甲醇常壓精餾塔設(shè)計計算案例目錄TOC\o"1-3"\h\u23613甲醇常壓精餾塔設(shè)計計算案例 1290251.1基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 2229241.2塔板數(shù)的計算 3206621.2.1處理能力 3104701.2.2最小理論板數(shù)Nm 3167001.2.3最小回流比 3183601.2.4進料位置 4284801.2.5實際理論板數(shù) 429121.2.6全塔效率的估算 4296371.3精餾段與提餾段的體積流量 5259711.3.1精餾段 5113331.3.2提餾段 6283971.4塔徑計算 7249681.1.1精餾段 767061.1.2提餾段 8159271.5塔內(nèi)件設(shè)計 9106981.5.1溢流堰的設(shè)計 9233241.5.2降液管的設(shè)計 9149031.5.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 1056661.6塔板流體力學(xué)驗算 11244161.6.1汽相通過浮閥塔的壓降 11211391.6.2液泛 1167541.6.3霧沫夾帶 12297451.7塔板負荷性能圖 12211821.7.1霧沫夾帶線 12133331.7.2液泛線 1357061.7.3液相負荷上限線 1495881.7.4漏液線 14156871.7.5液相負荷下限線 14127431.8常壓塔工藝計算匯總 15155001.9常壓塔主要尺寸確定 16201921.9.1塔高設(shè)計 16321681.9.2接管設(shè)計 16已知：⑴要求得出精甲醇的質(zhì)量分數(shù)為99.95%⑵操作條件為：塔頂壓力：0.01×106

Pa塔底壓力：0.07×106

Pa塔頂溫度：65

℃塔底溫度：105

℃回流液溫度：40

℃進料溫度：70

℃1.1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)查表得到對應(yīng)汽相中甲醇的含量為87.18%。原料液中甲醇的摩爾分數(shù)：Y精甲醇中甲醇的摩爾分數(shù)：Y殘液中甲醇的摩爾分數(shù)：Y進料液相中甲醇的摩爾分數(shù)：X精甲醇中甲醇的摩爾分數(shù)：X殘液中甲醇的摩爾分數(shù)：X進料液的平均摩爾質(zhì)量：M=0.534×32+（1-0.534）×18=25.48kg/kmol依據(jù)以上算法餾出液的平均摩爾質(zhì)量：Md=43.61kg/kmol釜殘液的平均摩爾質(zhì)量：Mw=23.86kg/kmol⑵操作溫度和壓力精餾段平均溫度：1/2×（70+65）=67.5

℃入口壓力（表壓）：（0.07×106-0.01×106）×69/85+0.01×106=58.71

kPa平均壓力（表壓）：1/2（58.71×103+10×103）=31.35

kPa提餾段平均溫度：1/2（70+105）=87.5

℃平均壓力（表壓）：1/2（58.71×103+70×103）=61.36

kPa1.2塔板數(shù)的計算1.2.1處理能力F=G精餾段物料量：D精=F×提餾段物料量：W提=F×1.2.2最小理論板數(shù)Nm先求平均揮發(fā)度：查數(shù)據(jù)手冊得到以下數(shù)據(jù)：甲醇的飽和蒸汽壓，105

℃時為425.68

kPa，70

℃時為132.8

kPa，水的飽和蒸汽壓[11]，105

℃時為122.30

kPa，70

℃時為31.16

kPa由公式α=PC70

℃時，α=132.8105

℃時，α=425.68平均揮發(fā)度α=已知：Xd=0.999，Xw=0.011;根據(jù)芬斯克公式：Nm1.2.3最小回流比各組分如表4-1。表4-1各組分參數(shù)列表組分進料組成Xi，F(xiàn)釜液組成Xi，Di甲醇0.5340.0113.481水0.4660.9891.262根據(jù)恩德伍公式計算：i=1nα因為：進料是飽和的液相所以：q=1則：3.481×0.534得:θ=3.883則：R取操作回流比R=1.5

Rmin=1.5×9.88=11.82那么有：R?1.2.4進料位置適宜的進料位置：Nmin，D=1取整4塊1.2.5實際理論板數(shù)根據(jù)R?Rmin其中Nm=8.40解得：N=11.1.2.6全塔效率的估算全塔平均溫度為：1/2×（105+65）=85

℃在85

℃時，水的黏度：0.335

5×10?3Pa甲醇的黏度：0.265×10?3Pa=0.265×10-3×0.562+0.335

5×10-3×0.438=0.296×10-3

Pa?s全塔效率：E所以，實際進料板：4/47.46%=8.42塊，圓整后取9塊實際板數(shù)為：11.77/47.46%=31.12塊，圓整后取32塊本設(shè)計采用32塊，主要原因：1.原料之中的雜質(zhì)很多，不止甲醇和水；2.選用的塔板數(shù)較多成本較高1.3精餾段與提餾段的體積流量1.3.1精餾段已知精餾段的數(shù)據(jù)如表4-2。表4-2精餾段數(shù)據(jù)所處位置進料板塔頂（第一板）質(zhì)量分數(shù)xf=0.695

