出的最小喷淋密度 往往是与传质过程有关。 在吸收操作中,最小喷淋密度可能会达到计算得出的这 个值,但是在精馏过程中,最小喷淋密度可能只有所计算得的 1/3,甚至更小。 因此,在实际上,是符合条件的。 2、塔高的计算 对于 DN25 金属环矩鞍填料来说,一般取的 HETP=355-485mm。 因此,在塔高的计算中,本设计选用 HETP=450mm。

⑴精馏段的填料层高度 在精馏段,空塔气速 u ? 2.58 m/s,精馏塔的塔板数是 6。
Z ? HETP ? N T ? 0.45 ? 6 ? 2.7 m

采用上述方法计算出填料层高度后,留出一定的安全系数,取 0.1
Z ' ? 1.1Z ? 1.1? 2.7 ? 2.97 m

精馏段填料层不需要分段。 ⑵提馏段的填料层高度 在提馏段,空塔气速 u ? 2.41 m/s,精馏塔的塔板数是 5。
Z ? HETP ? N T ? 0.45 ? 5 ? 2.25 m

采用上述方法计算出填料层高度后,留出一定的安全系数,取 0.1
Z ' ? 1.1Z ? 1.1? 2.25 ? 2.48 m

提馏段填料层不需要分段。 ⑶精馏塔的填料层高度
Z ? 2.97 ? 2.48 ? 5.45 m

3、填料层压力降的计算 本设计中,散装填料的压降值由埃克特通用关联图来计算。计算时,先根据
W 有关物性数据求出横坐标 L WV ? ?V ? ?? ? L ? ? 值,再根据操作空塔气速、压降填料因子以 ? ?
0 .5

及有关的物性数据,求出纵坐标

u 2 ? P? ? ?V ? g ? ?L ?

? 0 .2 ? ? 值。通过作图得出交点,读出 ? ?

过交点的等压线值,得出每米填料层压降值。 查得,DN25 金属环矩鞍散堆填料的压降填料因子 ? P ? 138 m-1。 ⑴精馏段的压降
WL 横坐标: WV ? ?V ? ?? ? L ? ? ? ?
0 .5

765 .318 ? 0.9813 ? ? ? ? 1101 .812 ? 828 .927 ?

0 .5

? 0.0239

纵坐标:

u 2 ? P? ? ? V ? g ? ?L ?

? 0.2 2.58 2 ? 138 ? 1000 ? 0.9813 ? 0.2 ?? ? ? ?0.2831 ? 0.1039 ? 9.81 ? 828 .927 ? 828 .927 ? ?

查埃克特通用关联图,可得 因此,精馏段的压降是 ⑵提馏段的压降
WL 横坐标: WV ? ?V ? ?? ? L ? ? ? ?
0 .5

?p / Z ? 85 ? 9.81 ? 833 .85 pa/m
?p1 ? 833 .85 ? 2.97 ? 2476 .5345 pa

2167 .078 ? 0.7078 ? ? ? ? 832 .902 ? 938 .431 ?

0. 5

? 0.0715

纵坐标:

u 2 ? P? ? ? V ? g ? ?L ?

? 0.2 2.412 ? 138 ? 1000 ? 0.7078 ? 0.2 ?? ? ? ?0.3002 ? 0.0516 ? 9.81 ? 938 .431 ? 938 .431 ? ?

查埃克特通用关联图,可得 因此,提馏段的压降是 ⑶精馏塔的压降

?p / Z ? 40 ? 9.81 ? 392 .4 pa/m
?p2 ? 392 .4 ? 2.48 ? 973 .152 pa

?p ? 2476 .535 ? 973 .152 ? 3449 .687 pa

参数 空塔气速(m/s) 塔径(m) 每米填料层压降 (pa/m) 总压降(pa) 填料层高度(m)

精馏段 2.58 0.4 833.85 2476.535 2.97

提馏段 2.41 0.5 392.4 973.152 2.48

全塔

0.5

3449.687 5.45

七、附属设备及主要附件的选型计算 1、冷凝器的选用 ⑴全凝器 取全凝器的传热系数 K=2400kJ/m2*h*℃,选择逆流操作。冷却水进口温度是 25℃,出口温度是 40℃。原料液是泡点回流,进出口温度基本相等。 逆流: T t
?t m ?

65.19℃ 25℃

→ ←

65.19℃ 40℃

(65.19 ? 40) ? (65.19 ? 25) ? 32.108 ℃ (65.19 ? 40) ln (65.19 ? 25)

A?

QC 1398767 .469 2 ? ? 18.152 m K?t m 2400 ? 32.108

本设计选用的列管换热器是 G400-2-16-22。 ⑵冷却器 取冷却器的传热系数 K=2400kJ/m2*h*℃,选择逆流操作。冷却水进口温度是 25℃,出口温度是 40℃。原料进口是 65.19℃,出口温度是 50℃。 逆流: T t
?t m ?

