化工原理甲醇-水板式精馏塔设计

一、甲醇－水板式精馏塔设计条件（1）生产能力：3万吨/年，年开工300天（2）进料组成：甲醇含量65%（质量分数）（3）采用间接蒸汽加热并且加热蒸汽压力：0.3MPa（4）进料温度：采用泡点进料（5）塔顶馏出液甲醇含量99%（质量分数）（6）塔底轻组分的浓度≤1%（本设计取0.01）（7）塔顶压强常压（8）单板压降≤0.7Kpa（9）冷却水进口温度25℃(10)填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料二、设计的方案介绍1、工业流程概述工业上粗甲醇精馏的工艺流程，随着粗甲醇合成方法不同而有差异，其精制过程的复杂程度有较大差别，但基本方法是一致的。首先，总是以蒸馏的方法在蒸馏塔的顶部，脱出较甲醇沸点低的轻组分，这时，也可能有部分高沸点的杂质和甲醇形成共沸物，随轻组分一并除去。然后，仍以蒸馏的方法在塔的底部或侧脱除水和重组分，从而获得纯净甲醇组分。其次，根据精甲醇对稳定性或其他特殊指标的要求，采取必要的辅助办法。常规甲醇精制流程可以分为两大部分，第一部分是预精馏部分，另一部分是主精馏部分。预精馏部分除了对粗甲醇进行萃取精馏脱出某些烷烃的作用之外，另外的还可以脱出二甲醚，和其它轻组分有机杂质。其底部的出料被加到主塔的中间入料板上，主塔顶部出粗甲醇，底部出废液，下部侧线出杂醇。2、进料的热状况精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。3、精馏塔加热与冷却介质的确定在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确控制加热温度。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以133.3℃总压是300kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要因地制宜充分考虑。以茂名市地处亚热带为例，夏天室外平均气温28℃。因此，计算选用28℃的冷却水，选择升温10℃，即冷却水的出口温度为38℃。4、塔顶的回流方式对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精熘塔略高的地方，液体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，并且设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。5、精熘塔塔釜的加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。三、精馏塔的物料衡算按精甲醇每年3万吨计算，年工作日为300天。粗甲醇进料组如表2.1，要求：(1)精甲醇的纯度为99.99%(2）甲醇收率98%表3.1粗甲醇进料组成主要成分CH3OHH2OWt%65%35%1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分数甲醇的摩尔质量：M甲醇=32kg/kmol水的摩尔质量：M水=18kg/kmol𝑥F=0.65/520.65/32+0.35/18=0.511𝑥D=0.99/320.99/32+0.01/18=0.982𝑥W=0.01/320.01/32+0.99/18=0.0062.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量为：M𝐹=0.511×32+0.489×18=25.154M𝐷=0.982×32+0.018×18=31.748M𝑊=0.006×32+0.994×18=18.0843.物料衡算原料处理量：qn，F=30000×10324×300×25.154=165.66kmol/h165.66=qn，D+qn，W165.66×0.511=0.982qn，D+0.006qn，W联立方程解得：qn，D=85.71kmol/hqn，W=79.94kmol/h4.平均相对挥发度视甲醇与水为理想物系，故塔的平均挥发度的确定可运用拉乌尔定律，采用试差法计算:x=𝑝−𝑝𝐵°𝑝𝐴°−𝑝𝐵°双组分理想液体相对挥发度的计算：α=𝑝𝐴°𝑝𝐵°式中：---液体温度为T时纯组分A、B的饱和蒸汽压，KPa:---溶液上分组分的平衡压力，设为操作压力---相对挥发度假定温度T，查甲醇、水的饱和蒸汽压表，采用试差法计算出，带入式中，计算出相应的x值。若计算得到的x值与所求混合液组成的x值相等，则假定的T值正确，同时得到相应的值。表3.1甲醇的饱和蒸汽压温度/℃压力/KPa温度/℃压力/KPa3021.7567485215.1993527.8637590254.94694035.3618995300.4834544.49296100352.41695055.52686105411.39665568.76295110478.10876084.53133115553.279165103.194120637.673670125.1458125732.673675150.8157130837.402580180.6671351084.249BAPP，PBAPP，表3.2水的饱和蒸汽压温度/℃压力/KPa温度/℃压力/KPa温度/℃压力/KPa304.2455314.4953324.7578335.0335345.3229355.6267365.9453376.2795386.6298396.9969407.3814417.784428.2054438.6463449.1075