分离水甲醇混合物设计方案.docx

分离水甲醇混合物设计方案.docx

《分离水甲醇混合物设计方案.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《分离水甲醇混合物设计方案.docx（21页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。

分离水甲醇混合物设计方案

分离水甲醇混合物设计方案

一、设计方案的确定

本设计任务为分离水-甲醇混合物。

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，将原料液通过预热加热器至泡点后送入精馏塔。

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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，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、物料衡算

1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数

水的摩尔质量MA=18kg/mol

甲醇的摩尔质量MB=32kg/mol

则可知：

XF=（0.6/32）/（0.6/32+0.4/18）＝0.458

　　XD=（0.98/32）/（0.98/32+0.02/18）=0.964

原料的处理量：

F=25×106/（330×24）=3157kg/h=3157/（0.458×32+0.542×18）=129

根据回收率：

η=XD×D/（XF×F）=0.98

则有：

D=60

由总物料衡算：

以及:

容易得出：

W=69XW=0.014

三.塔板数的确定

1.理论塔板数NT的求取

水-甲醇属理想物系，可采用图解法求理论板层。

由手册查的水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出X-Y图

甲醇-水汽液平衡数据：

x

Y

X

y

x

y

0.00

0.000

0.15

0.517

0.70

0.870

0.02

0.134

0.20

0.579

0.80

0.915

0.04

0.234

0.30

0.665

0.90

0.958

0.06

0.304

0.40

0.729

0.95

0.979

0.08

0.365

0.50

0.779

1.00

1.000

0.10

0.418

0.60

0.825

最小回流比及其操作回流比的求解：

=0.570,

=0.194

=（0.982-0.570/（0.570-0.194）=1.096

取操作回流比为

=1.8

1.096=1.97

求精馏塔的气.液相负荷。

=1.97×60=118.2

V=（R+1）×D=178.2

L′=L+F=118.2+129=247.2

V′=V=178.2

2.精馏段、提馏段操作线方程

精馏段操作线：

yn+1=0.66xn+0.33

提馏段操作线：

y′m+1=1.4xm′-0.0054

3.图解法求理论板层数

总理论板层数NT=10（包括再沸器）

进料板位置NF=5

4.实际板层数的求取

精馏段实际板层数N精=5/0.6=8

提馏段实际板层数N提=5/0.6=8

四.精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据

1.操作压力计算

塔顶操作压力PD=101.3+0.7=102KPa

每层塔板压降△p=0.7KPa

进料板压力PF=102+0.7×8=107.6

精馏段平均压力Pm=（107.6+102）/2=104.8

2.操作温度计算

查表可得

安托尼系数

A

B

C

Min～Max

H2O

7.07406

1657.46

227.02

10～168

CH3OH

7.19736

1574.99

238.23

-16～91

H2O的安托尼方程：

CH3OH的安托尼方程：

甲醇的tB

℃

由泡点方程试差可得当

℃时

同理可求出

℃时

℃时

所以塔顶温度

℃

进料板温度

℃

塔釜温度

℃

精馏段平均温度

℃

提馏段平均温度

℃

3.

