分离甲醇-水混合液的连续精馏塔设计

化工原理课程设计报告分离甲醇水混合液的连续精馏塔设计作 者 姓 名：学 号：学 院：专 业：年 级：指 导 教 师：完 成 日 期：化工原理课程设计任务书专业： 化学工程与工艺 姓名： 学号： 50 一、设计题目分离甲醇水溶液连续精馏塔优化设计二、设计条件处理量： 17500 （吨/年）料液组成： 35 （wt%）塔顶产品组成： 99.5 （wt%）塔顶易挥发组分回收率： 99.9 （%）每年实际生产时间：按 7200 小时/年计建厂地址：福建泉港石化工业园区三、设计任务完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备（冷凝器和再沸器）的设计和选型，绘制相精馏系统工艺流程图、精馏塔设计条件图和装配图，编写设计说明书。精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；塔板主要工艺尺寸计算；塔板的流体力学验算，塔板负荷性能图；塔附件设计、塔高；塔附属设备设计；绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图和装配图（CAD），A3 纸打印；对设计过程的评述、有关问题的讨论及心得体会。指导教师：日 期： I目 录主要符号表 .VII主要符号表续表 1.VIII主要符号表续表 2 .IX绪论 .11 设计方案论证 21.1 设计的原则与内容 .21.1.1 设计原则 .21.1.1 设计内容 .21.2 甲醇的主要物理、化学性质、用途及安全风险 .31.3 精馏方法的选择 .51.4 塔设备的类型与选择 .61.5 塔板的类型与选择 .61.6 操作条件的选择 .81.6.2 进料热状态的选择 .91.6.3 加热方式的选择 .91.6.4 冷却剂与出口温度的确定 .91.7 工艺流程图 .102 塔板的工艺设计 102.1 基础数据 .102.2 全塔物料衡算 .112.3 确定操作条件 .112.3.1 操作压力 112.3.2 操作温度 112.3.3 塔内密度 122.3.4 混合液表面张力 132.3.5 混合液粘度 152.3.6 确定回流比 162.3.7 汽液相体积流量计算 172.4 理论板数的计算和实际板数的确定 .182.5 塔径的初步设计 .20II2.5.1 精馏段 .202.5.2 塔板的主要参数 .212.6 溢流装置 212.6.1 堰长 .212.6.2 降液管 .222.6.3 降液管底隙高度 .222.7 塔板布置及浮阀数目与排列 222.7.1 塔板分布 .222.7.2 浮阀数目与排列 .223 塔板的流体力学计算 263.1 气相通过浮阀塔板的压力降 .263.1.1 精馏段 263.1.2 提馏段 263.2 淹塔 .263.2.1 精馏段 273.2.2 提馏段 273.3 液沫夹带 .273.3.1 精馏段 273.3.2 提馏段 283.4 塔板负荷性能图 .283.4.1 液沫夹带线 283.4.2 液泛线 293.4.3 液相负荷上限 303.4.4 漏液线 303.4.5 液相负荷下限 304 塔附件设计 344.1 接管 .344.1.1 进料管 344.1.2 回流管 344.1.3 塔釜出料管 344.1.4 塔顶蒸汽出料管 344.1.5 塔釜进气管 354.1.6 法兰 35III4.2 筒体与封头 .354.2.1 筒体 354.2.2 封头 354.2.3 除沫器 354.2.4 裙座 364.2.5 吊柱 364.2.6 人孔 365 塔总体高度设计 375.1 塔的顶部空间高度 .375.2 塔的底部空间高度 .375.3 塔立体高度 .376 附属设备设计 386.1 冷凝器的选择 .386.2 再沸器的选择 .38参 考 文 献 .39心得体会 .40附图 .41IV主要符号表V符 号 代表意义 单 位Aa 塔板开孔（鼓泡）面积 m2Af 降液管面积 m2A0 筛孔面积 m2AT 塔截面积 m2C 计算 Umax 时的负荷系数 /C0 流量系数 /D 塔径 md0 筛孔直径 mmE 液流收缩系数 /ET 全塔效率（总板效率） /ev 雾沫夹带量 kg 液/kg 气F 进料量 kmol/hFa 气相动能因子 m/s(kg/m3)1/2F0 阀孔动能因子 m/s(kg/m3)1/2g 重力加速度 m/s2H 板间距、塔高 m 或 mmhc 与干板压降相当的液柱高度 mhd 与液体流经降液管压降相当的液柱高度 mHp 与气流穿过板上液层压降相当的液柱高 度 mhf 板上鼓泡层高度 mhi 进口堰与降液管间的水平距离 mhL 板上液层高度 mh0 降液管底隙高度 mhOW 堰上液层高度 mhp 与单板压降相当的液层高度 mh 与克服液体表面张力的压降相当的液柱 高度 mhW 溢流堰高度 mK 筛板的稳定性系数 /VI主要符号表续表 1L 