甲醇水分离过程板式精馏塔的设计

1第一章设计任务书1.1设计题目设计题目：甲醇—水分离过程板式精馏塔的设计设计要求：年产纯度为99.5%的甲醇12000吨，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.1%，原料液中含甲醇40%，水60%。1.2操作条件1)操作压力常压2)进料热状态自选3)回流比自选4)塔底加热蒸气压力0.3Mpa（表压）1.3塔板类型筛孔塔1.4工作日每年工作日为330天，每天24小时连续运行。1.5设计说明书的内容(1)流程和工艺条件的确定和说明(2)操作条件和基础数据(3)精馏塔的物料衡算；(4)塔板数的确定；(5)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；(6)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(7)塔板主要工艺尺寸的计算；(8)塔板的流体力学验算；(9)塔板负荷性能图；(10)主要工艺接管尺寸的计算和选取(11)塔板主要结构参数表(12)对设计过程的评述和有关问题的讨论2第二章设计原则2.1确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。必须具体考虑如下几点：2.1.1满足工艺和操作的要求⑴首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定。这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。⑵其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.1.2满足经济的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。2.1.3满足安全生产的要求例如甲醇属易燃有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。32.2精馏操作对塔设备的要求和类型2.2.1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。2.2.2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。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。4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。第三章设计步骤3.1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。3.2确定设计方案本设计任务为分离甲醇——水混合物。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第四章精馏塔的工艺计算4.1物料衡算4.1.1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/kmolaM水的摩尔质量为：18.01kg/kmolbM原料液摩尔分率：F0.4/32.040.270.4/32.040.6/18.015塔顶摩尔分率：0.995/32.040.990.995/32.040.005/18.01D塔底摩尔分率：40.001/32.045.62100.001/32.040.999/18.01W4.1.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量：0.2732.04(10.27)18.0121.80/FMkgkmol塔顶产品平均摩尔质量0.9932.04(10.99)18.0131.90/DMkgkmol塔底产品平均摩尔质量445.621032.04(15.6210)18.0118.03/WMkgkmol4.1.3全塔物料衡算71.21031.90(24330)47.50/Dkmolh440.995.621047.50174.43/0.275.6210DWFWFDkmolh174.4347.50126.93/WFDkmolh4.2精馏段操作线方程甲醇—水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。①由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据（表1），绘出x-y图，见图4.1。表1温度/℃xy温度/℃xy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665查得:yδ=0.647，xδ=0.273Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ)6=（0.99-0.647）/(0.647-0.273)=0.917R=1.8Rmin=1.8*0.917=1.6511.65147.5078.42/LRDkmolh(1)(1.6511)47.5125.92/VRDkmolh'125.92/VVkmolh'78.42174.43252.85/LLFkmolh4.3精馏段操作线方程111DnnRyRR11.6510.991.65111.6511nny10.6230.373nny4.3提馏段操作线方程1'''mmWLWyLWLW41252.85126.935.6210252.85126.93252.85126.93mmy412.015.6710mmy4.4进料方程由于为泡点进料，则q=111Fqyqq0.27Fy4.5图解法确定塔板数7图4.1可知，总理论塔板数NT为12块(包括再沸器)进料板位置NF为自塔顶数起第9块。4.6理论板层数NT的求取精馏段理论塔板数NT=8块提馏段理论塔板数NT=3块精馏段实际塔板数N精=8.8/60%=15块提馏段实际塔板数N提=3.2/60%=6块4.7塔效率η=xD×D/(xF×F)=99.83%YX8第五章精馏塔结构设计5.1塔径与板间距5.1.1精馏段L=78.63kmol/hV=126.11kmol/h精馏段的气、液相体积流率为VS=VMVm/3600ρVm=（126.11×29.46）/(3600×1.049)=0.9838m3/sLS=LMLm/3600ρLm=(78.63×19.99)/(3600×787.33)=0.000554m3/smaxLVVuC式子中，负荷因子2.020)02.0(CC由史密斯关联图（如图5.1）查得C20再求图的横坐标为Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=(0.000554/0.9838)×(716.91×1.049)0.5=0.0176取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35m由史密斯关联图得C20=0.065气体负荷因子C=C20×(σ/20)0.2=0.065×(62.6/20)0.2=0.0817Umax=2.06取安全系数为0.8，则空塔气速为U=0.8Umax=0.8×2.06=1.648m/sD=(4Vs/(πμ))1/2=[(4×0.8671)/(3.14×1.648)]0.5=0.819按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为At=3.14×0.6×0.6=1.1304m2实际空塔气速为U实际=1.648/1.1304=1.458m/sU实际/Umax=1.458/2.06=0.71(安全系数在允许的范围内，符全设计要求)史密斯关联图（图5.1）95.1.2提馏段塔径的计算与板间距的确定L’=251.28kmol/hV’=126.11kmol/h提馏段的气、液相体积流率为V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(126.11×22.66)/(3600×0.8846)=0.8973m3/sL’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(251.28×19.96)/(3600×907.51)=3.85×10-6m3/smaxLVVuC式中，负荷因子2.020)02.0(CC由史密斯关联图（如图3）查得C20再求图的横坐标Flv=L’/V’×(ρl/ρv)0.5=(3.85×10-6/0.8973)×(907.51/0.8846)0.5=1.3×10-4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=0.07气体负荷因子C=C20×(σ/20)0.2=0.07×(54.271/20)0.2=0.0855Umax=0.0855×[(907.51/0.8846)-1]0.5=2.73m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为U=0.8Umax=0.8×2.73=2.184m/sD=(4Vs/(πμ))1/2=[(4×0.8973)/(3.14/2.184)]0.5=1.580m按标准塔径圆整后为D=1.2