（1）平均摩尔质量计算

由y1=XD=0.964查平衡曲线得XD=0.956

MVDm=0.964×32+（1-0.964）×18=31.54

MLDm=0.956×32+（1-0.956）×18=31.42

（2）进料板平均摩尔质量计算

由yF=0.75查平衡曲线得XF=0.458

MVFm=0.75×32+（1-0.75）×18=19.50

MVFm=0.458×32+（1-0.458）×18=24.41

（3）精馏段平均摩尔质量计算

MVm=（31.54+19.50）/2=25.52

MLm=（31.42+24.41）/2=27.915

4.平均密度计算

（1）气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即

ρVm=PmMVM/RTm=104.8×25.52/[8.314×（76.1+273.15）]=0.92

（2）液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

1/ρLm=∑αi/ρi

塔顶液相平均密度的计算：

由

℃,查手册得

ρA=812.7kg/m3,ρB=807.9g/m3

ρLDm=1/（0.96/812.7+0.04/807.9）=812.5

进料板液相平均密度的计算：

由

℃时,查手册得

ρA=793.1ρB=790.8

进料板液相的质量分数为

αA=0.3888*78.11/（0.388*78.11+0.612*92.13）=0.350

ρLFm=1/（0.35/793.1+0.65/790.8）=791.6

精馏段液相平均密度为

ρLm=（812.5+791.6）/2=802.1

5.液体平均黏度计算

液相平均黏度依下式计算，即

lguLm=∑xilgμi

塔顶液相平均黏度的计算:

由

℃,查手册得

μAμB

lgμLFm

解出

精馏段液相平均黏度为

五.精馏塔的塔体工艺尺寸计算

（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/s

LS=LMLm/3600ρLm=（78.63×19.99）/（3600×787.33）=0.000554m3/s

式子中，负荷因子

由史密斯关联图查得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/s

D=（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/s

U实际/Umax=1.458/2.06=0.71（安全系数在允许的围，符全设计要求）

史密斯关联图

（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/s

L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=（251.28×19.96）/（3600×907.51）=3.85×10-6m3/s

式中，负荷因子

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=0.0855

Umax=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/s

D=（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=1.2m

塔截面积为At=3.14×0.6×0.6=1.13m2

实际空塔气速为U实际=2.184/1.13=1.93m/s

U实际/Umax=1.93/2.73=0.707（安全系数在允许的围，符全设计要求）

（3）精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（15-1）×0.40=5.6m

提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.40=2m

在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m

故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=5.6+2+0.8=8.4m

（4）精馏段

①溢流装置计算

因塔径　D=1.2m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

（此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。

）各项计算如下：

②堰长lw

可取lw=0.60D=0.72m

③溢流堰高度hw

由hw=hL－how选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。

）堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有

how=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=1.0，则how=0.0083m,取板上清液层高度hL=0.05m,故hw=0.0417m

④弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由Wd/D=0.6m查⑷可求得Af/AT=0.057Wd/D=0.15Af=0.057×0.785=0.0448m2,Wd=0.125×1.2=0.15m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600Af×HT/Lh=3600×0.0448×0.40/（3600×0.0084）=21.31s＞5s

其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量

验证结果为降液管设计符合要求。

⑤降液管底隙高度ho

ho=Lh/（3600×lw×uo'）,取uo'=0.07m/s,ho=0.0084×3600/（3600×0.72×0.07）

=0.020024m＞0.02m

Hw-ho=0.0417-0.020024=0.02167191＞0.006m

故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。

　（5）塔板布置

①塔板的分块

因为D≥800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。

②边缘区宽度确定

取Ws=W’s=65mm,Wc=35mm

③开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏r2/180×sin-1（x/r）]

其中x=D/2－（Wd＋Ws）r=D/2－Wc

并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125由上面推出Aa=0.530m2

（6）筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=15mm

筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2721个

开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%

气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=1.481/（Aa×φ）=27.67m/s

（7）溢流装置计算

因塔径D=1.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。

各项计算如下：

①堰长lw

可取lw=0.60D=0.60m

②溢流堰高度hw

由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有

how=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=1.0，则

how=0.0159m

取板上清液层高度hL=0.06m故hw=0.06-0.0159=0.0441m

③弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由Wd/D=0.6m查图⑷可求得Af/AT=0.057Wd/D=0.125

Af=0.057×0.785=0.044745mWd=0.125×1.0=0.125m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600Af×HT/Lh=3600×0.044745×0.40/（3600×0.0022）=8.14s＞5s