塔内下降液体的流量 kmol/hLs 塔内下降液体的流量 m3/slW 溢流堰长度 mN 塔板数 块Np 实际塔板数 块NT 理论塔板数 块n 筛孔数 个p 操作压强 Pa/kPap 压强降 Pa/kPaq 进料热状态参数 /R 回流比 /r 开孔区半径 mS 直接蒸汽量 kmol/ht 筛孔中心距 mmu 空塔气速 m/sua 按有效流通面积计算的气速 m/su0 筛孔气速 m/su0 降液管底隙处液体流速 m/suOW 漏液点气速 m/sV 塔内上升蒸汽流量 kmol/hVs 塔内上升蒸汽流量 m3/sW 釜残液（塔底产品）流量 kmol/hWc 无效区宽度 mWd 弓形降液管宽度 mWs 安定区宽度 mx 液相中易挥发组分的摩尔分数 /y 汽相中易挥发组分的摩尔分数 /Z 塔有效高度 m 相对挥发度 / 干筛孔流量系数的修正系数 /VII主要符号表续表 2 筛板厚度 mm0 板上液层充气系数 / 黏度 mPasL 液相密度 kg/m3V 汽相密度 kg/m3 表面张力 N/m 或 mN/m 时间 s 液体密度校正系数 /A 及挥发组分B 难挥发组分D 馏出液F 原料液h 每小时的量i 组分序号L 液相m 平均min 最小或最少max 最大n 塔板序号s 每秒的量0绪论本 次 课 程 设 计 的 任 务 是 设 计一 个 甲 醇 -水 溶 液 体 系 的 精 馏 塔 。甲 醇 在 工 业 ， 医 药 ， 民 用 等 方 面 ， 都 有 很 广 泛 的 应 用 ， 是 一 种 很 重 要 的 原 料 。 在很 多 方 面 ， 要 求甲 醇 有 不 同 的 纯 度 ， 有 时 要 求 纯 度 很 高 ， 甚 至 是 无 水 甲 醇 ， 这 是 很 有困难的，因为甲醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的甲醇很困难。要 想 把 低 纯 度 的 甲 醇 水 溶 液 提 升 到 高 纯 度 ， 要 用 连 续 精 馏 的 方 法 ， 因 为 甲 醇 和 水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板和充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔于 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是 F1 型和 V-4 型。F1 型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1 型 浮 阀 又 分 轻 阀 和 重 阀 两 种 ， 但 一 般 情 况 下 都 采 用 重 阀 ， 只 有 处 理 量 大且 要 求 压 强 降 很 低 的 系 统 中 ， 采 用 轻 阀 。浮 阀 塔 具 有 下 列 优 点 ： 1、 生 产 能 力 大 。 2、 操 作 弹性大。3 、 塔 板 效 率 高 。 4、 气 体 压 强降 及 液 面 落 差 较 小 。 5、 塔 的 造 价 低 。 浮 阀 塔 不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的 计 算 ， 工 艺 设 计 和 附 属 设备 结 果 选 型 设 计 ， 完 成 对 乙 醇 水 精 馏 工 艺 流 程 和 主 题 设 备 设 计 。 首 先 根 据 设 计 任 务 ，确 定 操 作 条 件 。 比 如 ： 操 作 压 力 的 确 定 、 进 料 状 态 等 的 确 定 。 然 后 设 计 工 艺 流 程 草 图 。 根 据 确定 的 方 案 ， 确 定 具 体 的 参 数 ， 即 一 个 完 整 的 设计就初步的确定了。最后计算塔的工艺尺寸、浮阀的流体力学演算、塔 板 的 负 荷 性 能 ， 最后根据计算选择合适的辅助设备。11 设计方案论证1.1 设计的原则与内容1.1.1 设计原则总的设计原则是尽可能多的采用先进技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几个方面：1. 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便的进行流量和传热量的调节。2. 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电能消耗。回流比对操作费用及设备费用均有很大程度的影响，因此必须严格按照操作费和设备费的关系选择 作为设计回流比，冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影optR响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。3. 保证生产安全生产中应防止物料的泄漏，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定的刚度和强度。