2022年甲醇水体系浮阀精馏塔方案 .docx

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1、精选学习资料 - - - - - - - - - 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=210 0.20 -42 0.99/ 168=0.0025 3.2 物系相平稳数据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稳表 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

2、 40.01 76.2 35.13 69.18 88.9 9.26 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 : 依据甲醇水气液平稳组成表和相

3、对挥发度公式名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 求得：算得相对挥发度 =4.83 个人资料整理仅限学习使用平稳线方程为： y=错误 .=4.83x/1+3.83x 由于泡点进料 所以 x e= X f=0.20 代入上式得 y e = 0.5470 R min = 错误 .=0.99-0.5470/0.5470-0.2=1.2767 R=1.6 R min =1.6*1.2767=2.0427 3.4 理论板数 NT的运算以及实际板数的确定 1）塔的汽、液相负荷 L=RD=2.0427 42=85.792 kmol/

4、h V=R+1D=2.0427+1 42=127.79 kmol/h V=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逐板运算法求理论板层数 精馏段理论板数：平稳线方程为： 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名师归纳总结 由上而下逐板运算,自X0=0.99 开头到 Xi 首次超

5、过 Xq =0.2 时止第 3 页,共 28 页操作线上的点平稳线上的点 X1=0.95,Y 2=0.97） X2=0.87,Y 2=0.97） X2=0.87,Y3=0.91） X3=0.67,Y1=0.91）- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - X3=0.67,Y 4=0.78 ） X个人资料整理仅限学习使用4=0.42,Y 4=0.78）X4=0.42,Y 5=0.61 ） X5=0.24,Y 5=0.61）X5=0.24,Y 6=0.49 ） X6=0.17,Y 6=0.49）由于 X6 时首次显现 X i Xq 故第 6 块理论版为加料版,精馏段

6、共有提馏段理论板数提馏段操作线方程： y=2.3147x-0.00328 5 块理论板；已知 X6=0.17, 由上而下运算,直到 Xi 首次越过 Xw=0.0025 时为止；操作线上的点 平稳线上的点 X6=0.17,Y 7=0.39 ） X 7=0.12,Y 7=0.39）X7=0.12,Y 8=0.27 ） X 8=0.07,Y 8=0.27）X8=0.07,Y 9=0.16 ）X9=0.038,Y 9=0.16 ）X9=0.038,Y 10=0.084）X10=0.0187,Y 10=0.084 ）X10=0.0187,Y 11=0.040）X11=0.00857,Y 11=0.040

7、 ）X11=0.00857,Y 12=0.0165）X12=0.00347,Y 12=0.0165 ）X12=0.00347,Y13=0.00474） X13=0.00099,Y 13=00474）由于到 X13 首次显现 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/ ET 1）总板效率 ET的运算名师归纳总结 依据汽液平稳表 , 由内插法求得塔顶温度t LD,tVD, 塔釜温度 t w第 4 页,共 28 页tD=tLD+t VD/2=64.8747+64.9730/2=64.9239 5.31-0.25/

8、5.31-0=92.9-tw/92.9-100 - - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用t w=99.666 t f=81.82 平均温度 =tD+t w/2=64.9239+99.666/2=82.295又由奥克梅尔公式： ET=0.49 -0.245 L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 :

9、 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=101.33kPa, p0.64kPa 取每层踏板压强p=0.64 进料板压力 =PD+0.64 13=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+31 0.64= 121.17kPa 提馏段平均操作压力Pm= 121.17+109.65/2=115.41kPa 2. 温度 tm 名师归纳总结 - - - - - - -第

10、 5 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用 依据汽液平稳表 , 由内插法求得塔顶温度 t LD,t VD, 塔釜温度 t w t D=t LD+t VD/2=64.8747+64.9730/2=64.9239 5.31-0.25/5.31-0=92.9-t w/92.9-100 t w=99.666 t f=81.82 1）精馏段 ：塔顶温度 t D=64.9239, t f=81.8192, t 精=t D+t f/2=73.3716 2）提馏段 : t 提=t w+t f/2 =81.82+99.666/2=90.7433 平均温度

11、=t D+t w/2=64.9239+99.666/2=82.2953. 平均摩尔质量运算 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 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, Y 1=0.998 MVDM=0.99 32+1-0.99 18=31.86g/mol MLDM=0.998 32+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

12、=0.61 MVFM =0.61 32+1-0.61 18=26.54 g/mol MLFM=0.24 32+1-0.24 18=21.36 g/mol 4）加料板平均分子量：名师归纳总结 Xf=0.2 , yf=0.547 第 6 页,共 28 页- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用 MVFM=0.547 32+1-0.547 18=25.658g/mol MLFM=0.2 32+1-0.2 18=20.8 g/mol 5）塔底平均分子量： xw=0.0025, y w=0.01196 MVWM=0.01196 32+1-0.

