丙醇水體系課程項目設計方案

李健 化工 070325 甲醇 1 丙醇水體系課程 項目設計方案 第一節(jié) 概述 精餾所進行的是氣 (汽 )、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣 (汽 )、液兩相傳質(zhì)所用的塔設備，首先必須要能使氣 (汽 )、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求： 氣 (汽 )、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設備的氣 (汽 )、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期 連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作 、 調(diào)節(jié)和檢修。 塔內(nèi)的滯留量要小。 實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設計時應根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。 系介紹 常壓下甲醇與水的二元溶液就屬正偏差溶液。由于對于一定的 兩組分的蒸汽壓均比理想溶液計算的值偏高，必然泡點比理想溶液的低，在 泡點線與露點線之間的間距增大，亦即使 李健 化工 070325 甲醇 2 甲醇水體系汽液平衡數(shù)據(jù) (參考課程設計數(shù)據(jù) t/ x y a 46 8 6 5 備注： 2112X，算得常壓下不同溫度時甲醇對水的相對揮發(fā)度。 常壓下甲醇 李健 化工 070325 甲醇 3 氣液傳質(zhì)設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的李健 化工 070325 甲醇 4 不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔 、 穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔 (1813 年 )、篩板塔 (1832 年 )，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如 閥塔板 、 多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。 罩塔 泡罩塔板是工業(yè)上應用最早的塔板，其主要原件為升氣管及泡罩。泡罩安裝在升氣管的頂部， 分圓形和條形兩種，國內(nèi)應用較多的是圓形泡罩。泡罩尺寸分為 、 、三種，可根據(jù)塔徑的大小選擇。通常塔徑小于 1000用 的泡罩；塔徑大于 2000用 的泡罩。 泡罩篩板的主要優(yōu)點是操作彈性較大，液汽范圍大，不易堵塞，適于處理各種物料，操作穩(wěn)定可靠。 其缺點是結構復雜，造價高；板上液層厚，塔板壓降大，生產(chǎn)能力及板效率較低。近年來，泡罩塔板已逐漸被篩板、浮閥塔板所取代。在設計中除特殊需要 （如分離黏度大、易結焦等物系）外一般不宜選用。 板塔 篩孔塔板簡稱篩板，結構特點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小分為小孔徑篩板（孔徑為 3 到 8大孔徑篩板（孔徑為 10 到 25類。工業(yè)應用中以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離黏度大、易結焦的物系）。 篩板的優(yōu)點是結構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率高。其缺點是篩孔易堵塞，不宜處理 易結焦，黏度大的物料。 應予指出，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設計和操作不當，易產(chǎn)生漏液， 使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降，故過去工業(yè)上應用較為謹慎。近年來，由于設計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應用日趨廣泛。在確保精確設計和采用先進控制手段的前提下，設計中可大膽選用。 閥塔 浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。其結構特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可以上下浮動的閥片。氣流從浮閥李健 化工 070325 甲醇 5 周邊水平的進入塔板上液層，浮閥可根據(jù)氣流流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有 型 等，其中以 浮閥應用最為普遍。 浮閥塔板的優(yōu)點是結構簡單 、 制造方便 、 造價低 ；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。其缺點是處理易結焦、高黏度的物料時，閥片易于塔板粘結；在操作過程中有時會發(fā)生閥片脫落或卡死等現(xiàn)象，使塔板效率和操作彈性下降。 應予指出以上介紹的僅是幾種較為典型的浮閥形式。