1.1.1 设计内容板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行：1. 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。2. 板式塔的工艺计算，包括物料和平衡级计算、理论塔板、实际塔板等。3. 计算塔板各主要工艺尺寸（板间距、塔高和塔径等）；进行流体力学校核计算，并画出塔的操作性能图。4. 塔的接管尺寸及附属设备的计算与选型，如泵、再沸器、冷凝器。5. 撰写设计说明书。6. 绘制工艺流程图、精馏塔设备图和装配图。21.2 甲醇的主要物理、化学性质、用途及安全风险表 1.2.1 甲醇的主要物理性质物理性质 物性参数物态 液体颜色 透明 , 无色气味 纯品清淡,类似乙醇,粗品刺激难闻熔点 -98,C(lit,)沸点 64,564,7,C(lit,)密度 0,791,g/mL, at ,25,C闪点 52,F（约 11,C）蒸气密度 1,11,(大气压=1)log ,P（, 辛醇 ,/水, 分配系数 ,） -0 ,69蒸气压 127, mm ,Hg(25,C)410,mm ,Hg(50,C)折射率 n20/D,1,329(lit,)爆炸上限%(V/V) 44.0爆炸下限 ,%(V/V) 5.5沾染量 ,10(APHA)水溶解性 易溶储存条件 室温化学性质：甲醇是由一个甲基和一个羟基组成的，它是一种醇，具有醇所具有的化学性质。甲醇可以在纯氧中剧烈燃烧，生成氧化氢(I)并放出氧化碳(IV)。另外，甲醇也可以和氟气猛烈的反应。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮、卤代烃和许多其他有机溶剂相混溶，遇热、明火或氧化剂易燃烧。燃烧反应式为：CH3OH+O2CO2+H2O具有饱和一元醇的通性，由于只有一个碳原子，因此有其特有的反应。例如：与氯化钙形成结晶状物质 CaCl24CH3OH，与氧化钡形成 BaO2CH3OH 的分子化合物并溶解于甲醇中;类似的化合物有MgCl26CH3OH、CuSO42CH3OH、CH3OKCH3OH、AlCl34CH3OH、AlCl36CH3OH、AlCl310CH3OH 等;与其他醇不同，由于-CH2OH 基与氢结合，氧化时生成的甲3酸进一步氧化为 CO2;甲醇与氯、溴不易发生反应，但易与其水溶液作用，最初生成二氯甲醚(CH2Cl)2O，因水的作用转变成 HCHO 与 HCl;与碱、石灰一起加热，产生氢气并生成甲酸钠;CH3OH+NaOHHCOONa+2H2;与锌粉一起蒸馏，发生分解，生成 CO 和 H2O。用途：甲醇是一种重要的有机化工原料，主要用于生产甲醛，消耗量要占到甲酵总产量的一半，甲醛则是生产各种合成树脂不可少的原料。用甲醇作甲基化试剂可生产丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲酵羰基化可生产醋酸、醋酐、甲酸甲酯等重要有机合成中间体，它们是制造各种染料、药品、农药、炸药、香料、喷漆的原料，目前用甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到重视。甲醇是一种重要的有机溶剂，其溶解性能优于乙醇，可用于调制油漆。一些无机盐如碘化钠、氯化钙、硝酸铵、硫酸铜、硝酸银、氯化铵、氯化钠都或多或少地能溶于甲醇。作为一种良好的萃取剂，甲醇在分析化学中可用于一些物质的分离，还用于检验和测定硼。甲醇是一种优良燃料可作能源。在汽车燃油中可直接添加 3-5的甲酵，目前直接将甲醇当燃料已引起世界各国的兴邀，它已被某些发电站作燃料。1985 年 5 月加拿大政府曾宣布过一项全国注计划，试验用甲醇做公共汽车和运输卡车的燃料。1987 年我国在北京顺义也建成投产第一座年产万吨的甲醇汽油厂，甲醇汽油中 50%的汽油、40的甲醇和 10的添加剂组成。前些年我国汽车用“高比例甲醇汽油” 的研制和应用也取得成果，并通过鉴定。使用这种燃料汽车发动机无需改装，燃料辛烷值高，造成空气污染远比柴油、汽油要小，该项科技成果对缓解我国燃油短缺，促进煤炭深加工和环境保护有重要意义。在宇宙航空中甲醇能作火箭燃料。甲醇可以做防冻剂，严冬时节在汽车水箱中添加适量甲醇，能使水箱中循环冷却水不冻，在禁酒国家中甲醇用作酒精变性剂，将甲醇掺在乙醇之中得到变性乙醇，具有一定毒性使之不宜饮用。甲醇经微生物发酵可生产甲醇蛋白，富含维生素和蛋白质，具有营养价值高而成本低的优点，是颇有发展前景的饲料添加剂，能广泛用于牲畜、家禽、鱼类的饲养。安全风险：甲醇的毒性对人体的神经系统和血液系统影响最大，它经消化道、呼吸道或皮肤摄入都会产生毒性反应，甲醇蒸气能损害人的呼吸道粘膜和视力。急性中毒症状有：头疼、恶心、胃痛、疲倦、视力模糊以至失明，继而呼吸困难，最终导致呼吸中枢麻痹而死亡。