甲醇水二元混合物连续筛板精馏装置的设计Word文档下载推荐.docx
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常压
蒸汽压力（绝压）：
5kgf/cm2
冷却水温度:
冷却水温升:
（2）.设计数据:
原料液处理量：
1.4万吨/年
原料液初温：
30r
原料液含甲醇：
45%（质量）
镏出液含甲醇：
99%（质量）
甲醇回收率：
99.9%
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。
精馏操作既可米用板式塔，也可米用填料塔，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。
板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板
等。
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。
筛板塔的缺点是:
塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
操作弹性较小（约2〜3）。
小孔筛板容易堵塞。
本设计任务为分甲离醇和水的混合物，设计过程严格按照经济
性，先进性，可靠性，稳定性和可行性的原则，通过查阅资料，选用
正确的公式以及合理的数据设计该乙醇一水的精馏塔。
对于二元混合物的分离，根据生产规模和产品质量要求,
选用板式塔连续精馏流程。
塔板选用筛板塔。
按一定尺寸
和一定排列方式开圆形筛孔，作为气相通道。
气相穿过筛
孔进入塔板上液相，进行接触传质。
（2）
设计中采用泡点进料，此时分离效率最好，所需塔板数最
少。
可通过进料泵直接进料，将原料液通过预热器加热至
泡点后送入精馏塔内。
（3）
塔顶上升蒸气采用分凝器冷凝，其中一部分冷凝液采用自
然回流方式回流至塔内，为减少镏出液组分的挥发，其余
部分经产品冷却器冷却后送至贮罐。
塔底采用再沸器对釜液进行间接蒸气加热，此法相对直接
水蒸气加热法，分离效率较高，传质效率高，且设备符合
相对较低。
不过再沸器造价昂贵。
（5）
该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，通过估算不
同回流比式的总费用。
故操作回流比取最小回流比的
倍时。
运行费用那最为经济核算。
•精馏塔物料衡算
甲醇的摩尔质量为：
32.04kg/kmol
水的摩尔质量为：
18.01kg/kmol
所以，原料的摩尔分率为:
镏出液的摩尔分率为:
原料液平均摩尔质量为:
镏出液平均摩尔质量:
原料液处理量为:
根据甲醇回收率:
DXd99.9%
FXf
塔顶流量为:
由总物料平衡方程,
塔底流量为:
xw78.02O.31525
0.98253.020.00046
三.经济费用估算
1.最小回流比Rmin计算（图解法）
由图一查得，Xf=0.315时，泡点进料tb=77.6C此时进料状况参
数q=1,
所以q线方程为：
xXf
用图解法，在图二上做q线，与相平衡线交与e点（0.315,0.676）,
所以，最小回流比为:
取操作回流比为:
2.精馏塔气、液相负荷：
精馏段：
LRD1.1925
29.7（kmol/h）
提镏段：
LLqF30.75
78.02107.72（kmol/h）
3.精馏、提镏段操作方程:
精馏段操作方程为:
提镏段操作方程为:
精馏线与提镏线相交于点d
0.315,0.620
采用逐板计算法，运用拟合的相平衡方程和精馏段、提镏段操
作线方程，交替计算。
相平衡方程为:
求得结果为，N16.5块，从第
10块板进料。
5.总板效率Et和实际板数Nk
由图一查得，
Xd
0.982时,
tD66C，xw0.0005时，
tw100°
C
精馏段平均温度
t1
6677.6
271.8C
提镏段平均温度
t2
77.6100
288.8C
所以，全塔平均温度r（71.888.8）280.3C,对应—=3.81
77.6C时
水0.365cp
甲醇0.285cp
总板效率为：
Et"
.49（一—严
1.10.49（3.810.3398）0.506
加料板nt1-0506
19.820
Et
以塔顶第一块板为计算对象。
6.1计算气体、液体密度
塔顶的压力通常可认为是
个大气压，常压下甲醇沸点为
64.5C
气相摩尔质量为:
MVMD31.79（kg/kmol）
由相平衡方程x
2.2589y1.263,0.5x1,
计算得:
X1
2.25890.9821.2630.956
换算成质量分数:
液相摩尔质量:
气体密度为:
查甲醇溶液沸点为64.5C,由t=64.5C,
00
