2022年甲醇水体系浮阀精馏塔方案 .pdf

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1、个人资料整理仅限学习使用进料流量： F210kmol/h 进料组成： Xf=0.20/W=(2100.20 -420.99/ 168=0.0025 3.2 物系相平衡数据a. 基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水H2O 18.015 373.15K 273.15K 甲醇CH3OH 32.040 337.85K 176.15K b. 常压下甲醇和水的气液平衡表(t xy t X y t x y 100 0 0 77.8 29.09 68.01 92.9 5.31 28.34 76.7 33.33 69.18 90.3 7.67 40.01 76.2 35.13 69.18 88.9 9.26

2、43.53 73.8 46.20 77.56 86.6 12.57 48.31 72.7 52.92 79.71 85.0 13.15 54.55 71.3 59.37 81.83 83.2 16.74 55.85 70.0 68.49 84.92 82.3 18.18 57.75 68.0 85.62 89.62 81.6 20.83 62.73 66.9 87.41 91.94 80.2 23.19 64.85 64.7 100 100 78.0 28.18 67.75 3.3 确定回流比 : 根据甲醇水气液平衡组成表和相对挥发度公式，精选学习资料 - - - - - - - - - 名师

3、归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用求得：算得相对挥发度= 4.83 平衡线方程为： y=错误 !=4.83x/(1+3.83x 因为泡点进料所以 xe= Xf=0.20 代入上式得 ye = 0.5470 Rmin = 错误 !=(0.99-0.5470/(0.5470-0.2=1.2767 R=1.6 Rmin =1.6*1.2767=2.0427 3.4 理论板数 NT的计算以及实际板数的确定1）塔的汽、液相负荷 L=RD=2.042742=85.792 kmol/h V=(R+1D=(2.0427+1 42=127.79 kmol/h V

4、=V=127.79 kmol/h L=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h 2）求操作线方程精馏段操作线方程： y=错误 !x + 错误 !=0.6713x+0.3254提馏段操作线方程为 :=2.3147x-0.003287 3逐板计算法求理论板层数精馏段理论板数：平衡线方程为： y=错误 !=4.83x/(1+3.83x 精馏段操作方程： y=错误 !x + 错误 !=0.6713x+0.3254由上而下逐板计算，自X0=0.99 开始到 Xi首次超过 Xq =0.2 时止操作线上的点平衡线上的点 X1=0.95,Y2=0.97） X2=0.

5、87,Y2=0.97） X2=0.87,Y3=0.91） X3=0.67,Y1=0.91）精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用X3=0.67,Y4=0.78） X4=0.42,Y4=0.78）X4=0.42,Y5=0.61） X5=0.24,Y5=0.61）X5=0.24,Y6=0.49） X6=0.17,Y6=0.49）因为 X6时首次出现 Xi Xq 故第 6 块理论版为加料版，精馏段共有5 块理论板。提馏段理论板数提馏段操作线方程： y=2.3147x-0.00328 已知 X6=0.1

6、7, 由上而下计算，直到Xi首次越过 Xw=0.0025 时为止。操作线上的点平衡线上的点X6=0.17,Y7=0.39） X7=0.12,Y7=0.39）X7=0.12,Y8=0.27） X8=0.07,Y8=0.27）X8=0.07,Y9=0.16）X9=0.038,Y9=0.16）X9=0.038,Y10=0.084）X10=0.0187,Y10=0.084）X10=0.0187,Y11=0.040）X11=0.00857,Y11=0.040）X11=0.00857,Y12=0.0165）X12=0.00347,Y12=0.0165）X12=0.00347,Y13=0.00474） X1

7、3=0.00099,Y13=00474）由于到 X13首次出现 Xi X w，故总理论板数不足13 块总的理论板数 NT=12+X12-Xw）/ 3.5 实际板数的确定实际塔板数 Np=NT/ ET1）总板效率 ET的计算根据汽液平衡表 , 由内插法求得塔顶温度tLD,tVD, 塔釜温度 twtD=(tLD+tVD/2=(64.8747+64.9730/2=64.9239 (5.31-0.25/(5.31-0=(92.9-tw/(92.9-100 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用tw=99

8、.666tf=81.82平均温度 =(tD+tw/2=(64.9239+99.666/2=82.295又由奥克梅尔公式： ET=0.49( L-0.245其中 =6.15, L=0.342mPa s, 代入上式得 : ET=0.4084 2）实际塔板层数算得 ET=0.4084 实际塔板数 Np=NT/ET=12.391/0.4084=30.34块=31块其中： 精馏段： 5/0.4084=12.243 13 块提馏段 : 7.391/0.4084=18.09719块提馏段不算塔釜： 19-1=18 块四 塔体主要工艺尺寸的确定4.1 列出各设计参数操作压力1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=