13、01196 18=18.167g/mol MLWM=0.0025 32+1 - 0.0025 18=18.035g/mol 精馏段平均摩尔质量：MVm=MVDm+MVFm/2=31.86+26.54/2=29.2kg/kmol 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=P MVM/RT 精=105.49 29.2

14、 /8.314 273.15+ 73.3716=1.0691kg/m33提馏段：V,M=P MVM/RT 提=115.41 21.913 /8.314 273.15+ 90.7425=0.8360kg/m5. 液相密度已知： 混合液密度 : 甲醇与水在对应温度下的密度温度64.9239 81.82 99.666 755.2652 735.0886 712.4242 甲醇名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用980.63 970.672 958.616 水1）精馏段塔顶, t D=64.9239

15、 xD=0.99 =0.946 , WBD=0.054 , LA=755.2652kg/m3, LB=980.63kg/m3 1/ LD,M=W A/ LA+W B/ LB 其中 WAD=LD,M=764.756kg/m3 进料板上： Xf =0.2, LA=735.0886kg/m3, LB=970.672kg/m3 WAf= =0.2 32/0. 2 32+1 -0.2 18=0.308 又 1/ LF,M=0.308/735.0886+1-0.308/ 970.672 3 LF,M=883.466kg/m精馏段平均液相密度 : L,M 精=764.756+883.466/2=824.11

16、1kg/m3 2）提馏段：名师归纳总结 塔底 : Xw=0.0025, 3 第 8 页,共 28 页1/ LW,M=W A/ LA+W B/ LB 其中 WAW=0.00444 ,WBW=0.99556 LA=712.4242 LB=958.616 LW,M=957.147kg/m3提馏段平均液相密L,M=957.147+883.466/2=920.307kg/m- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用6液体表面张力m=x i i 81.82 99.666 温度64.9239 甲醇 mN/m 16.766 14.836 12.837

17、 水 mN/m 65.228 62.3442 58.973 1精馏段塔顶, t D=64.9239 x D=0.99 水=65.228mN/m, 甲醇=16.766mN/m m,D=0.99 65.228+1-0.99 16.766=64.743mN/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 : X w=0.0025 t w=99.666 时, 水=58.973mN/m, 甲醇

18、=12.837mN/m m,W=0.0025 58.973 +0.9975 12.837=12.95234mN/m m,提=24.338+12.95234/2=18.645mN/m 7液体粘度 L,m 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 温度64.9239 81.82 个人资料整理仅限学习使用99.666 甲醇0.3225 0.2725 0.2288 mPa s水 Pa s0.4360 0.3486 0.2848 1精馏段查表得 : 64.9239 时, 水=0.000440Pa s , 甲醇=0.000143Pa

19、s L,D=0.99 0.000143+0.01 0.000440=0.000146Pa s81.8192 时, 水=0.000394Pa s , 甲醇=0 Pa s L,F=0.17 0 +1 -0.17 0.00 0349=0.000290Pa s L,m 精=0.000146+0.000290/2=0.0002178 Pa s2）提馏段塔底 : X w=0.0025 99.666 时, 水=0.2848mPa s , 甲醇=0.2288mPa s L,W=0.0025 0.2848+1-0.0025 0.2288=0.22894mPa s L,m 提=0.000282+0.000290/

20、2=0.0002860 Pa s3）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 名师归纳总结 L=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h 第 10 页,共 28 页V=V=127.79 kmol/h VS=VM VM/3600 VM=127.79 29.2/3600 1.0691=0.9695m 3/SLS=LMLM/3600 LM - - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用=85.792 26

21、.666/3600 824.111=0.000771m 3/S VS=VMVM/3600 VM =127.79 21.93/3600 0.836=0.9312m 3/S LS=LMLM/3600 LM =295.792 19.418/3600 920.307=0.00173m 3/S 4.2 精馏段塔径塔板的实际运算1 精馏段汽、液相体积流率为：LS =0.000771m 3/s VS=0.9695 m 3/s 2塔径塔板的运算a. 塔径的运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： L s/V sL/ v 0.5=0.0221 参考有关资料,依据塔板间距与塔径的关系塔

22、板间距与塔径的关系塔 径/D,m 0.3 0.5 0.8 0.8 1.6 1.6 2.4 2.4 4.0 0.5 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用板间距 /HT,mm 200250350 300450 350600 400600 300 初选板间距=0.4m,取板上液层高度h1=0.06m,故分别空间 HT-h 1=0.4-0.06=0.34m 依据以上数值,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.