查得甲醇密度763.62kg/m水的密度980.77kg/m
所以液体密度为:
6.2液体的平均表面张力计算
查表，t=64.5C时
查得甲醇16.81mN/m
水65.36mN/m
6.3塔内气速和液速计算及
C20的确定
气速计算：
Vs
VMV
3600v
54.6931.790.421（m3/s）
36001.147
液速计算：
Ls
LMl
3600L
29731413
0.00034（m3/s）3600764.64
设板间距Ht
350mm，
hL
50mm，则HT
hL0.3mo
查图得C200.058
最大气速为:
取安全系数为0.7
则气速为
u0.78u0.781.471.147（m/s）
计算塔径为:
圆整后为D0.7m
塔截面积At3.140.7220.385（m2）
实际气速u实Vs/At0.421/0.3851.109（m/s）
（安全系数在充许的范围内，符全设计要求）
7.1塔体费用CD
CD13290d1.2N132900.71.233285862元
7.2换热器设备费用
（1）预热器
采用绝对压力为5kgf/cm2（约为490kPa）的水蒸气逆流加
热，蒸气温度为150.9C,利用蒸汽潜热将原料从30C加热至77.6C,
水蒸气只发生相变，温度不变。
质量流量mF140000000.486（kg/s）
8000*3600
查得Cp,c,甲醇=2.48kj/（kg•K）
Cp,c，水=4.183kj/（kg•K）
xF0.45
求得Q1mCpc（tc2tc1）0.486
3.42
（77.630）79.06kw
th150.9C
tc130C
tc2
77.6°
由于逆流操作，t1thtc273.3C
t2thtc1120.9C
变。
tm12葺罟395.12C
mt2120.9
InIn
t173.3
选择传热系数3400w/（m2•K）
传热面积为AiQi/（Ktm）
（2）冷凝器
甲醇蒸馏出来进入冷凝器,
塔顶质量流量mV
3600
79.0610002.08m2
40095.12
只发生气相到液相的变化，温度不
^4^0.483（kg/s）
t64.5C时，查得甲醇的汽化潜热r甲1101kj/kg
水的汽化潜热r水2344.6kj/kg
冷凝水进水温度tc1
出水温度tc235C
由于逆流操作,
t164.53529.5°
t264.53034.5C
tt2t1
tm
In上
g西31.93Cln345
29.5
冷凝器选择传热系数K"
600w/（m2•K）
冷凝器传热面积A2Q2/（Ktm）畫71000
2
28.07m2
31.93
（3）冷却器
本工艺设定产品从
64.5C冷却到40C时
冷却水从进口温度
30C到35r时
由于逆流
64.53529.5r
t2403010r
tmt—
29.510"
cck一18.02C
29.5
In
冷却器传热系数取
K~600w/（m2•K）
冷却器传热面积A3
Q3/（Ktm）13.41
40018.02
型01.86m2
（4）塔底再沸器
最后一块板的xN
0.0005，查图一，塔底温度接近100C,
再沸加热只发生相变，从液相到气相。
蒸气从气相到液相，温度为
150.9r
t150.910050.9r
100r时，水的汽化潜热「1002258.4kj/kg
再沸器传热系数取K~800w/（m2•K）
（5）换热器总费用
总传热面积A
AlA2A3a
48.52m2
换热器费用Cf
2000A2000
97046元
7.3冷却水费用
30r时，Cpc,水
4.174kj/（kgK）
Cw26.41360080000.5/1000380312元/年
7.4蒸气费用
150.9r时，水的潜热「150.92115.4kj/kg
Cs0.35533600800070/1000716372元/年
7.5年总费用
C0.33（CdCf）1.05CsCw1258862元/年
四.精馏塔塔体工艺尺寸计算
1.最适回流比Ropt的求取
通过对R/Rmin与费用关系的优化计算，选取Ropt=1.1Rmin
总费用与R/Rmin的关系如图所示。
2.精馏塔气、液相实际负荷:
LRD0.932523.33（kmol/h）
LLqF23.33178.02101.35（kmol/h）
提镏段操作方程为:
精馏线与提镏线相交于点d0.315,0.656
采用逐板计算法，用拟合的相平衡方程及精馏段、提镏段操作
线方程交替计算。
运用Excel求得结果为：
N22.1块，从第16块
板进料。
Excel计算过程如图。
以第一块板气液相组成为例,
设板间距Ht350mm，hL50mm，贝UHT
查图得C200.0575
取安全系数为0.78，则气速为:
塔径应该圆整为D0.7m
2.