慢性中毒反应为：眩晕、昏睡、头痛、耳鸣、视力减退、消化障碍。甲醇摄入量超过 4 克就会出现中毒反应，误服一小杯超过 10 克就能造成双目失明，饮入量大造成死亡。致死量为 30 毫升以上，甲醇在体内不易排出, 会发生蓄积，4在体内氧化生成甲醛和甲酸也都有毒性。在甲醇生产工厂，我国有关部门规定，空气中允许甲醇浓度为 50mg/m，在有甲醇气的现场工作须戴防毒面具、工厂废水要处理后才能排放，允许含量小于 200mg/L 的甲醇。1.3 精馏方法的选择精馏装置包括精馏塔、再沸器、冷凝器等设备。(1）精馏塔：性能：可间歇或连续生产，根据生产现状可进行调控；通过蒸汽凝水给进液套管预热器加热，可节约能源，提高生产效率；比传统间歇生产模式可大大提高生产能力及效率。降低生产成本；生产稳定，操作简便。适用条件：传统的设计中，蒸馏过程多选用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。近年来，随着塔设备设计水平的提高及新型塔构件的出现，上述传统已逐渐打破。对于一个具体的分离过程，设计中选择何种塔型，应根据生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性等要求，并结合制造、维修、造价等因素综合考虑。例如，对于热敏性物系的分离，要求塔压降尽可能低，选用填料塔较为适宜；对于有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜；对于有悬浮物或容易聚合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔；对于液体喷淋密度极小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充分润湿，使其分离效率明显下降，故宜选用板式塔；对于易发泡物系的分离，因填料层具有破碎泡沫的作用，宜选用填料塔。（2）再沸器：性能：再沸器（也称重沸器）顾名思义是使液体再一次汽化。它的结构与冷凝器差不多，不过一种是用来降温，而再沸器是用来升温汽化。再沸器多与分馏塔合用：再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间的一种特殊换热器。在再沸器中的物料液位和分馏塔液位在同一高度。从塔底线提供液相进入到再沸器中。通常在再沸器中有 25-30%的液相被汽化。被汽化的两相流被送回到分馏塔中，返回塔中的气相组分向上通过塔盘，而液相组分掉回到塔底。物料在重沸器受热膨胀甚至汽化，密度变小，从而离开汽化空间，顺利返回到塔里，返回塔中的气液两相，气相向上通过塔盘，而液相会掉落到塔底。由于静压差的作用，塔底将会不断补充被蒸发掉的那部分液位。适用条件：塔温低，回流比大的情况（3）冷凝器：性能：冷 却 流 量 大 流 速 高 ， 故 传 热 系 数 较 高 。 管内水垢易清除，且不必停止制冷系统工作。适用条件：塔温高，回流比小的情况。（4）连续精馏：连续精馏操作流程：操作时，原料液连续地加入精馏塔内。连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（称为釜残液）；部分液体被汽化，产生上升5蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器被全部冷凝，将部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品（称为馏出液）采出。（5）间歇精馏：间歇精馏操作流程：与连续精馏不同之处是：原料液一次加入精馏釜中，因而间歇精馏塔只有精馏段而无提馏段。在精馏过程中，精馏釜的釜液组成不断变化，在塔底上升蒸汽量和塔顶回流液量恒定的条件下，馏出液的组成也逐渐降低。当精馏釜的釜液达到规定组成后，精馏操作即被停止。综上所述，所以选择连续精馏操作方式。1.4 塔设备的类型与选择塔设备是化工，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。板式塔与填料塔的比较：生产能力单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔 分离效率研究表明，在减压，常压和低压操作下，填料塔的分离效率明显低于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔的。 压力降一般情况下，板式塔每个理论级压降约在 0.41.1kPa，填料塔约 0.010.27kPa，通常，板式塔的压降高于填料塔 5 倍左右。压降低不仅能降低操作费用，节约能耗。对于精馏过程，可使塔釜温度降低，有利于热敏性物系的分离。 操作弹性填料塔的操作弹性取决于塔内件的设计，而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛，液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。 