由于浮閥具有生產(chǎn)能力大，操作彈性大及塔板效率高等優(yōu)點，且加工方便，故有關浮閥塔板的研究開發(fā)遠較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研究 開發(fā)的主要方向。近年來研究開發(fā)出的新型浮閥有船型浮閥、管型浮閥、梯形浮閥、雙層浮閥、 合浮閥等，其共同的特點是加強了流體的導向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動 更趨于合理，操作彈性和塔板效率得到進一步的提高。但應指出，在工業(yè)應用中，目前還多采用 浮閥，其原因是 浮閥已有系列化標準，各種設計數(shù)據(jù)完善，便于設計和對比。而采用新型浮閥，設計數(shù)據(jù)不夠完善，給設計帶來一定的困難，但隨著新型浮閥性能測定數(shù)據(jù)的不斷發(fā)表及工業(yè)應用的增加，其設計數(shù)據(jù)會不斷完善，在較完善的性能數(shù)據(jù)下，設計中可選用新型浮 閥。 計要求 設計條件： 體系：甲醇 已知：進料量 F=240 h 進料濃度 爾分數(shù)） 進料狀態(tài)： q 1 操作條件：塔頂壓強為 4 壓 )，單板壓降不大于 塔頂冷凝水采用深井水，溫度 t 12； 塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱 全塔效率 52% 分離要求： D = W = 回流比 R / = a) 根據(jù)設計任務和工藝要求，確定設計方案； b) 根據(jù)設計任務和工藝要求，選擇塔板類型； c) 確定塔徑、塔高等工藝尺寸 d) 進行塔板的設計，包括溢流裝置的設計塔板的布置升氣道（泡罩篩孔或浮閥等）的設計及排列； e) 進行流體力學驗算； f) 繪制塔板的負荷性能圖； g) 根據(jù)負荷性能圖，對設計進行分析，若設計不夠理想，可對某些參數(shù)進行調(diào)整，重復上述設計過程，一直到滿意為止。 李健 化工 070325 甲醇 6 第二節(jié) 設計方案的確定 作壓力 塔的操作壓力的選擇實際上是塔頂和塔底溫度的選取問題。在塔頂產(chǎn)品的組成確定以后，塔頂?shù)臏囟群蛪毫χ荒苓x定一項。 料狀態(tài) 若進塔原料為過冷液體， 熱量主要由塔釜輸入，必要求蒸餾釜的傳熱面積大，設備體積大，此外，因 提餾段 氣液流量大， 提餾段 塔徑要加大。于是，冷液進塔雖可減少理論塔板數(shù)，使塔高降低，但蒸餾釜及 提餾段 塔徑增大，亦有不利之處。泡點進料時，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。此外，泡點進料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設備制造上比較方便。所以根據(jù)設 計要求，泡點進料， q 1。 熱方式 精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應；由于甲醇 醇是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，水為重組分由塔底排出。所以本設計應采用再沸器提供熱量，采用 3度 130）間接水蒸汽加熱。 卻劑與出口溫度 采用深井水，入口溫度 t 12，由于水的出口溫度一般不能超過 50左右，否則溶解于水中的無機鹽將會析出，在傳熱壁面上形成污垢而影響傳熱效果。同時考慮到塔頂產(chǎn)品與冷卻劑之間必須保持 10 到 20的傳熱溫差，取冷卻劑出口溫度為 30 流比（ R）的選擇 李健 化工 070325 甲醇 7 實際操作的 R 必須大于 但并無上限限制。選定操作 R 時應考慮，隨 R 選值的增大，塔板數(shù)減少，設備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量 L， V， L ， V 增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，即操作費用增大。若 R 值過 大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設備投資也隨之有所增大。其設備投資操作費用與回流比之間的關系如下圖所示?？傎M用最低點對應的 R 值稱為 最佳回流比。設計時應根據(jù)技術經(jīng)濟核算確定最佳 R 值，常 用的適宜 R （ 2） 本設計考慮以上 原則選用： R 1.6 能的利用 精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的 95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約 5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。 定設計方案的原則 總的原則 是盡可能多地采用先進的技術，使生產(chǎn)達到技術先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。 滿足工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。 滿足經(jīng)濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗 ，也能節(jié)省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。 