9、101.33kPa, p0.64kPa 取每层踏板压强 p=0.64 进料板压力 =PD+0.6413=109.65kPa 精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.65/2=105.49kPa 2）提馏段 : 塔釜压力 PW=PD+310.64= 121.17kPa 提馏段平均操作压力Pm=( 121.17+109.65/2=115.41kPa 2. 温度 tm 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用根据汽液平衡表 , 由内插法求得塔顶温度tLD,tVD, 塔釜温度 twtD=(tLD+

10、tVD/2=(64.8747+64.9730/2=64.9239 (5.31-0.25/(5.31-0=(92.9-tw/(92.9-100 tw=99.666tf=81.821）精馏段：塔顶温度 tD=64.9239, tf=81.8192, t精=(tD+tf/2=73.3716 2）提馏段 : t提=(tw+tf/2 =(81.82+99.666/2=90.7433 平均温度 =(tD+tw/2=(64.9239+99.666/2=82.2953. 平均摩尔质量计算1）精馏塔的汽、液相负荷 : L=RD=2.0427 42=85.792 kmol/h V=(R+1D=(2.0427+1

11、42=127.79 kmol/h L=L+F=85.792+210=295.792kmol/h V=V=127.79 kmol/h 2）塔顶平均分子量 : X1=0.99, Y1=0.998 MVDM=0.9932+(1-0.99 18=31.86g/molMLDM=0.99832+(1-0.998 18=31.972g/mol 3加料板上一块塔板平均摩尔质量：X5=0.24,Y5=0.61 MVFM =0.61 32+(1-0.61 18=26.54 g/mol MLFM=0.2432+(1-0.24 18=21.36 g/mol 4）加料板平均分子量：Xf=0.2 , yf=0.547 精

12、选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用MVFM=0.54732+(1-0.547 18=25.658g/mol MLFM=0.232+(1-0.2 18=20.8 g/mol 5）塔底平均分子量： xw=0.0025, yw=0.01196 MVWM=0.0119632+(1-0.01196 18=18.167g/mol MLWM=0.002532+(1-0.002518=18.035g/mol 精馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm/2=(31.86+26.54/2=29.2kg/km

13、ol MLm=(MLDm+MLFm/2 =(31.972+21.36/2= 26.666kg/kmol 提馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm/2=(25.658+18.167/2=21.913kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm/2 =(20.8+18.035/2=19.418kg/kmol 4汽相密度 : 精馏段：V,M=PMVM/RT精=105.4929.2 /8.314 (273.15+ 73.3716=1.0691kg/m3提馏段：V,M=PMVM/RT提=115.4121.913/8.314 (273.15+ 90.7425=0.8360kg/m35. 液相密度已

14、知： 混合液密度 : 甲醇与水在对应温度下的密度温度64.9239 81.82 99.666 甲醇755.2652 735.0886 712.4242 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用水980.63 970.672 958.616 1）精馏段塔顶， tD=64.9239 xD=0.99 1/ LD,M=WA/ LA+WB/ LB 其中 WAD=0.946 , WBD=0.054, LA=755.2652kg/m3, LB=980.63kg/m3LD,M=764.756kg/m3 进料板上：

15、 Xf=0.2, LA=735.0886kg/m3, LB=970.672kg/m3 WAf= =0.2 32/0. 232+(1-0.2 18=0.308 又 1/ LF,M=0.308/735.0886+(1-0.308/ 970.672 LF,M=883.466kg/m3精馏段平均液相密度 : L,M 精=(764.756+883.466/2=824.111kg/m3 2）提馏段：塔底: Xw=0.0025, 1/ LW,M=WA/ LA+WB/ LB 其中 WAW=0.00444 ,WBW=0.99556 LA=712.4242 LB=958.616 LW,M=957.147kg/m3

16、提馏段平均液相密L,M=(957.147+883.466/2=920.307kg/m3 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用6液体表面张力m=xii 温度64.9239 81.82 99.666 甲醇 mN/m 16.766 14.836 12.837 水 mN/m 65.228 62.3442 58.973 1精馏段塔顶， tD=64.9239 xD=0.99 水=65.228mN/m, 甲醇=16.766mN/m m,D=0.99 65.228+(1-0.99 16.766=64.743m

17、N/m 进料板上： Xf=0.2, 81.82时, 水=62.3442mN/m, 甲醇=14.836mN/m m,F=0.2 62.3442+0.8 14.836=24.338mN/m m,精=(64.743+24.338/2=44.54mN/m 2）提馏段塔底: Xw=0.0025 tw=99.666时，水=58.973mN/m, 甲醇=12.837mN/m m,W=0.002558.973+0.997512.837=12.95234mN/m m,提=(24.338+12.95234/2=18.645mN/m 7液体粘度 L,m 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结

18、 - - - - - - -第 9 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用温度64.9239 81.82 99.666 甲醇m Pas0.3225 0.2725 0.2288 水 Pas0.4360 0.3486 0.2848 1精馏段查表得 : 64.9239时, 水=0.000440Pas , 甲醇=0.000143PasL,D=0.990.000143+0.01 0.000440=0.000146Pas81.8192时, 水=0.000394Pas , 甲醇=0 PasL,F=0.170 +(1 -0.17 0.00 0349=0.000290PasL,m 精=(0.000146+0.