其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量

验证结果为降液管设计符合要求。

④降液管底隙高度ho

ho=Lh/（3600×lw×uo'）取uo'=0.17mho=0.0022×3600/（3600×0.6×0.17）=0.022m＞0.02m

Hw-hO=0.0417-0.022=0.0197m＞0.006m

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。

（8）筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=15mm

筛孔的数目n为

n=1.155Ao/t2=2721个

开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%

气体通过阀孔的气速为

uo=V’s/Ao=1.466/（0.101×0.530）=27.38m/s

六.塔板的压降

（1）干板的阻力hc计算

干板的阻力hc计算由公式：

hc=0.051（uo/co）2×（ρv/ρl）

并取do/δ=5/3=1.67,可查史密斯关联图得，co=0.772

所以hc=0.051（27.67/0.772）2×（1.01/819.1）=0.0786m液柱

（2）气体通过液层的阻力hl的计算

气体通过液层的阻力hl由公式：

hl=βhL

ua=Vs/（AT－Af）=1.481/（0.785-0.0047）=1.897m/s

Fo=1.897（1.01）1/2=1.90kg1/2/（sm1/2）查得β=0.54

所以hl=βhL=0.54×（0.0417+0.0083）=0.027m液柱

（3）液体表面力的阻力hσ计算

液体表面力的阻力hσ由公式hσ=4σL/（ρl×g×do）计算,则有

hσ=（4×37.97×10-3）/（819.1×9.81×0.005）=0.0038m液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算

hP=hc+hl+hσ=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱

气体通过每层塔板的压降为

△Pp=hP×ρl×g=0.1094×819.1×9.81=879.07Pa＜0.9KPa（设计许值）

（4）液沫夹带量，采用公式：

ev=5.7×106/σL×[ua/（HT－hf）]3.2

由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m所以：

ev=（5.7×10-6/37.97×10-3）[1.897/（0.4-0.125）]

=0.068kg液/kg气＜0.1kg液/kg气

可知液沫夹带量在设计围之。

（5）对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式

Uo,min=4.4Co[（0.0056+0.13hL-hσ）/ρL/ρV]1/2=8.81m/s

实际孔速为Ｕo27.67m/s＞Uo,min

稳定系数为Ｋ=Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.14＞1.5

故在本设计中无明显漏液。

（6）液泛

为防止塔发生液泛，降液管液高度Hd应服从式子：

Hd≤ψ（HT＋hw）

甲醇与水属于一般物系，取ψ=0.5，则ψ（HT＋hw）=0.5（0.40+0.0417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有

hd=0.153（uo’）2=0.153×（0.07）2=0.0007m液柱

Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱

则有：

Hd≤ψ（HT＋hw），于是可知本设计不会发生液泛。

（6）塔板的压降

①干板的阻力hc计算

干板的阻力hc计算由公式：

hc=0.051（uo/co）2×（ρv/ρl）

并取do/δ=5/3=1.67,可查图得，co=0.772，所以h’c=0.0561m液柱

②气体通过液层的阻力hl计算

气体通过液层的阻力hl由公式：

hl=βhL

ua=Vs/（AT－Af）=1.879m/sFo=1.897×0.80.5=1.68kg1/2/sm1/2

可查图得β=0.58，所以hl=βhL=0.0344m液柱

③液体表面力的阻力hσ计算

液体表面力的阻力hσ

由公式hσ=σL/（ρl×g×do）计算,则有hσ=0.0052m液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按公式：