保證生產(chǎn)安全 生產(chǎn)中應防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。 李健 化工 070325 甲醇 8 第三節(jié) 板式精餾塔的工藝計算 1理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定 論板數(shù)計算 料衡算 質(zhì)量分數(shù)與摩爾分數(shù)轉(zhuǎn)換： 質(zhì)量分數(shù) 摩爾分數(shù) F 知進料量 240F ，進料組成 X ，進料 1q 設計要求： X X 衡算方程 ： hK mo 0 3 . 9 12/m o . . 0 90 0 1 1 1 1 X 1q q 線方程為： 讀圖可知平衡線和 q 線交點為 X 李健 化工 070325 甲醇 9 的確定 i n m i n 餾段操作線方程的確定 精餾段操作線方程： Y D 已知 D h R 餾段： L h V（ R 1） D h 提餾段： L L 40=h V V（ 1 q） F V h 提餾段操作線方程： 3 . 9 0 . 0 7 4 板計算法 逐板計算法 ,就是從塔頂或塔底出發(fā) ,交替使用相平衡方程和操作線方程 ,逐板計算各理論板的氣、液相組成 ,直到達到規(guī)定的分離要求為止。每利用一次相平衡關系就算做一塊理論塔板，利用相平衡關系的總次數(shù)就是所需的總理論板數(shù)。 李健 化工 070325 甲醇 10 根據(jù)已知條件編寫逐板計算程序，利用 運行 可得如下結果： 計算結果 精餾段理論塔板數(shù)為： 9(塊 ) 提餾段理論塔板數(shù)為： 00(塊 ) 共需理論塔板數(shù)為： 01(塊 ) 由上往下，各塔板上的液相組成： a = 李健 化工 070325 甲醇 11 1 2 5 上往下，各塔板上的氣相組成： b = 1 2 5 作線上的點 平衡線上的點 （ 9 9 1 9 1 0 Y ） （ 1 ( 9 8 2 7 9 1 ( 2 （ 6 9 9 2 Y ） （ 6 9 3 ( 3 ( 0 8 7,4 （ 4 Y ） （ 1 5 0 0 5 ( 8 6 2 0 0 5 ( 6 （ 6 Y ） （ 7 ( 7 ( 6 6 9 0 5 8 李健 化工 070325 甲醇 12 （ 5 3 0 0 5 8 Y ） （ 9 ( 4 3 2 5 9 09 ( 4 3 2 0 5 010 （ 110 Y） （ 2 9 9 5 8 111 ( 211 ( 1 6 5 2 5 212 （ 312 Y） （ 313 ( 413 ( 414 （ 514 Y） （ 0 0 0 0 0 5 圖解法以在 解法簡單步驟： 1) 首先在直角坐標上作出恒壓下的 2) 在 X 、 點，并通過三點做垂 線交對角線于 a、 e、 b 三點。 3) 借助于 出精餾段和提餾段的操作線。 4) 從點 梯級跨過兩段操作線交點 在相平衡線和提餾段操作線之間做梯級，直到梯級達到或跨過 5) 梯級在相平衡線上的頂點數(shù)即為所需要的理論板數(shù)。若塔頂采用分凝器，則分凝器相當于一塊理論版，應從總梯級數(shù)中減去 1；塔底再沸器是否相當于一塊理論板 需要看再沸器的型式，一般情況下可以看做一塊理論板予以扣除。 6) 進料板相當于跨過交點 李健 化工 070325 甲醇 13 讀圖可知：精餾段理論板數(shù) 9塊， 提餾段 理論板數(shù) =6塊 際板層數(shù)的確定 (以逐板計算法為依據(jù) ) 塊精 9N 塊（不包括再沸器）提 塊提精 29 李健 化工 070325 甲醇 14 2精餾塔操作 條件計算 作壓強的選擇 應該根據(jù)處理物料的性質(zhì)，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性原則。對熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對揮發(fā)度增大，利于分離，但壓力減小，導致塔徑增加，要使用抽空設備。對于物性無特殊要求的采用常壓操作。 塔頂壓力 K P 單板壓降 進料板壓力 K P 5P 塔底壓力 K P 5 精餾段平均壓力 K P aP m 提餾段平均壓力 K P aP m 42/) 7( 作溫度的計算 泡點進料： F 通過“ 查得： 進料板溫度 t 塔頂溫度： t 塔底溫度： t 精餾段平均溫度 提餾段 平均溫度 李健 化工 070325 甲醇 15 內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算 度及流量 設甲醇為 a，水為 b 甲醇分子量為： 水的分子量為： kg/ 、精餾段 精 餾段平均溫度 查 表得： a = (按飽和液體計 )， b 3/液相平均分子量： k m o ( 氣相平均分子量： k m o ( 液相密度： 3/22 . 418 氣相密度： 3m /（氣相視為理想氣體） 液相流量 ： / . 4 4 氣相流量： / 2 0 4 03 6 0 0 3 、 提餾段 提餾段平均溫度： 查 aa 李健 化工 070325 甲醇 16 33 / 液相平均分子量： k m o ( 氣相平均分子量： k m o ( 液相密度： 3l /. 3 2 8934M 氣相密度： 3mv /. 