D=700mm
塔径初步核算
因塔径D=0.7m所以可选取单溢流弓形降液管，查表,
时,
得塔截面积At
0.7854m2
塔板间距Ht350mm
堰长lw466mm
管宽Wd
87mm
降液管面积Af
0.0248m2
Af/Ap6.9%Iw/D0.666
a•雾沫夹带
b•停留时间
自以上两项初步认为塔径取0.7m合理
3.堰及降液管设计a.堰长lw650mm
b.上清液层how的计算
由查得液流收缩系数E=1.032，则
C.板上清液层高度hL的计算
设hL'
0.05m
hwhL'
how0.050.004730.045272m
经圆整取hw=50mm
hLhwhow0.0500.004730.05473m
d.降液管底部距下一板的间距ho
a.筛孔选择取d04mmt/d03.4则t13.6mm
由图得A0/Aa0.082
b.边缘区确定，取WS0.065mWC0.035m
由图得Aa0.23m2
则A00.230.0820.019m2
C.孔数n
nn'
Aa
由图得n'
6000个
n60000.231380个
5.漏液计算并验其稳定性
按漏液气速考虑的负荷下限为设计值之48.98%
a.干板压降hc
取板厚3mmd0/1.133由图得G=0.84
b.有效液层阻力h|
筛孔动能因数F。
W0JT19.73J1T4721.131
由图得有效液层阻力hl0.043m液柱
则hphchl0.04220.0430.0852m液柱
8.雾沫夹带
计算数据整理
序
号
项目
数值
1
塔径D
0.7m
孔间距t
13.6mm
板间距H
0.35m
11
Wc
35mm
3
塔板型式
单流型
Ws
65mm
4
空塔速度
1.146m
/s
孔数n
1380个
5
堰长Iw
0.466m
开孔面积
A0
0.0443m2
10.计算结果整理
6
外堰咼hw
0.05m
塔板压降
0.0852m液
柱
7
板上清液咼度
0.0547
3m
停留时间
32.782s
8
降液管底与板间
距hO
Hd
0.14m
9
孔径dO
4mm
18
雾沫夹带
e
0.0594kg/
kg气
六.塔板相关物性数据计算
1.计算示例：
（以精馏段最后一块板，即理论塔板第15块板为
例）
压力P101.3（151）hp101.3140.725111.45kpa
根据气液相组成分数查表，得沸点77.5C
气相密度v如L亠丝空—1.052kg/m3
RT8.31477.5273.15
查得甲醇密度763.62kg/m3水的密度980.77kg/m3
液相密度
气相流量Vs注込工0.351m3/s
3600v36001.052
液相流量Ls
LMl23.3322.47
3600L3600
0.000167m3/s
868.757
液体的平均表面张力计算
由t=77.5C查得甲
15.325mN/m
63.01mN/m
液体的平均黏度计算
77.5C查得甲
0.285mPa/s
63.01mPa/s
2.计算结果（计算方法与示例相同）
七.描绘负荷性能图（第一块塔板）
1.漏液线
根据式WoM
4.叭
0.00560.13hLhl
Wo
Wom（K取1）
得方程V2
2/3
404733.626724.87L
2.过量雾沫夹带线
取ev=0.1时气速作为设计的上限负荷,
水
得方程332.46（270.702V14.67l2/3）3.2
3.液泛线
根据式
Hthw
一般
0.5
得方程487.6L2/33.3978L20.00235V210700
4.液相上限线
AfHt
5s
解得L6.2496m3/h
5.液相下限线
根据式how—8—1.032（—）2"
how6mm
1000lw
解得L1.365m3/h
6.操作线
根据Ls0.0002652m3/sVs0.372m3/s
将操作点与原点连接即可。
负荷性能图如下:
八附属设备的设计
间接蒸汽加热裙座高度4m
塔底最后一块板距塔底
1.2m
塔顶第一块板距塔顶0.75m
理论板数22.1块（不含塔釜），精馏段15.2块，提馏段6.9