结构、制造及造价等一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造，维修也较为方面，但填料塔的造价通常高于板式塔。工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。传统的设计中，蒸馏过程多选用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。本次设计选用板式塔。61.5 塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，产业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有下列几种。（1）泡罩塔板泡罩塔板是产业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，海内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺寸分为 80 mm、100mm、150 mm 三种。可根据塔径的大小选择。通常塔径小于 1000 mm，选用 80 mm 的泡罩；塔径大于 2000 mm，选用 150 mm 的泡罩。泡罩塔板的主要长处是操纵弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操纵不乱可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，出产能力及板效率较低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代。在设计中除特殊需要( 如分离粘度大、易结焦等物系)外一般不宜选用。（2）筛孔塔板 筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有很多平均的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板( 孔径 38mm)和大孔径筛板(孔径为 1025mm)两类。产业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分粘度大、易结焦的物系)。筛板塔是 1932 年开发的。当时，因为对筛板塔的流体力学研究很少，以为其易漏液、弹性小、操纵不易把握，而没有被广泛应用。但是，筛板结构简朴，造价低廉，又使它具有很大的吸引力。20 世纪 50 年代以来，因为产业出产发展的需要，人们对筛板塔作了大量的研究，并经由长期的产业出产实践，成了完善的设计方法。实践证实，设计良好的筛板塔是一种效率高、出产能力大的塔板。筛板塔的主要特点是：结构简单，易于加工，因此造价低，约为泡罩塔的 60%，浮阀塔的 80%左右；处理能力大，比同直径泡罩塔增加 20%40% ；塔板效率高，比泡罩塔高 15%左右；板压降低，比泡罩塔低 30%左右；安装容易，清理检修方便。尽管筛板塔传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率降低。（3）浮阀塔板7浮阀塔是近 30 年来新发展的一种新型气、液传质设备，浮阀塔板是在泡罩塔板、筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。主要的改革措施是取消了泡罩塔的升气管，并以浮动的盖板浮阀代替泡罩。浮阀可自由升降，根据气体的流量自行调节开度，可使气体在缝隙中的速度稳定在某一数值。这样，在气量小时可避免过多的漏液，而，而气量大时又不致压降太大，使浮阀塔具有优良的操作性能。浮阀塔的主要特点有：操作弹性大，在较宽的气、液负荷变化范围内均可保持高的板效率。其弹性范围为 59，比筛板塔和泡罩塔的弹性范围都大；处理能力大，比泡罩塔大 20%40%, 但比筛板塔略小；气体为水平方向吹出，气、液接触良好，雾沫夹带量小，塔板效率高，一般比泡罩塔高 15%左右；干板压降比泡罩塔小，但比筛板塔大；结构简单、安装方便，制造费用约为泡罩塔的 60%80%，为筛板塔的120% 130%；国内使用证明，对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔板也能正常操作。（4）舌形塔舌形塔是喷射型塔，它是在塔板上开有许多舌形孔，向塔板液流出口侧张开。舌片与板片成一定角度，以 20左右为宜。舌片尺寸有 50mm50mm 和 25mm25mm 两种。一般推荐使用 25mm25mm 的舌片。舌孔呈正三角形排列。塔板液流出口侧不留溢流堰，只保留降液管。要求降液管截面积设计得比一般的塔板大些，以便有效地将夹带的液沫分离出来。当操作气速较低时，液体从舌孔直接漏下，随着气速的提高，液漏停止。