19、000290/2=0.0002178 Pas2）提馏段塔底: Xw=0.0025 99.666时, 水=0.2848mPas , 甲醇=0.2288mPasL,W=0.00250.2848+(1-0.0025 0.2288=0.22894mPasL,m 提=(0.000282+0.000290/2=0.0002860 Pas3）塔的汽、液相负荷L=RD=2.0427 42=85.792 kmol/h V=(R+1D=(2.0427+1 42=127.79 kmol/h L=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h V=V=127.79 kmol/h

20、VS=VMVM/(3600 VM=(127.79 29.2/(3600 1.0691=0.9695m3/SLS=LMLM/(3600 LM 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用=(85.792 26.666/(3600 824.111=0.000771m3/S VS=VMVM/(3600 VM =(127.79 21.93/(3600 0.836=0.9312m3/S LS=LMLM/(3600 LM =(295.792 19.418/(3600 920.307=0.00173m3/S 4.

21、2 精馏段塔径塔板的实际计算1 精馏段汽、液相体积流率为：LS =0.000771m3/s VS=0.9695 m3/s 2塔径塔板的计算a. 塔径的计算欲求塔径应先求出u，而 u安全系数 umax式中：横坐标的数值为： (Ls/Vs(L/ v0.5=0.0221 参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m 0.3 0.5 0.5 0.8 0.8 1.6 1.6 2.4 2.4 4.0 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用板间距 /HT，mm 200300 25

22、0350 300450 350600 400600 初选板间距=0.4m,取板上液层高度h1=0.06m，故分离空间 HT-h1=0.4-0.06=0.34m 根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.0715 由公式 C=校正得 C=0.0839 Umax=C=0.0839( 824.11-1.0691/1.06910.5 =2.3279m/s 取安全系数 0.70 ，则 u=0.70=1.6295m/s 故 D=(4 0.9695 /(3.14 1.62950.5=0.8735m 所以圆整取 D=1m 塔截面积： AT= =0.7854空塔气速 u= VS / AT= 1.2344 m

23、/s b. 溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m 的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用溢流堰长 lw=0.7D=0.7m 出口堰高 h wLs / l W 2.5 =0.0007713600/0.72.5=6.77l W/ D=0.7 查流体收缩系数图得： E=1.025, 选用平直堰，堰上液层

24、高度由下式计算则 how=7.293mm, 又h1 =0.06m h w = h1- how=0.06-0.007293=0.05271m=52.71mm 降液管的宽度与降液管的面积lW / D=0.7 ,查得=0.14,=0.088 Wd=0.14 1=0.14m, Af=0.0880.7854=0.069115m2降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho不应低于 6mm 才能保证降液管底端有良好的液封 . 工程上 ho一般取 20-25mm 。本次设计中取22mm 。hw-ho=52.71- 22 =30.708 mm

25、6 mm 故降液管底隙高度设计合理。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用d. 安定区与边缘区的确定取安定区宽度=0.07m，边缘区宽度取=0.04m 弓形降液管宽度 Wd=0.14m e. 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用 F1型重阀，孔径为39mm 。取阀孔动能因子 FO=9.5 孔速 uo=9.5/(1.06910.5=9.18779 m/s 浮阀数：n=0.9695/ 有效传质区：根据公式：其中： R=0.46m x=0.29m =0.49563m2 塔板的布置精选学习资料 - - -

26、 - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3 块，采用等腰三角形叉排。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。阀孔的排列：第一排阀孔中心距t 为 75mm ，各排阀孔中心线间的距离t 可取 65mm,80mm,100mm. 经过精确绘图，得知，当t =65mm 时，阀孔数 N实际=85个按 N=85重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速 u0= VS/ 0.5=9.872 阀孔动能因数变化不大，仍在912 范围内。开孔率 空塔气速 u= VS / AT = 1.2

27、344 m/s =u / uo =1.2344 / 9.547 =12.93 % 5%12.93%干板阻力 : 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=73.1/ V,M）9.547m/s =5.341.069110.12572/2824.1119.8 ）=0.0362m液柱液层阻力充气系数=0.5, 有: h1=h1=0.50. 06=0.03m液柱液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp=0.03+0.0362=0.0662m 常板压降=0.0662824.111 9.81=535.5055Pa640Pa, 符合设计要