65.19℃ 25℃

→ ←

50℃ 40℃

(50 ? 40) ? (65.19 ? 25) ? 21.704 ℃ (50 ? 40) ln (65.19 ? 25)

A?

QC 14319 .821 ? ? 0.275 m2 K?t m 2400 ? 21 .704

本设计选用的列管换热器是 G273-1-25-4。 2、加热器的选用 由于本设计选择的是 140℃ 总压是 361.47kpa 的饱和水蒸汽作为加热介 质,取传热系数 K=4000 kJ/m2*h*℃。
?t ? 140 ? 100 ? 40 ℃
A? QS ' 1133460 .488 2 ? ? 7.084 m K?t 4000 ? 40

本设计选用的列管换热器是 G273-1-25-8。 3、塔内管径的计算及选择 本设计选用的是热轧无缝钢管。 ⑴进料管: 选用 WF=0.6m/s
dF ? 4F ? 3600 ?WF ? LF 4 ? 1667 .44 ? 0.0328 m 3600 ? 3.14 ? 0.6 ? 918 .434

圆整后,选用的是φ=38mm。 ⑵回流管:

选用 WR=0.4m/s
dR ? 4L ? 3600 ?WR ? L1 4 ? 765 .318 ? 0.02858 m 3600 ? 3.14 ? 0.4 ? 828 .927

圆整后,选用的是φ=32mm。 ⑶塔顶蒸汽接管: 选用 WV=20m/s
dV ? 4V ? 3600 ?WV ?V 4 ? 1101 .812 ? 0.1303 m 3600 ? 3.14 ? 20 ? 1.1468

圆整后,选用的是φ=133mm。 ⑷塔釜出料管: 选用 WW=0.6m/s
dW ? 4W ? 3600 ?WW ? L 4 ? 1372 .36 ? 0.0291 m 3600 ? 3.14 ? 0.6 ? 958 .428

圆整后,选用的是φ=32mm。 4、离心泵的选用 当贮槽与受液槽两液面保持恒定,则泵对单位重量液体所做的净功为:
He ? ?z ?
2 ?p ?u b ? ??H f ?g 2 g

设塔釜离地面 3m,忽略两截面间的压头损失。贮槽的液面和塔顶一样,可 看做是常压下操作,压力差可近似看做是精馏段的压力降,
?p ? ?p1 ? 2476 .54 pa。而在特定条件下
2 ?u b ? 0 ,因此: 2g

He ? 3 ?

2476 .54 ? 3.275 m 918 .434 ? 9.81

Qe ?

1667 .44 3 ? 1.82 m /h 918 .434

根据以上条件,选用 IS50-32-125,转速 n=1450 r/min。 5、液体分布器的选取 填料塔的传质过程要求塔内任一截面上汽液两相流体能均匀分布, 从而实现 密切接触、高效传质,其中液体的初始分布至关重要。 根据塔径 D=500mm, 液体负荷较小, 填料层不高, 因此选用管式液体分布器。 由于填料层不需分段,因此不需要液体再分布器。

6、气体入塔分布 气体入塔分布的均匀分布对精馏填料塔十分重要, 这对分布器的要求是压降 尽可能小,分布均匀。 D≤500mm 的小塔多采用的是进气管分布,可使进气管伸到塔的中心线的位 置,管的末端向下开缺口,可使气流折转而上。较低的入口气速有利于气体在塔 内的分布,适宜的管内气速为 10-18m/s。 7、除雾沫器 为捕集出填料层气体中所夹带的液沫和雾滴, 需在塔顶液体初始分布器的上 方设置除雾沫器。 本设计塔径小,填料层高度不高,且汽液易分离,因此采用小型的丝网除沫 器,装入设备上盖。 八、参考文献 1、柴诚敬等.化工流体流动与传热.北京:化学工业出版社,2000 2、贾绍义等.化工传质与分离过程.北京:化学工业出版社,2000 3、王树楹等.现代填料塔技术指南.北京:中国石化出版社,1998 4、谢克昌等.甲醇及其衍生物.北京:化学工业出版社,2002 5、卡拉华耶夫等.甲醇的生产.北京:化学工业出版社,1980 6、罗斯等.实用精馏设计.北京:化学工业出版社,1993 7、比勒特等.填料塔.北京:化学工业出版社,1998 8、大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连:大连理工大学出版 社,1994 9、贾绍义等.化工原理课程设计:化工传递与单元操作设计.天津:天津大学出 版社,2002 10、秦叔经等.换热器.北京:化学工业出版社,2003 11、 《化学工程手册》编辑委员会. 化学工程手册.第 1 篇:化工基础数据.北京: 化学工业出版社.1980 12、苏健民.化工技术经济.北京:化学工业出版社.1990 13、崔克清等.化工安全设计.北京:化学工业出版社.2004


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