当气速升至 2030m/s 时，汽液接触从鼓泡状态逐渐发展为喷射状态。若气速过高，可能造成液泛。舌形塔的优点是生产能力大，塔板压降低，传质热效率高；缺点是操作弹性小，被气体喷射的液体在通过降液管时，会夹带气泡到下一层塔板，降低塔板效率。（5）浮动舌形塔与舌形塔相比，浮动舌形塔的舌片可以上下浮动，它综合了浮阀塔及固定舌形塔的结构特点，因此，既有舌形塔的大处理量、低压降等优点，又有浮阀塔的操作弹性大、效率高等优点。特别适用于热敏性物系的减压分离过程。这里选用浮阀塔，操作弹性大，处理能力大，结构简单、安装方便，制作费用适中。81.6 操作条件的选择1.6.1 操作压力的选择精馏可在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑。一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂 ， 减 少 冷 凝 ， 冷 却 费 用 。 在 相 同 的 塔 径 下 ， 适 当 提 高 操 作 压 力 还 可 提 高 塔 的 处 理 能 力 ， 但 增加 塔 压 ， 也 提 高 了 再 沸 器 的 温 度 ， 并 且 相 对 挥 发 度 也 有 所 下 降 。 降 低 操 作 压力 ， 组 分 的 相 对 挥 发 度增 大 ， 有 利 于 分 离 。 减 压 操 作 降 低 了 平 衡 温 度 ， 这 样 可 以 使 用较低温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度降低，且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用。所以采用塔顶压力为常压进行操作。1.6.2 进料热状态的选择进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度就不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。在此次设计中，选用泡点进料。1.6.3 加热方式的选择精 馏 塔 通 常 设 置 再 沸 器 ， 采 用 间 接 蒸 汽 加 热 ， 以 提 供 足 够 的 能 量 ， 若 待 分 离 的 物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。综合考虑，采用间接蒸汽加热的方式。1.6.4 冷却剂与出口温度的确定常 用 的 冷 却 剂 是 水 和 空 气 ， 应 因 地 制 宜 地 加 以 选 用 。 受 当 地 气 温 限 制 ， 冷 却 水 一 般 为10 25。 如 需 冷 却 到 较 低 温 度 ， 则 需 采 用 低 温 介 质 ， 如 冷 冻 盐 水 、 氟 利 昂 等 。 本 设 计 建9厂 地 区 为 泉 港 。 泉 港 夏 季 最 热 月 份 平 均 气 温 为 27。 所 以 选 用 27的 冷 却 水 ， 选 升 温 10，即 冷 却 水 的 出 口 温 度 为 37。1.7 工艺流程图工艺流程如图 1.4 所示。图 1.4 工艺流程2 塔板的工艺设计2.1 基础数据进料流量及组成1. 将进料组成由质量分数转化为摩尔分数进料组成 xF= =19.76%=0.19801.8/32/52. 进料流量F=17500 吨/年= =114.31kmol/h=0.0318kmol/s720./61750）（3. 分离要求10塔顶组成 xD= =91.80%=0.91818/05.32/9.由 =xDD/(xFF)=99.9%得 D=24.63kmol/h=0.00685kmol/s由 F=D+W 和 FxF=DxD+WxW 得 W=89.68kmol/h=0.0249kmol/s和塔釜组成 xW=0.026%=2.56910-42.2 全塔物料衡算2.3 确定操作条件2.3.1 操作压力P=101.3kpa2.3.2 操作温度表 2.1 常压下甲醇-水汽液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/ 液相 汽相100 0 092.9 5.31 28.3490.3 7.67 40.0188.9 9.26 43.5385.0 13.15 54.5581.6 20.83 62.7378.0 28.18 67.7576.7 33.33 69.1873.8 46.20 77.5672.7 52.92 79.7171.3 59.37 81.8370.0 68.49 84.9268.0 85.62 89.6266.9 87.41 91.9464.7 100 10011利用表中数据，由拉格朗日插值求取 、 、 及精馏段平均温度 、提馏段平FtDWt 1t均温度 。