【化工原理课程设计】甲醇和水筛板精馏塔分离.doc

设计计算
<一>设计方案的确定
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，将原料液通过预加热器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回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离系，最小回流比，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
<二>精馏塔的物料衡算
1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量 M甲醇=32.04kg/ kmol 水的摩尔质量 M水=18.02kg/kmol
XF= XD=
XW=
2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.273×32.04+（1—0.273）×18.02=21.85kg/kmol
MD=0.9947×32.04+(1—0.9947）×18.02=31.96kg/kmol
MW=0.002818×32.04+(1—0.002818)×18.02=18.06kg/kmol
3、物料衡算
原料处理量：F=kmol/h
总物料衡算：F=D+W 115.57=D+W
甲醇物料衡算：FXF=DXD+WXW 115.57×0.273=D×0.9947+W×0.002818
联立解得 D=31.48kmol/h w=84.09kmol/h
<三>塔板数的确定
1、理论板数的求取
①由 y=及甲醇—水在不同温度下的汽—液平衡组成
温度
液相
气相
a
温度
液相
气相
a
92.9
0.0531
0.2834
7.05
81.6
0.2083
0.6273
6.4
90.3
0.0767
0.4001
8.03
80.2
0.2319
0.6485
6.11
88.9
0.0926
0.4353
7.55
78
0.2818
0.6775
5.35
86.6
0.1257
0.4831
6.5
77.8
0.2909
0.6801
5.18
85
0.1315
0.5455
7.93
76.7
0.3333
0.6918
4.49
83.2
0.1674
0.5586
6.29
76.2
0.3513
0.7347
5.11
82.3
0.1818
0.5775
6.15
73.8
0.462
0.7756
4.02
72.7
0.5292
0.7971
3.49
68
0.7701
0.8962
2.57
71.3
0.5937
0.8183
3.08
66.9
0.8741
0.9194
1.64
70
0.6849
0.8492
2.59

am==4.83
得到相平衡方程 y=
因为泡点进料，所以q=1 且Xq=XF=0.273
且q点过相平衡线 则yq==0.645
Rmin==0.94 取操作回流比
2、 求精馏塔的气液相负荷
1.88×31.48=59.18kmol/h V=(R+1)D =2.88×31.48=90.66kmol/h
=L+F=59.18+115.57=174.75kmol/h =V=90.66kmol/h
3、 求操作线方程
精馏段操作线方程 =+=0.6528Xn+0.3454
提馏段操作线方程 =1.927Xn-2.614×10-3
5、逐板计算法求理论板数
因为塔顶为全凝器
通过相平衡方程求 X1=
再通过精馏段操作线方程 y2=0.6528X1+0.3454=0.9818 ，如此反复得
y1=0.99947
x1=0.9749
y2=0.9818
x2=0.9179
y3=0.9446
x3=0.7793
y4=0.8541
x4=0.5482
y5=0.7032
x5=0.3291
y6=0.5603
x6=0.2087<0.273
当X6<Xq后，改用相平衡方程与提馏段操作方程yn+1=1.927Xn-12.614×10-3计算.如此反复得
y7=0.3995
x7=0.1211
y8=0.2308
x8=0.0585
y9=0.1101
x9=0.025
y10=0.0455
x10=0.1474
y11=0.02578
x11=5.45×10-3
y12=7.88×10-3
x12=1.64×10-3<0.002818
可得到进料板位置 NF=6
总理论板数 NT=12 <包括再沸器>
2、实际板层数的求取
精馏段实际板层数：N精==8.3≈9
提馏段实际板层数：N提=≈10（不包括再沸器）
<四>精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算
1、 操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3KPa
每层塔板压力降 DP=0.7KPa
进料板压力 PF=105.3+0.7×9=111.6KPa
塔底压力 Pw=PF+0.7×10=118.6KPa
精馏段平均压力 Pm=KPa
提馏段平均压力 Pm′=KPa
2、 操作温度计算（内插法得）
根据甲醇-水的气-液平衡组成表，再通过内插法得：
塔顶温度 tD=64.79℃
进料板温度 tF=78.3℃
塔釜温度 tw=99.6℃
精馏段平均温度 tm=℃
提馏段平均温度 tm′=℃
3、 平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量计算
由XD=y1=0.9947 通过相平衡方程求得 X1=0.9749
MVDM=y1M甲+（1-y1）M水=0.9947×32.04+(1-0.9947) ×18.02=31.97Kg/Kmol
MLOM=X1M甲+（1-X1）M水=0.9749×32.04+(1-0.9749) ×18.02=31.69 Kg/Kmol
进料板平均摩尔质量计算
通过逐板计算得进料板yF=0.5603，再通过相平衡方程得XF=0.2087
MVFM= yFM甲+（1-yF）M水=0.5603×32.04+（1-0.5603）×18.02=25.87Kg/Kmol
MLFM=XFM甲+（1-XF）M水=0.2087×32.04+（1-0.2087×18.02）=20.95Kg/Kmol
塔釜平均摩尔质量的计算
由Xw=0.002818 查平衡曲线得 yw=0.01346
MVWM=ywM甲+（1-yw）M水=0.01346×32.04+（1-0.01346）×18.02=18.21Kg/Kmol
MLWM=XWX甲+（1-XW）M水=0.002818×32.04+（1-0.002818）×18.02=18.06Kg/Kmol
精馏段平均摩尔质量
MVM=
MLM=
提馏段平均摩尔质量
MVM′=
MLM′=
4、平均密度计算
⑴气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算 即
精馏段 rVM= Kg/m³
提馏段 rvm′=
⑵液相平均密度计算
液相平均密度按下式计算 即
塔顶液相平均密度的计算 由tD=64.79℃ 查手册得 r甲=747.168Kg/m³ r水=980.613Kg/m³
rLPM=Kg/m³
进料板液相平均密度计算 由tF=78.3℃ 查手册得 r甲=735.53 Kg/m³ r水=972.82 Kg/m³
进料板液相的质量分率