6xl=0.999

8yf=0.872yl=0.999

5摩爾分數(shù)Xf=0.534Xl=0.999Yf=0.793Yl=0.999摩爾質(zhì)量kg/kmolMLf=25.48MLD=31.99MVf=29.10MVD=31.99溫度℃7065液相平均摩爾質(zhì)量：M=MLf平均溫度：tm在平均溫度67.5

℃下查工具書得到：水的密度：979.20

kg/m3甲醇的密度：752.21

kg/液相的密度：1ρLm代入得：ρLm=779.68

kg/那么精餾段的液相負荷為：L=RD=11.88×529.6=7

880.45kmol/hLn=LM汽相平均摩爾質(zhì)量：M=MVf若氣體為理想氣體，那均溫67.5

℃下，均壓135.675×103

kPa下：ρ水=ρ甲醇=PM同理如液相，得出ρVm=1.46那么精餾段的汽相負荷為：V=（R+1）D=15.88×529.6=8

410.05

kmol/hVn=VM精餾段的負荷情況如表4-3。表4-3精餾段的汽液相負荷表名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol28.73530.545平均密度kg/m3779.681.46體積流量m3/h292.5175

948.571.3.2提餾段先整理提餾段的數(shù)據(jù)如表4-4。表4-4提餾段數(shù)據(jù)所處位置進料板塔釜質(zhì)量分數(shù)xf=0.696

2xl=0.000

5yf=0.872yl=0.05摩爾分數(shù)Xf=0.562Xl=0.005Yf=0.793Yl=0.029摩爾質(zhì)量kg/kmolMLf=25.89MLw=18.18MVf=29.10Mvw=18.41溫度℃70105液相平均摩爾質(zhì)量：MLf+液相平均溫度為：tm在溫度87.5

℃下查得：ρ水=967.00kg/m3ρ甲醇=727.88液相平均密度為：1其中xLm=x得：ρLm=若氣體為理想氣體，在平均溫度87.5

℃下，平均壓力為165.685×103

kPa下：提餾段的汽相負荷：那么提餾段的負荷如表4-5。表4-5提餾段的汽液相負荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol22.0323.76平均密度kg/m3872.471.25體積流量m3/h222.98160

395.431.4塔徑計算在這個設(shè)計中，選擇了f1重閥浮動閥塔，對整個塔選擇了標(biāo)準(zhǔn)結(jié)構(gòu)，板間距ht=0.60

m。F1重錘的重量為0.033

kg，光圈為0.039

m。1.1.1精餾段⑴求操作負荷系數(shù)C根據(jù)史密斯圖查得：C20又查得67.5

℃時，甲醇的表面張力為：0.016

47

N/m 水的表面張力為：0.064

79

N/m精餾段甲醇水溶液的平均摩爾組成為：甲醇：1/2（0.999+0.562）=0.781 則含有水為：1-0.781=0.219⑵最大流速：取安全系數(shù)0.8，那么空塔氣速為：⑶求塔徑D1.1.2提餾段⑴求操作負荷系數(shù)查史密斯圖得到負荷系數(shù)：C20又查得87.5

℃時，甲醇的表面張力為：0.014

20

N/m 水的表面張力為：0.061

625

N/m精餾段甲醇水溶液的平均摩爾組成為：甲醇：1/2（0.012+0.562）=0.287 則含有水為：1-0.286=0.713⑵最大流速：取安全系數(shù)0.8，那么空塔氣速為：⑶求塔徑D對全塔，取塔徑為D=5

000

mm1.5塔內(nèi)件設(shè)計1.5.1溢流堰的設(shè)計在蒸餾塔，托盤上的堤壩可以保持托盤上的特定液體的清高。如果它太高，霧入口嚴重，太低，蒸汽和液體接觸時間短。由此，托盤的效率降低。設(shè)計選擇單溢弓形輸液管，?c堰長取Lw=0.66×5

000=3

300

mm堰高采用平直堰?其中，取堰上液層高度為：?ow那么?w=?1.5.2降液管的設(shè)計已知Lw=3

300

mm，Lw/D=0.66由弓形降液管的結(jié)構(gòu)參數(shù)圖查得：Wd/D=0.14，Af/AT=0.079其中：Wd是降液管的弓形寬度，mAf是降液管弓形面積，m2AT是塔的截面積，m2那么Wd=0.14×5