2ttF： ，t F=82.0715.376.908.015.38FttD: tD=66.13-.4.764tW: tW=99.9702.t31.5-0精馏段平均温度： = = =74.11ttDF213.67.8提馏段平均温度： = = =91.02292.3.3 塔内密度表 2.2 不同温度下甲醇和水的密度温度/ 甲 （kg/m 3） 水 （kg/m 3）50 750 98860 741 98370 731 97880 721 97290 713 965100 704 958已知：混合液密度： （a 为质量分率， 为平均相对分子质量），不BAL1M同温度下甲醇和水的密度见表 2.2混合气密度： v= 0TP4.2M精馏段： =74.11t液相组成 x1： ，x 1=44.87%2.6-873.-3.8761气相组成 y1： ，y 1=76.69%5.49所以 =320.4487+18（1-0.4487 ）=24.28kg/kmolLM12=320.7669+18（1-0.7669）=28.74kg/kmolV1M提馏段： =91.022t液相组成 x2: ,x2=7.02%67.-x3901.7-35902气相组成 y2: ，y 2=36.78%.4.4.8所以 =320.0702+18（1-0.0702）=18.98kg/kmolL=320.3678+18（1-0.3678）=23.15kg/kmolV2M求在 与 下的甲醇和水的密度：1t=74.1， ， 甲 =726.9kg/m3731-0.4-780甲， 水 =975.54kg/m398.92水=91.02， ， 甲 =712.08kg/m32t 713-0.-7041甲， 水 =964.29kg/m3965.958水在精馏段：液相密度 L1：54.97130.72)48.01(348.0/.1L L1=811.42kg/m3气相密度： V1= =1.01kg/m3）（ 1.45.274.8在提馏段：液相密度 L2：29.64183008.2)7.(./30.1L2 L2=925.51kg/m3气相密度： V2= =0.775kg/m3）（ .915.74.2.3.4 混合液表面张力表 2.3 不同温度下甲醇和水的表面张力温度/ 甲 （/10 -3Nm- 水 （/10 -3Nm-1）131）60 17.33 66.270 16.18 64.380 15.04 62.690 13.91 60.7100 12.8 58.81、精馏段混合液表面张力精馏段： =74.11tVw= =22.18cm3/mol42.8mVo= =31.68cm3/mol01.3甲醇表面张力： ， 甲 =15.7110-3Nm-1甲-4.5186.7-8水表面张力： ， 水 =63.6010-3Nm-1水.231.40）（）（）（ owo2owoow2 Vxx)1(Vx= =0.398)68.3147.08253.0(68.3147.0)472B=lg（ ）=lg0.398=-0.4ow2Q=0.441（ ） Tq3/23/2owV=0.441（ ） =-15.7.4 3/23/2)18.(60.-)8.1(7. 1.075A=B+Q=-0.4+(-1.075)=-1.475联立方程组 A=lg（ ）， =1sow2sow带入求得： =0.165， =0.835sm1/4=0.16563.601/4+0.83515.711/4= 2.128 , m=20.51142、提馏段混合液表面张力提馏段： =91.022tVw= =19.45cm3/mol51.928mVo= =41.29cm3/mol7.03甲醇表面张力： ， 甲 =13.8010-3Nm-1甲-12.89.9-1水表面张力： ， 水 =60.5110-3Nm-1水.5760.0）（）（）（ owo2owo2ow2 Vxx)1(Vx= =5.377)29.4107.45928.0(9.41072. )72B=lg（ ）=lg5.377=0.731ow2Q=0.441（ ） Tq3/23/2owV=0.441（ ） =-15.70.9 3/23/2)45.19(60.-)9.41(80. 0.860A=B+Q=0.731+(-0.860)=-0.129联立方程组 A=lg（ ）=-0.129， =1sow2sow带入求得： =0.5671， =0.4329swm1/4=0.567160.511/4+0.432913.801/4=2.42 , m=34.302.3.5 混合液粘度表 2.4 不同温度下甲醇和水的粘度温度/ 甲 （mPas） 水 （mPas）50 0.392 0.54760 0.344 0.4671570 0.310 0.40480 0.277 0.35590 0.252 0.315100 0.221 0.2831、精馏段：=74.1， ， 甲 =0.276 mPast 310.-74.0-27.8甲， 水 =0.384 mPas.4-.5.水 1= 甲 x1+ 水 （1-x 1）= =0.336 mPas)487.01(87262、提馏段：=91.02， ， 甲 =0.249 mPast 5.0-9.