rLFM=Kg/m³
提馏段液相平均密度计算 由tw=99.6℃ 查手册得 r甲=716.36Kg/m³ r水=958.176 Kg/m³
rLWM= Kg/m³
精馏段液相平均密度为rLM= Kg/m³
提馏段液相平均密度rLM′=Kg/m³
5、液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算 即 dLM=åXidi
塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=64.79℃查手册得d甲=18.31mN/m d水=65.29Mn/m
dLOM=XDd甲+（1-XD）d水=0.9947×18.31+0.0053×65.29=18.56mN/m
进料板液相平均表面张力的计算 由tF=78.3℃ 查手册得 d甲=17.0647mN/m d水=62.889mN/m
dLFM=XFd甲+（1-XF）d水=0.2087×17.0647+0.7913×62.889=53.32mN/m
塔釜液相平均表面张力的计算 由tw=99.6℃ 查手册得 d甲=14.93mN/m d水=58.9mN/m
dLWM=Xwd甲+(1-Xw)d水=0.002818×14.93+（1-0.2087）×62.889=53.32mN/m
精馏段液相平均表面张力为dLM=mN/m
提馏段液相平均表面张力为dLM′=mN/m
6、液体平均粘度计算
液相平均粘度以下式计算，即mLM=åXimi
塔顶液相平均粘度计算 由tD=64.79℃查手册得m甲=0.3289mpa.s m水=0.4479mpa.s
mLDM=XDm甲+（1-XD）m水=0.9947g（0.3289）+（1-0.9947）（0.4479）= —0.4825
mLDM=0.3292mpa.s
进料板液相平均粘度计算 由tF=78.3℃查手册得m甲=0.28193mpa.s m水=0.37084mpa.s
mLFM=XFm甲+（1-XF）m水=0.2087(0.28193)+(1-0.2087)(0.37084)=—0.4557
mLFM=0.35mpa.s
由tw=99.6℃ 查手册得m甲=0.226mpa.s m水=0.289mpa.s
mLWM=Xwm甲+(1-Xw)m水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818)(0.289)=-0.5394
mLWM=0.2888mpa.s
精馏段液相平均黏度为mLM=mpa.s
提馏段液相平均黏度为mLM′=mpa.s
<五>精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1、 塔径的计算
精馏段的气液相体积流率为
Vs= m³/s
Ls= m³/s
提馏段的气液相体积流率为
Vs′=m³/s
Ls′= ×10-3
精馏段 umax= 式中C由C20求取，C20可通过查图（P129页）筛板塔的泛点关联图的横坐标
功能参数
取板间距HT=0.35m（通过筛板塔的的泛点关联图）（书P129 图10-42）得到C20=0.068
C=C20（）0.2=0.068×() 0.2=0.07646
最大空塔气速umax=
取安全系数为0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.8×2.085=1.668m/s
D=
按标准塔径圆整后 D=0.8m（据书P129 表10-1）
塔截面积为AT=m²
实际空塔气速 u=
(安全系数在允许范围内，符合设计要求)
提馏段同理查阅得C20
= =0.05161
查表得 HT=0.35m C20′=0.07
C′=C20′()0.2=0.07()0.2=0.08602
Umax′=C′=0.08602=2.84m/s
同上取安全系数0.8 u′=0.8 Umax′=0.8×2.84=2.272m/s
D′===0.6076m
圆整取D′=0.8m 同上AT′=0.5024㎡
实际空塔气速u′=
（符合安全系数范围，设计合理）
2、精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（9-1）×0.35=2.8m
提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（10-1）×0.35=3.15m
在加料板上设一人孔，其高度为0.7m