块。
实际精馏段-
空143.67块，取44块，第30块板进料,
0.506
进料处板间距0.8m，
每十块板开一个人孔，板间距为0.8m,共开4
41.20.750.8
4（434）0.35440.00322.94m
（1）.原料泵：
工艺流程中进料方式采用泵直接进料
进料温度30r，查水995.7kg/m3，甲醇794.3kg/m3
假设液体流速为1.2m/s
选取管道d32mmb3.5mm即323.5mm的热轧无缝
钢管
对加料板面机械能衡算，地面为基准面，假设管路总长L=25m
管,
管路上安装2个90的标准弯头
泵排出管路上安装一个摇板式止回阀
入塔前安装一个半球心阀
流量计上下各安装一个全开球心阀
预热器阻力
所以总=1.529.512.89.635.4
进料口离地面高度:
30r时水=0.8007CP
已醇^0.503cp
=0.7521.5
9.5
6.4212.8
9.6
Re在3000-3000000范围内且粗糙管内径为
25mm的新钢铁
可用以下公式:
hp0.7252kPa
△P=290.7252
21.03kPa
选取泵IS50—32-200
汽蚀余量h2.0mQ
3.75m3/hhe13.1m
（2）.回流泵
原料温度为64.5r,
查得：
甲醇763.62kg/m3水
980.77kg/m
假设流体流速为0.8m/s
选取①25mm2mm的冷拔无缝钢管
假设管路总长L=100m
管路上安装3个90的标准弯头
=0.7532.25
回流入塔前安装一个半球心阀
流量计上下各安
全凝器的阻力
所以总=2.2529.512.8
1238.55
64.5C时水=0.4386CP
甲醇=0.327cp
Re乜0.021767.908O.76637217.74
0.3319103
4000属于湍流
所以
o.1（0.00095Rro.0258
选取泵IS50—32-125
汽蚀余量h2.0mQ3.75m3/hh
'
5.4m
名称
型号
汽蚀余量m
流量m/h
扬程he
原料泵
IS50-
-32—
2.0
3.75
13.1
200
回流泵
5.4
125
3.原料预热器选用
根据费用估算时的计算方式算得的预热器的面积A2.07m2
得A=2.07X1.05=2.1817m2
公称直径
Dg/mm
公称压力
Pg/MPa
管程数N
管子根数n
规格
159
1.6
33
中心排管数
管程流通面
积/m2
计算换热
面积/m2
换热管长度
/mm
0.0058
2.8
1500
选取换热器基本参数如下:
根据前面方法算得到的冷却器的面积A1.86m2
得A=1.86X1.05=1.953m
选取冷却器基本参数如下
0.0027
2.6
3000
5.塔底再沸器的选用
根据前面算法算得的再沸器的面积A14.597m2
得A=14.597X1.05=15.326m
400
2积/m
0.0145
18.6
2000
6.全凝器选用
蒸汽走壳程，馏出液走管程，水定性温度3035/232.5C,
由前面算得冷凝面积为24.8m2
500
256
0.0226
29
a.进料管
前面已经选取32mm3.5mm的热轧无缝钢管,
且流速U1.142m/s符合要求
b.出料管
一般可取塔底出料管的料液流速U/V为0.5~1.5m/s，循环
式再沸器的料液流速可取1.0~1.5m/s，（本设计取塔底出料管的料
液流速U为0.8m/s）
应该选取18mm1.5mm的冷拔无缝钢管
c.塔顶升汽管
操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速u为12~20m/s,
设u10m/s
应选取两根114mm4mm并联作为排气管
d.回流管
①当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流
入塔内，流速UR可取0.2~0.5m/s
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