000=0.7

m降液管的容積與液體流量之比為液體在降液管的停留時間t，一般大于（3-5）s。精餾段：提餾段：降液管底隙高度H0，對弓形降液管，管口面積等于底隙面積，即：那么有：精餾段H0提餾段H01.5.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列根據(jù)上次的計算，蒸餾部和剝離部之間的上升蒸氣量沒有差別。為了制造方便，我們分兩個部分，即5

000

mm。計算如下數(shù)據(jù)：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的汽相平均密度：汽塔的液相平均密度：取閥孔動能因子F0=12，計算如下：每層浮閥數(shù)考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔盤。已知Wd=0.700

m，選取的無效邊緣區(qū)Wc=0.06

m，泡沫區(qū)的寬度Ws=0.10

m，則可以計算出鼓泡區(qū)的面積[10]：根據(jù)物系無腐蝕性，可以選用3

mm的碳鋼板，其孔直徑為0.039

m，按正三角形排列，取孔中心距t=1.75×0.039=0.068

3

m，那n=1.155=3

746個按照N=3

740個重新?lián)Q算F，如下：則有：可見，閥孔動能因素變化很小，符合要求。塔板開孔率為：1.6塔板流體力學(xué)驗算1.6.1汽相通過浮閥塔的壓降?pA．干板阻力hc臨界孔速：因為＞，則：B．板上充氣液層阻力因設(shè)備分離烴化液，液相為碳氫化合物，可以取充氣系數(shù)為0.5。C．液體表面張力所造成的阻力很小，可以忽略不計。那么則單板壓降：Δpp1.6.2液泛為了防止液泛，需要嚴格控制降液管的液層高度： 氣體通過塔板的壓降，也即液降高度?p液體通過降液管的壓頭損失：因為沒有設(shè)進口堰，則液降高度板上的液層高度為?t那么：Hd取φ=0.5，選定的HT=0.60m，?可以得到：φHT+?可見，設(shè)計可以防止液泛。1.6.3霧沫夾帶泛點率為:板上液體流經(jīng)長度：板上液泛面積：根據(jù)甲醇水系統(tǒng)屬于無泡沫系統(tǒng)，由ρv=1.36

Kg/m3，HT=0.60m可差的物性數(shù)據(jù)[12]：K=1.0，Cf所以泛點率為：可見，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi)。1.7塔板負荷性能圖1.7.1霧沫夾帶線泛點率：已知，相對于ev得到：Vs=42.25-122.4由以上式子可知：霧沫夾帶線為直線。Ls=0時，VsLs=0.08時，Vs1.7.2液泛線對于物系一定的塔板，有：又因為：u若上式化簡為：aV那么其中有：所以液泛方程為：1.7.3液相負荷上限線以液體在降液管中的停留時間不低于5

s為上限。由t=AfHTL，得到：1.7.4漏液線對于F1重閥，以F0，得到：u0那么：1.7.5液相負荷下限線取板上液層高度how=0.01

m作為液相負荷的下限條件由以上各線的方程式，畫出塔的操作負荷性能圖：圖4-1常壓精餾塔的操作性能曲線從圖4-1可以看出：A.工作點比調(diào)諧線稍高。為了防止駕駛中的失誤，需要注意。因為這個設(shè)計使用了浮動閥塔，所以操作性也很好。在工業(yè)生產(chǎn)中，對這個問題的一般解決辦法是為了增加托盤的數(shù)量，降低工作點，減少回流比。b.可以按照操作線讀取圖：。則操作彈性為19.66/9.62=2.041.8常壓塔工藝計算匯總表4-6常壓塔工藝計算匯總表項目數(shù)值或說明備注塔徑：m5.000板間距：m0.60塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速：m/s2.433堰長LW：m3.300堰高HW：m0.06板上液層高度HL：m0.01降液管底隙高度h0：m0.06浮閥個數(shù)：個3

740等邊三角形閥孔氣速u010.29閥孔動能因素12.20臨界閥孔氣速uou8.87同排孔心距t：m0.068

3等邊三角形鄰排孔心距t10.068

3等邊三角形單位壓降ΔP：mH20.065

3降液管液體停留時間t：s9.54精餾段12.52提餾段降液管內(nèi)流液層高度Hd：m0.206

3泛點率%79.4液相負荷上限Vs（max）：m319.66霧沫夾帶控制液相負荷下限Vs（min）：m39.62漏液線控制開孔率%22.75操作彈性2.041.9常壓塔主要尺寸確定1.9.1塔高設(shè)計塔高可以由下式計算：H=(N-n-2)?塔板數(shù)N=32塊，板間距HT=0.6

m。每隔8塊塔板設(shè)一個人孔，人孔直徑為0.6

m，所以n=