故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.7=2.8+3.15+0.7=6.65m
<六>塔板主要工艺尺寸的计算
1、溢流装置计算
因塔径D=0.8，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘
⑴堰长lw 取lw=0.6D=0.48m
⑵溢流堰高度hw 由hw=hL—how
选用平直堰，堰上液层高度how=
取E=1.03 how=mm
how′=mm
取板上清液高度为hL=60mm
hw=60-7,35=0.05265m
hw′=60-11.31=0.04869m
⑶弓形降液管宽度wd和截面积Af
由 查图（P127页 弓形降液管的宽度与面积图）得
所以Af=0.052AT=0.052×0.5024=0.02612㎡
Wd=0.1D=0.1×0.8=0.08m
所以依式计算液体在降液管中的停留时间
精馏段：q= > 3~5s（故设计合理）
提馏段：q′= >3~5s(故设计合理)
⑷降液管低隙高度h。
h。.= u。=0.08m/s
精馏：h。=
提馏：h。′=
故降液管设计合理，选用凹形受液盘hw=52.65mm hw′=48.69mm
2、塔板布置
⑴塔板的分块
因D≥800mm,故塔板采用分块式，塔板查表可知分为3块
⑵边缘区宽度确定
取Ws=Ws′=0.04m wc=0.03m
⑶开孔区面积计算
Aa=2（）
x=—(wd+ws)=
R=—wc=
故Aa=2（0.28）=0.3703㎡
⑷筛孔计算及其排列
选用d=3mm碳钢板，取筛孔直径d。=4.5mm
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t=3.1d。=3,1×4.5=13.95mm
筛孔数目n为 n=
开孔率f=0.907（）2=0.907×（）2=9.44%
气体通过阀孔的气速
精馏段 u。=
提馏段 u。′=
(七)塔板的流体力学验算
1、塔板压降
⑴干板阻力hc计算：（由查资料附表图3-14干筛孔的流量系数有C。=0.82）
①hc=液柱
②hc′=液柱
⑵气体通过液层的阻力hl及hl′
①ua=
F。= ua ==1.4619/
查资料附表图3-15充气系数关联图，由F。=1.4619 得b=0.59
hc=bhL=b（hw+how）=0.59×（0.05265+0.00735）=0.0354m液柱
②ua=
F。= ua=/
查资料附表图3-15充气系数关联图，由F0=1.258得b′=0.62
hc′=bhL=b（hw′+how′）=0.62
⑶液体表面张力的阻力hs及hs计算
hs=
hs=
气体通过每层塔板的液柱高度hp及hp′计算
hp=
hp′=
气体通过每层塔板的压降DPp及DPp′计算
DPp =（设计允许值）
DPp′=（设计允许值）
2、 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本方案的塔径和液流量均不大，故可忽略页面落差影响。
3、液沫夹带
液沫夹带量ev及ev′计算
按经验，一般hf=2.5hc=2.5×0.06=0.15m
ev=3.2=3.2
=0.07986Kg液/Kg气<0.1 Kg液/Kg气
ev′=3.2=3.2
=0.0489 Kg液/Kg气<0.1 Kg液/Kg气
故在本设计中液沫夹带量ev及ev′在允许范围内
4、漏液
对筛板塔，漏液气速（）由下式计算
①实际孔速u。=19.04m/s>
稳定系数K=
②实际孔速u。′=18.73>
稳定系数K′=
5、液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd及Hd′应服从下式
Hd≤j（HT+hw） [j取0.5]；Hd′≤j（HT′+hw′）
j（HT+hw）=0.5×（0.35+0.03882）=0.19441m液柱
j（HT′+hw′）=0.5×（0.35+0.04869）=0.199 m液柱
而Hd=hp+hL+hd；Hd′= hp′+hL′+hd′
板上不设进口堰hd=
hd′=hd=0.001m液柱
Hd=hp+hL+hd=0.07629+0.06+0.001=0.13729m液柱<0.19441m液柱
Hd′= hp′+hL′+hd′=0.0669+0.06+0.001=0.1279 m液柱<0.199m液柱
故在本设计中不会出现液泛现象
（八）塔板负荷性能图
1.漏液线
由