23、0691/1.06910.5 =2.3279m/s 取安全系数 0.70 ,就 u=0.70 =1.6295m/s 故 D= =4 0.9695 /3.14 1.6295 0.5=0.8735m 所以圆整取 D=1m 塔截面积： A T= =0.7854空塔气速 u= V S / A T= 1.2344 m/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,塔板结构简洁,加工便利,直径小于 液管；2.2m 的塔中广泛使用；工业中应用最广的降液管是弓形降综合考虑各方面因素,本设计体系采纳单溢流、弓形降液管；名师归纳总结 - - - - - - -

24、第 12 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用溢流堰长 l w=0.7D=0.7m 出口堰高 h wLs / l W 2.5 =0.0007713600/0.7 2.5=6.77l W/ D=0.7 查流体收缩系数图得： E=1.025, 选用平直堰,堰上液层高度 由下式运算就 how=7.293mm, 又 h1 =0.06m h w = h 1- h ow=0.06-0.007293=0.05271m=52.71mm 降液管的宽度 与降液管的面积l W / D=0.7 , 查得=0.14, =0.088 Wd=0.14 1=0.14m,

25、 Af=0.088 0.7854=0.069115m2降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与22mm；塔板间的距离,以表示；降液管底隙高度应低于出口堰高度,h w-h o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hw-ho=52.71- 22 =30.708 mm 6 mm 故降液管底隙高度设计合理；名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 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

26、宽度 Wd=0.14m e. 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采纳 F1型重阀,孔径为 39mm；取阀孔动能因子 FO=9.5 孔速 u o=9.5/1.06910.5=9.18779 m/s 浮阀数：n=0.9695/ 有效传质区：依据公式：其中： R= =0.46m x= =0.29m 2 =0.49563m塔板的布置名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用因 D800mm 故塔板采纳分块式,查表的塔块分为 径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列；阀孔的排列：3 块,采纳等腰三角形叉排；浮阀

27、塔筛孔直第一排阀孔中心距 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 范畴内；开孔率 空塔气速 u= V S / A T = 1.2344 m/s =u / u o =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 =5.34 1.0691 10

28、.1257 2/2 824.111 9.8 ）=0.0362m液柱液层阻力充气系数 =0.5, 有: h1= h1=0.5 0. 06=0.03m液柱液体表面张力所造成阻力 , 此项可以忽视不计；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=0.0662 824.111 9.81=535.5055P a640Pa, 符合设计要求；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；名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用

29、 即： Hd 2 甲醇 - 水属于一般物系, 取0.5 对于浮阀塔 0 就 Hd=hw+how+hd+hp+ =0.005271+0.007292+0.20.000771/0.7 0.0222+0.0662=0.07926m =0.226m 因 0.07926m5s 符合要求d雾沫夹带泛点率 = 100% 名师归纳总结 lL=D-2W d=1-20.14=0.72 0.098 第 17 页,共 28 页Ab=AT-2Af=0.7854-20.0691152=0.64717 式中 :lL板上液体流经长度,m； A b板上液流面积, m 2 ；CF泛点负荷系数,由图查得泛点负荷系数取 K特性系数,

30、查下表,取1.0. - - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 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 1.0 氟化物 如 BF3,氟里昂）0.9 中等发泡系统 如油吸取塔、胺及乙二醇再生 0.85 塔）0.73 多泡沫系统 如胺及乙二胺吸取塔）0.60 严峻发泡系统 如甲乙酮装置）0.30 形成稳固泡沫的系统 如碱再生塔）由上代入数据得：泛点率 =56.28% 对于大塔,为防止过量雾沫夹带,应掌握泛点率不超过 80%；运算出的泛点率在 80%以下,故可知雾沫夹带量能够满意 ev的要求；e. 漏液验算0.491 m3/s 塔

31、板负荷性能图及操作弹性名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 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 L W=0.7 推出 LS=0.0005754 m 3/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 在正常的操作范畴内；过圆1）在任务规定的气液负荷下的操作点 P设计点）,处在相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掌握,操作下限由漏液掌握；3 此设计符合要求；名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页,共 28 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用精馏段负荷性能图6VS5液相下限线4雾沫夹带线漏液线3液泛线操作线2液相上限线1000.0020