28、求。b. 液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用即：Hd2 甲醇 - 水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔 0 则 Hd=hw+how+hd+hp+=0.005271+0.007292+0.2(0.000771/(0.70.0222+0.0662=0.07926m=0.226m 因 0.07926m5s 符合要求d雾沫夹带泛点率 =100% lL=D-2Wd=1-20.14=0.72 Ab=AT-2Af=0.7854-20.069

29、1152=0.64717 式中:lL板上液体流经长度，m 。 Ab板上液流面积， m2 ；CF泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098 K特性系数，查下表，取1.0. 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用物性系数 K 系统物性系数 K 无泡沫，正常系统氟化物 如 BF3，氟里昂）中等发泡系统 如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统 如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统 如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统 如碱再生塔）1.0 0.9 0.85 0.73 0.60 0.30 由上代入数据得：泛

30、点率 =56.28% 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80% 。计算出的泛点率在80% 以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev的要求。e. 漏液验算0.491 m3/s 塔板负荷性能图及操作弹性精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用液相下限线因堰上液层厚度 how为最小值时，对应的液相流量为最小。设 how,小=0.006m LW=0.7 推出 LS=0.0005754 m3/s 液相上限线当停留时间取最小时， LS为最大，求出上限液体流量值在正常的操作范围内。过圆点连接 OP作出

31、操作线 .由塔板负荷性能图可以看出：1）在任务规定的气液负荷下的操作点P设计点），处在适宜操作区内的适中位置。2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3 此设计符合要求。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用精馏段负荷性能图012345600.0020.0040.0060.0080.01LSVS液相下限线雾沫夹带线漏液线液泛线操作线液相上限线4.3 提馏段塔径塔板的实际计算1 提馏段汽、液相体积流率为：LS= 0.00173 m3/s VS=0.9312m3/s 2塔径的

32、计算取塔板间距 HT=0.4，板上液层高度h1=0.06m，那么分离空间：HT h1=0.4 - 0.06= 0.34m 功能参数：=0.062 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 23 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用从史密斯关联图查得：=0.06 由公式 C=校正得 C=0.059 =1.962m/s 取安全系数 0.70 ，则 u=0. 7umax=1.3735m/s =0.863m 为了防止精馏段塔径大于提留段，造成塔的稳定性下降，所以圆整取D=1.0m 塔截面积 AT= =0.7854 m2空塔气速 : u = VS/

33、 AT=1.186m/s 3 溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m 的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 24 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用堰长 lw塔径 D=1.0m , 堰长 lw=0.7D =0. 7m 出口堰高 hw=h1-howL / l W2.5 =0.001733600/0.72.5=15.192l W/ D=0.7

34、 查流体收缩系数图得：E=1.03,h w = hl- how=0.06-0.01241=0.04759 m 降液管的宽度与降液管的面积：由 lW/D=0.7 查图得查得=0.14,= 0.088 Wd=0. 141=0.14m, Af= 0.088 0.7854=0.069115m2液体在降液管中停留时间= AfHT/Ls=0.0691150.4/0.00173=15.979s5s 故降液管设计合适降液管底隙高度h0精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的

35、距离，以表示。 Ho的大小应在 2025mm 之间。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho6mm 才能保证降液管底端有良好的液封。工程上 ho一般取 20-25mm 。本次设计中取22mm 。hW-h0=0.04759-0.022=25.59mm6mm 故降液管底隙高度设计合理。c. 安定区与边缘区的确定取安定区宽度 WS=0.07m 边缘区宽度 WC=0.04m 弓形降液管宽度 Wd=0.14m d. 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用 F1型重阀，孔径为39mm 。取阀孔动能因子 FO=10 孔速 uo=10/(0.8360.5=10.937m/s 浮阀数 : n=0.9312/ 有效

36、传质区面积：根据公式：其中： R=0.46m x=0.29m 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 26 页，共 28 页个人资料整理仅限学习使用Aa=0.49563m2 塔板的布置因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3 块采用等腰三角形叉排。浮阀塔阀孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列，如下图: 阀孔的排列：第一排阀孔中心距t 为 75mm ，各排阀孔中心线间的距离t 可取 65mm,80mm,100mm. 经过精确绘图，得知，当t =80mm 时，阀孔数 N实际=69个按 N=69重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速 u0= VS/ 0.5=10.329 阀孔动能因数变化不大，仍在912 范围内。开孔率 空塔气速 : u = VS/ AT=1.186m/s 开孔率 = u/uo=1.186/11.297 100%=10.498% 5%10.498%干板压强降 hc浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=73.1/ V,M）11.297m/s 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 28 页，共 28 页