得
同理可得

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：
Ls（Ls′），
0.0005
0.0010
0.0015
0.0020
Vs，
0.340
0.349
0.357
0.364
Vs′，
0.334
0.336
0.338
0.340
由上表数字即可作出漏液线①
2、液沫夹带线
以=0.1㎏液/㎏气为限，求Vs-Ls关系如下
由

整理得
同理可计算出
整理得
在操作范围内，任取几个Ls（Ls′）值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表：
Ls（Ls′），
0.0005
0.0010
0.0015
0.0020
Vs，
0.862
0.825
0.793
0.766
Vs′，
0.864
0.822
0.786
0.754
由上表得出液沫夹带线②
3、液相负荷下限线
对于平直堰，取液上液层高度how=0.006m，作为最小液体负荷标准，由下式得

取E=1，则

同理，
据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图③
4、液相负荷上限图
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得

故
据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图④
5、液泛线
令
由

式中，
故

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表

0.0005
0.0010
0.0015
0.0020

1.221
1.186
1.145
1.095

1.380
1.332
1.286
1.240
由上表数据即可作出液泛线（5）
<九>换热器的设计
1、冷凝器的选择
有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500~1500kcal/(㎡.h.℃)
本设计取k=600w/(㎡.℃) 出料温度：64.6℃（饱和气）→（饱和液）64.6℃
冷却水温度：30℃→40℃
逆流操作：Dt1=34.6℃ Dt2=24.6℃
Dtm=
传热面积：A=在此温度下，查化工原理<第三版>附录得g甲=1200KJ/Kg，g水=2378 KJ/Kg
Q=wg=
=1.094×0.6657×[0.9947×1220+（1-0.9947）×2378]
=0.7303×1226
=895.35KJ/s
A=
设备型号
公称直径
公称压力
管程数
管子根数
中心排管数
管程流通面积
换热管长度
计算换热面积
f25×2.5
600mm
1.6MPa
2
232
16
0.0364㎡
3000mm
52.8㎡
2、再沸器的选择
选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=600w/(㎡.℃)
料液温度：99.6℃→100℃ 热流体温度：120℃→120℃
逆流操作：Dt1´=20℃ Dt2´=20.4℃
Dtm´===
同上w´=rv´Vs´=0.8427×0.6586=0.555Kg/s
g´=xwg甲+（1-xw）g水 查表知此温度下g甲=1100KJ/Kg g水=2400 KJ/Kg
g´=0.002818×1100+（1-0.002818）×2400=2396 KJ/Kg
q´=w´g´=2396×0.555=1329.8KJ/s
A´=
设备型号

公称直径
公称压力
管程数
管子根数
中心排管数
管程流通面积
换热管长度
计算换热面积
f25×2.5
700mm
4.00MPa
4
322
21
0.0253㎡
4500mm
111.2㎡
（十）馏塔接管尺寸计算
1、接管
①进料管的结构类型很多，本设计采用直管进料管，管径计算如下：
D= 取=1.6m/s
25℃进料，此温度下r甲=786.9Kg/m3 r水=996.95 Kg/m3 （查化工原理（上）附录）
rLP=
Vs=
D=
查标准系列 取f32×3
②回流管 采用直管回流管 取uR=1.6m/s
DR=
查表取f89×4
③塔釜出料管 取uw=1.6m/s
Dw=
查表取f38×3
④塔顶蒸气出料筒 直管出气，取出口气速u=20m/s
D=
查表取f273×8
⑤塔釜进气管 采用直管 取气速u=23m/s
D=
查表取f273×8
⑥法兰
本设计常压操作，采用
进料管接管法兰
2、筒体与封头
①筒体
壁厚选6mm，所用材质为A3
②封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=800mm,曲面高度200mm，直边高度25mm，内表面积0.757㎡，容积0.08m³，选取风同样DN800×6。（选自《常用化工单元设备设计》附表1（A）椭圆封头尺寸与质量（JB/T4729-94））
③除沫器
当空塔气速较大带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器，丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。
设计气速选取：，系数=0.107，
除沫器直径：
④吊柱
塔径D=800mm，可选用吊柱250Kg，S=600mm，L=3150mm，H=900mm，材料用A3
⑤裙座
塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所用它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm
基础环内径：
基础环外径：
圆整：Dbi=1600mm，Db。=2200mm；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；
考虑到再沸器，裙座高度取3m（H2=3m），此角螺栓直径取M30
④人孔
人孔是安装和检修人员进出塔的惟一通道，人孔的位置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大且人孔设备过少会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求 塔中共19块板，设置2个人孔，第6块和第7块板之间设一块，第12块和第13块板之间设一块，每个孔直径为450mm，人孔处的板间距取700mm，塔顶和塔釜各设一人孔，裙座上再开2个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部与塔内壁修平，其边缘倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面及垫片用材与塔的接管法兰相同。
⑤进料段
进料板设置在第5块板和第7块板之间，高度为700mm
3、塔总体高度设计
①塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度设1200mm
②塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min
Hb=

③塔体高度

H—塔高，m；—没人孔处的板间距，m；n—实际塔板数；—板间距，m；—裙座高度，m；—进料板处板间距，m；—人孔数；—塔底空间高度，m；—塔顶空间高度。