hP=hc+hl+hσ=0.0947m液柱

气体通过每层塔板的压降为　

△Pp=hP×ρl×g=850.59Pa＜0.9kPa计算结果在设计充值

（7）液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。

（8）液沫夹带

液沫夹带量，采用公式：

ev=5.7×10-6/σL×[ua/（HT－hf）]3.2由hf=2.5hL=0.125m

所以ev=5.7×10-6/55.13×10-3[1.879/（0.40-0.125）]3.2

=0.048kg液/kg气＜0.1kg液/kg气

可知液沫夹带量在设计围之。

（9）漏液

对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式

Uo,min=4.4Co[（0.0056+0.13hL-hσ）/ρL/ρV]1/2=9.55m/s

Uo=27.38m/s＞Uo,min

稳定系数为K=Uo/Uo,min=27.38/9.55=2.87＞1.5，故在本设计中无明显漏液。

（10）液泛

为防止塔发生液泛，降液管液高度Hd应服从式子Hd≤ψ（HT＋hw）

甲醇与水属于一般物系，取ψ=0.5则

ψ（HT＋hw）=0.5（0.40+0.417）=0.221m

而Hd=hp+hL+hd

板上不设进口堰，则有

hd=0.153（uo’）2=0.004m液柱

Hd=hp+hL+hd=0.095+0.05+0.004=0.149m液柱

则有：

Hd≤ψ（HT＋hw）

于是可知本设计不会发生液泛。

七.塔板负荷性能图

（1）漏液线

Uo,min=4.4Co[（0.0056+0.13hL-hσ）/ρL/ρV]1/2

Uo,min=Vs,min/Ao

hL=hw+hOW

hOW=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

Vs,min=4.4CoAo{[0.0056+0.13（hW+2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3））-hσ]ρL/ρV}1/2

=5.178（0.007151+0.1219Ls2/3）1/2

在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表7.1

Lsm3/s

0.0005

0.0015

0.0030

0.0045

Vsm3/s

0.461

0.484

0.510

0.529

（2）液沫夹带线

ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：

ev=5.7×10-6/σL×[ua/（HT－hf）]3.2

ua=Vs/（AT-Af）=1.351Vs

hf=2.5hL=2.5（hw+how）

hw=0.0417

how=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

hf=2.5（0.0417+0.93Ls2/3）=0.10+2.3Ls2/3

HT－hf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30Ls2/3

ev=5.7×10-6/37.97×10-3[1.351Vs/（0.3-2.30Ls2/3）]3.2=0.1

整理得Vs=1.70-13.00Ls2/3

在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表7.2

Lsm3/s

0.0005

0.0015

0.0030

0.0045

Vsm3/s

1.619

1.530

1.429

1.346

（3）液相负荷下限线

对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式

how=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）=0.005

Ls,min=0.00024m/s

据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

（4）液相负荷上限线

以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式

θ=（Af×HT）/Ls=4

故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.0447×0.40）/4=0.00447m3/s

据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限

（5）液泛线

令Hd=ψ（HT＋hw）Hd=hp+hL+hd

hP=hc+hl+hσhl=βhLhL=hw+hOW

联立得ψHT＋（ψ-β-1）hw=（β+1）hOW+hc+hd+hσ

忽略hσ，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得

a’V2s=b’-c’Ls2-d’Ls2/3式中

a’=[0.051/（Aoco）2]×（ρv/ρl）b’=ψHT＋（ψ-β-1）hw

c’=0.153/（lwhO）2d’=2.84×10-3×E×（1+β）（3600/lw）（2/3）

将有关数据代入,得

a’=[0.051/（0.101×0.530×0.772）2]×（1.01/819.1）=0.037

b’=0.5×0.4＋（0.5-0.54-1）×0.0417=0.157

c’=0.153/（0.6×0.02）2=1062.500

d’=2.84×10-3×1×（1+0.54）（3600/0.6）（2/3）=1.444故

V2s=4.24-28716.22Ls2-39.03L2/3s

在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表7.3

Lsm3/s

0.0005

0.0015

0.0030

0.0045

Vsm3/s

3.99

3.66

3.17

2.60

负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。

由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。

由图查得

Vs,max=1.623m3/sVs,min=0.400m3/s

故操作弹性为：

Vs,max/Vs,min=1.623/0.400=4.0

（6）漏液线

Uo,min=4.4Co[（0.0056+0.13hL-hσ）/ρL/ρV]1/2

Uo,min=Vs,min/AohL=hw+hOW

hOW=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

Vs,min