8 8 90 （氣相視為理想氣體） 液相流量 ： / 3 2 600 33相流量： / 7 0 03 6 0 0 3 查 化工原理附錄 2 水的物理性質(zhì)及附錄 9有機液體的表面張力共線圖 知： 塔頂液相表面張 力 t , b / (1 進料板液相表面張力 t , 16 7 9 (2 塔底液相表面張力 t ， (3 精餾段平均液相表面張力 m/1 精李健 化工 070325 甲醇 17 提餾段平均液相表面張力 2 提全塔平均液相表面張力 m/1 體平均粘度計算 i塔頂液體粘度 : t , a X m 進料板液體粘度 : t , a 3 3 m 塔釜液體粘度 : t , a 2 8 2 m 精餾段平均液相粘度 1 精提餾段平均液相粘度 2 提全塔 平均液相粘度 1 李健 化工 070325 甲醇 18 3 塔徑的確定 餾段 設 T 2/12/1 ) . 482)(7 9 2 0 0 6 0 2 (/L ）（ LT h 由圖 120 ( 健 化工 070325 甲醇 19 允許有效空塔速度 482(u ( m a x ) 取安全系數(shù)為 u 0.6(s (4D 圓整取塔徑為 際空塔氣速 )/(4 2 即 0 0 7 8 7 9 2 初步核算：霧沫夾帶： 取 ,(A 22 查圖可知 A % f ， 汽汽 . 1k0/(12)(73( 停留時間： 5 . 5 0 0 0 6 0 2 5/)0 5 6 6 H A 自以上兩項核算初步認為塔徑取 設 Lh = 2/12/1 S )0 . 8 8 9/9 3 4 . 3 2 8)(/L ）（ 健 化工 070325 甲醇 20 LT h 由圖 1220C ( 許有效空塔速度 8 8 9/)0 . 8 8 99 3 4 . 3 28(u ( m a x ) u s )D ( 取塔徑為 際空塔氣速 )/(4 2 即 9 6 7 8 7 5 7 初步核算：霧沫夾帶： 取 李健 化工 070325 甲醇 21 ,7 8 (A 22 查圖可知 A % A 液層上部的氣體速度 f ， fT 汽汽 . 1(12)(73( 停留時間： 5 . 5 5 0 0 1 7 5 3 1/)0 5 6 6 H A 自以上兩項核算初步認為塔徑取 精餾段有效高度 0 . 18()1( 1 精提餾段有效高度 . 9 12()1( 2 提從塔頂開始每隔 7塊板開一個人孔，其直徑為 開人孔的兩塊板間距取 所以應多加高 ( 18/7+（ 12/7） =(1)塔頂空間 H = ,共為 2)塔底空間 塔底儲液高度依停留 4李健 化工 070325 甲醇 22 040 0 1 75 3 取塔底液面至最下層塔板之間的距離為 1m，中間開一直徑為 +3)整體塔高 . 8 6 71 精餾塔：已知條 件： T= P= S= m =s 提餾段 ：已知條件： T= P= SV = SL = S = = m =s 流裝置 單溢流又稱直徑流。液體自受液盤橫向流過塔板至溢流堰。此 種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結構簡單，加工方便，在直徑小于 選用單溢流弓形管降液管，不設進口堰 ,采用凹形受液盤。 李健 化工 070325 甲醇 23 餾段： 堰長 餾段 ： 堰長 出口堰高 餾段： 求1)0 060 2 0)( 由圖 12=)/(0 0 2 8 3/2) 0 0 6 0 2 0 0( 2 8 大于 6宜大于 70 李健 化工 070325 甲醇 24 f 可忽略 求 故 ?。?0 . 。 5 6 6 提餾段 ： 求 . 8) 由圖 12=)/(0 0 2 8 3/2) 0 1 7 5 3 0 0( 2 8 f 可忽略 求化工 070325 甲醇 25 前面已假設： 故 ?。?13 0. 113 。 6 3 3 f 精餾段 ： 求液面梯降 )(b 由圖 12 內(nèi)外堰間距離 d 取 ,(A 22 查圖可知 A % f ， 汽汽 . 1k0/(12)(73( 停留時間： 5 . 5 0 0 0 6 0 2 5/)0 5 6 6 H A 李健 化工 070325 甲醇 26 提餾段 ： 求液面梯降 (2/)(b 由圖 12 內(nèi)外堰間距離 d 取 ,7 8 (A 22 查圖可知 A % A 液層上部的氣體速度 f 1 5 8 2 ， 9175. 汽汽 . 1k0/(12)(73( 停留時間： 5 . 5 0 0 1 7 5 3 1/)0 5 6 6 H A 示 降液管底隙高度 低于出口堰高能保證降液管底端有良好的液封，一般不應低于 6 h 也可按下式計算： 李健 化工 070325 甲醇 27 h O 式中 液體通過底隙時的流速， m/s。 根據(jù)經(jīng)驗，一般取 （ m/s。 精餾段： 取 12餾段 ： 取 s，得 26板布置及篩孔數(shù)目與排列 D 800塔板采用分層，查表塔板分為 3塊。 精餾段： 查 表 10取 提餾段 ： 查 表 10取 篩孔計算及其排列 精餾段： 取 3/,4 OO 則 t=12健 化工 070325 甲醇 28 對單溢流型塔 板，開孔區(qū)面積 用下式計算，即 )s 0(2A 1222 查 表 10取 )()2/(x 2/(r m 篩孔按正三角形排列，篩孔數(shù)目 個4 0 4 80 1 4 a 開孔率為 %2 td o 氣體通過閥孔的氣速為 4 9 2 提餾段 ： 取 3/,4 OO 則 t=12單溢流型塔板，開孔區(qū)面積 用下式計算，即 )s 0(2A 1222 查 表 10取 )()2/(x 2/(r m 李健 化工 070325 甲醇 29 篩孔按正三角形排列，篩