-2.09甲， 水 =0.312 mPas.312.83.1水 2= 甲 x2+ 水 （1-x 2）= =0.308 )072.1(3.749mPas2.3.6 确定回流比首先计算出最小回流比 。minR适宜回流比通常为最小回流比的 1.22.0 倍，设计时应根据理论板和回流比的关系（列表计算 1.22.0 所对应的 N），操作费（根据文献经验估计）和设备费（根in据 N 值估算设备费）的关系画图确定，适宜回流比应 在曲线斜率变化最大处。optR16图 2.1 总费用与回流比的关系相对挥发度：（1）精馏段：由 xA=0.4487，y A=0.7669 得 xB=0.5513,yB=0.2331所以 = = =4.04B487.0231.569（2）提馏段：由 xA=0.0702，y A=0.3678 得 xB=0.9298,yB=0.6322所以 = = =7.71B2.6.170. 0.20.40.60.81.0.0.20.40.60.81.0yxy=x相 平 衡 曲 线（ 0.198,0.61）q图 2.2 甲醇-水汽液平衡相图根据 x-y 相图得：Rmin= = =0.728qDxy0.198-63.选取回流比为 R=2Rmin=20.728=1.4562.3.7 汽液相体积流量计算（1）精馏段：L=RD=1.4560.00685=0.00997kmol/sV=（ R+1）D=（1.456+1 ）0.00685=0.0168 kmol/s已知： =24.28 kg/kmol， =28.74 kg/kmolL1MV1 L1=811.42 kg/m3， V1=1.01 kg/m3则有质量流量：L 1= L=24.280.00997=0.2421 kg/sLV1= V=28.740.0168= 0.4828kg/s体积流量：L s1= = =2.98410-4 m3/sL42.80Vs1= = =0.4780 m3/s1.（2）提馏段:因为本设计为饱和液体进料，所以 q=1L=L+qF=0.00997+10.0318=0.04177 kmol/sV=V+（q-1）F=0.0168 kmol/s18已知： =18.98 kg/kmol， =23.15 kg/kmolL2MV2 L2=925.51 kg/m3， V2=0.775 kg/m3则有质量流量：L 2= L=18.980.04177=0.7928 kg/sLV2= V=23.150.0168=0.3889kg/s体积流量：L s2= = =8.56610-4 m3/sL51.9780Vs2= = =0.5018 m3/s2.32.4 理论板数的计算和实际板数的确定理论板：指离开这种板的气、液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。已知：R=2Rmin=20.728=1.456，x D=0.918,xw=2.56910-4,W=0.0249kmol/s所以，精馏段操作线方程：y n+1= =0.5928xn+0.37381xRn提馏段操作线方程：y m+1= =2.476xm-0.000379W-qFL-qFwm0. 0.20.40.60.81.00.0.20.40.60.81.0yx.1 1 5100.115图 2.3 阶梯法求理论塔板数19在图上作操作线，由点（0.918,0.918）起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与 q 线交点，直到阶梯与平衡线交点小于 2.56910-4 为止，由此得到理论板 NT=13块（包括再沸器），加料板为第 8 块理论板。（1）精馏段 ：已知：=4.04， 1=0.336 mPas所以：E T=0.49（4.040.336） -0.245=0.4547NP 精 = = =15.39 ，故 N P 精 =16 块457.0（2）提馏段：已知：=7.71， 2=0.308 mPas所以：E T=0.49（7.71 0.308） -0.245=0.3964NP 提 = = =12.61，故 NP 提 =13 块E3964.01-全塔所需实际塔板数：N P= NP 精 + NP 提 =29 块，全塔效率：ET= = 100%=44.83%P2202.5 塔径的初步设计2.5.1 精馏段图 2.4 史密斯关联图（部分）（1）精馏段由 u=（ 0.6 0.8）u max，u max= ，式中 C 可由史密斯关联图查出：VL-C横坐标数值： = =0.017692/1VLs12/1-40.80.79取板间距 HT=0.45m，h L=0.07，则 HT-hL=0.38m查图可知 C20=0.10，C=C 20 =0.10 =0.10052.02.051umax=0.08 =2.2549 m/s01.-428u1=0.7umax=0.72.2549=1.5784 m/s