459.58984610.0944710.624811.1714911.7455012.3445112.975213.6235314.3035415.0125515.7525616.5225717.3245818.1595919.0286019.9326120.8736221.8516322.8686423.9256525.0226626.1636727.3476828.576温度/℃压力/KPa温度/℃压力/KPa温度/℃压力/KPa6929.8527031.1767132.9727233.9727335.4487436.9787538.5637640.2057741.9057843.6657945.4878047.3738149.3248251.3428353.4288455.5858557.8158660.1198762.4998864.9588967.4969070.1179172.8239275.6149378.4949481.4659584.5299687.6889790.9459894.3019997.759100101.32101104.99102108.77103112.66104116.67105120.79106125.03107129.39108133.88109138.5110143.24111148.12112153.13113158.29114163.29115169.02116174.61117180.34118186.23119192.28120198.48121204.85122211.38123218.09124224.96125232.01计算结果见表3.3表3.3塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度及相对挥发度塔顶产品塔底产品进料液𝑥𝐷=0.982𝑥𝑊=0.006𝑥𝐹=0.511𝑡𝐷=337.70𝐾𝑡𝑊=372.80𝐾𝑡𝐹=359.30𝐾𝛼𝐷=4.12𝛼𝐷=3.48𝛼𝐷=3.70平均相对挥发度的计算:α=√𝛼𝐷𝛼𝑊𝛼𝐹3计算得甲醇和水的平均挥发度：α=3.765.最小回流比及操作回流比精馏塔操作有五种进料状况，此次设计要求采用泡点进料的方式进料。因为设为泡点进料，所以q线方程：𝑥𝑄=𝑥𝐹相平衡方程：y=𝛼𝑥1+(𝛼−1)𝑥𝑥𝑄=𝑥𝐹=0.511,α=3.76解得：y𝑞=3.76×0.251+(3.76−1)×0.25=0.797R𝑚𝑖𝑛=𝑥𝐷−𝑦𝑞𝑦𝑞−𝑥𝑞=0.982−0.7970.797−0.511=0.646设备费用和操作费用之和为最低时对应的回流比为适宜回流比。对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大，每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.8倍。所以取R=1.8𝑅𝑚𝑖𝑛R=1.8×0.646=1.166.求精馏塔的气液相负荷回流流量：𝑞𝑛,𝐿=𝑅𝑞𝑛,𝐷=1.16×85.71=99.42上升蒸汽量：𝑞𝑛,𝑉=(𝑅+1)𝑞𝑛,𝐷=(1.16+1)×85.71=185.13提馏回流量：𝑞𝑛,𝐿‘=𝑞𝑛,𝐷+𝑞𝑛,𝐹=99.42+79.94=179.36提馏上升：𝑞𝑛,𝑉’=𝑞𝑛,𝑉=185.13精馏段的操作方程：y=𝑞𝑛,L𝑞𝑛,𝑉𝑥+𝑞𝑛,D𝑞𝑛,𝑉𝑥𝐷=99.42185.13𝑥+85.71185.13×0.982=0.54𝑥+0.455提馏段的操作方程：y=𝑞𝑛,L‘𝑞𝑛,𝑉’𝑥−𝑞𝑛,W𝑞𝑛,𝑉‘𝑥𝑊=0.97𝑥−0.0037.计算求理论板数塔顶流出液组成及回流液组成均为第一层板的上升蒸汽组成相同，即：𝑦1=𝑥𝐷=0.982由于每层的理论板的气液两相互成平衡，故可以用气液平衡公式求得𝑥1,即：𝑦1=𝛼𝑥11+(𝛼−1)𝑥1解得：𝑥1=0.935由于从下一层板上升的蒸汽组成𝑦2与𝑥1符合精馏段操作线关系，故用精馏段操作线方程可由𝑥1求得𝑦2。即：𝑦2=0.54x+0.455=0.96同理可以求得𝑦2→𝑥2→𝑦3→⋯.→𝑥𝑛−1如此重复，直至𝑥𝑛≤𝑥𝐹此后，改用提馏段操作线方程，𝑥1’=𝑥𝑤即：y=𝑞𝑛,L‘𝑞𝑛,𝑉’𝑥−𝑞𝑛,W𝑞𝑛,𝑉‘𝑥𝑊=0.97𝑥−0.003，求出𝑦2‘同理可得：𝑥2′→𝑦3′→𝑥3′→⋯.→𝑥𝑚′如此重复计算，直至计算到𝑥𝑚′≤𝑥𝑤计算结果见下表：逐板计算法的理论塔板数yy的值xx的值y10.982Xd0.982y20.960182532x20.935523207y30.922159507x30.865110198y40.864902729x40.759079128y50.795198267x50.629996791y60.729337199x60.508031851y70.489790895x70.508031851y80.194284977x80.203386574y90.055458334x90.060266324y100.01191421x100.015375474y110.00010073x110.003196629有上述的计算结果可以得到：进料板为第7块，精馏段塔板数为6块，提馏段塔板数为5块。8.全塔的效率及实际板数计算根据奥康奈尔经验关联式：𝐸𝑇=0.49(𝛼𝜇𝐿)−0.245式中：——全塔效率——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度，mPa∙s由𝑡𝑚=𝑡𝐷+𝑡𝑊2=337.7+372.82=355.25𝐾，查液体粘度共线图得：𝜇𝐴=0.298𝑚𝑃𝑎∙𝑠𝜇𝐵=0.352𝑚𝑃𝑎∙𝑠进料液平均粘度计算式：lg𝜇𝑚=∑𝑥𝑖𝑙𝑔𝜇𝑖lg𝜇𝑚=