甲醇--水

1、前言1．1塔设备的类型塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备。

塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行；还要能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。

因此，蒸馏和吸收操作可在同样的设备中进行。

根据塔内气液接触部件的结构型式，塔设备可分为板式塔与填料塔两大类。

板式塔内沿塔高装有若干层塔板(或称塔盘)，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。

气、液两相在塔内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。

填料塔内装有各种形式的固体填充物，即填料。

液相由塔顶喷淋装置分布于填料层上，靠重力作用沿填料表面流下；气相则在压强差推动下穿过填料的间隙，由塔的一端流向另一端。

气、液在填料的润湿表面上进行接触，其组成沿塔高连续地变化。

目前在工业生产中，当处理量大时多采用板式塔，而当处理量较小时多采用填料塔。

蒸馏操作的规模往往较大，所需塔径常达一米以上，故采用板式塔较多；吸收操作的规模一般较小，故采用填料塔较多。

1．2板式塔的类型与选择板式塔为逐级接触式气液传质设备。

在一个圆筒形的壳体内装有若干层按一定间距放置的水平塔板，塔板上开有很多筛孔，每层塔板靠塔壁处设有降液管。

气液两相在塔板内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。

板式塔的空塔气速很高，因而生产能力较大，塔板效率稳定，造价低，检修、清理方便。

按照塔内气液流动的方式，可将塔板分为错流塔板与逆流塔板两类。

错流塔板：塔内气液两相成错流流动，即流体横向流过塔板，而气体垂直穿过液层，但对整个塔来说，两相基本上成逆流流动。

错流塔板降液管的设置方式及堰高可以控制板上液体流径与液层厚度，以期获得较高的效率。

但是降液管占去一部分塔板面积，影响塔的生产能力；而且，流体横过塔板时要克服各种阻力，因而使板上液层出现位差，此位差称之为液面落差。

液面落差大时，能引起板上气体分布不均，降低分离效率。

错流塔板广泛用于蒸馏、吸收等传质操作中。

逆流塔板亦称穿流板，板间不设降液管，气液两相同时由板上孔道逆向穿流而过。

栅板、淋降筛板等都属于逆流塔板。

这种塔板结构虽简单，板面利用率也高，但需要较高的气速才能维持板上液层，操作范围较小，分离效率也低，工业上应用较少。

错流塔板又可分为一下几种：一、泡罩塔塔板上设有许多供蒸气通过的升气管，其上覆以钟形泡罩，升气管与泡罩之间形成环形通道。

泡罩周边开有很多称为齿缝的长孔，齿缝全部浸在板上液体中形成液封。

操作时，气体沿升气管上升，经升气管与泡罩间的环隙，通过齿缝被分散成许多细小的气泡，气泡穿过液层使之成为泡沫层，以加大两相间的接触面积。

流体由上层塔板降液管流到下层塔板的一侧，横过板上的泡罩后，开始分离所夹带的气泡，再越过溢流堰进入另一侧降液管，在管中气、液进一步分离，分离出的蒸气返回塔板上方究竟，流体流到下层塔板。

一般小塔采用圆形降液管，大塔采用弓形降液管。

泡罩塔已有一百多年历史，但由于结构复杂、生产能力较低、压强降等特点，已较少采用，然而因它有操作稳定、技术比较成熟、对脏物料不敏感等优点，故目前仍有采用。

二、筛板塔筛孔塔板简称筛板，结构特点是在带有降液管的塔板上开有很多均匀的小孔。

液体流程与泡罩塔相同，蒸气通过筛孔将板上液体吹成泡沫。

筛板上没有突起的气液接触元件，因此板上液面落差很小，一般可以忽略不计，只有在塔径较大或液体流量较高时才考虑液面落差的影响。

根据孔径的大小分为小孔径筛板（孔径为3-8mm）和大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。

工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（如分离粘度大，易结焦的物系）。

筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率高。

其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦，粘度大的物料。

尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏夜，使得操作弹性减小，传质效率下降，故过去工业上应用较为谨慎。

近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，祢补了上述不足，故应用日趋广泛。

在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。

三、浮阀塔浮阀塔是50年代开发的一种较好的塔，。

在带有降液管的塔板上开有若干直径较大（标准孔径为39mm）的均布圆孔，孔上覆以可在一定范围内自由活动的浮阀。

浮阀形式很多，常用的有F1型，V－4型，T型浮阀。

操作时，液相流程和前面介绍的泡罩塔一样，气相经阀孔上升顶开阀片、穿过环形缝隙、再以水平方向吹入液层形成泡沫，随着气速的增减，浮阀能在相当宽的范围内稳定操作。

因此目前获得较广泛的应用。

四、喷射型塔板筛板上气体通过筛孔及液层后，夹带着液滴垂直向上流动，并将部分液滴带至上层塔板，这种现象称为雾沫夹带。

雾沫夹带的产生固然可增大气液两相的传质面积，但过量的雾沫夹带造成液相在塔板间返混，进而导致塔板效率严重下降。

在浮阀塔板上，虽然气相从阀片下方以水平方向喷出，但阀与阀间的气流相互撞击，汇成较大的向上气流速度，也造成严重的雾沫夹带现象。

此外，前述各类塔板上存在或低或高的液面落差，引起气体分布不均，不利于提高分离效率。

基于这些缺点，开发出若干种喷射型塔板，在这类塔板上，气体喷出的方向与液体流动的方向一致或相反。

充分利用气体的动能来促进两相间的接触，提高传质效果。

气体不必再通过较深的液层，因而压强降显著减小，且因雾沫夹带量较小，故可采用较大的气速。

2、流程的确定和说明精馏可分为间歇精馏和连续精馏。

根据精馏原理可知，但有精馏塔还不能完成精馏操作，而必须同时有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配有原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

再沸器的作用是提供一定量的上升蒸汽流，冷凝器的作用是提供塔顶液相产品及保证有适意的液相回流，因而使精馏能连续稳定地进行.间歇精馏连续操作流程原料液一次加入塔釜中，而不是连续加入精馏塔中，间歇精馏只有精馏段而没有提馏段，间歇精馏釜液浓度不断地变化，产品组成也逐渐降低。

典型的连续精馏流程如附图1所示。

由图可见，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板逆流，最后流入塔底再沸器中。

在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。

塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。

有时在塔底安装蛇管，以代替图1中的再沸器，塔顶回流液也可借重力作用直接流入塔内而省去回流液泵。

3．工艺计算及设备的结构计算3．1塔的工艺计算3．1．1物料衡算一．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：M A =32.04kg/kmol 水的摩尔质量：M B =18.02kg/kmol0.35/32.040.2320.35/32.040.65/18.02F x ==+ 0.94/32.040.8970.94/32.040.06/18.02Dx==+0.03/32.040.0170.03/32.040.97/18.02W x ==+二．原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量： M F =0.232⨯32.04+0.768⨯18.02=21.27kg/kmol 塔顶产品的平均摩尔质量：M D =0.897⨯32.04+0.1031⨯8.02=30.60kg/kmol 塔底产品的平均摩尔质量：M W =0.0173⨯2.04+0.9831⨯8.02=18.26kg/kmol 三．物料衡算 原料液处理量：191145.2/780021.27k m o l h⨯=⨯710F=总物料衡算：1145.2=D+W甲醇物料衡算：1145.2⨯0.232=0.897⨯D+0.017⨯W 联立解得：D=279.8kmol/h W=865.4kmol/h3．1．2塔板数的确定一．理论板数N T 的确定理论板是指离开这种板的气液两相互成平衡，并且塔板上的液相组成也看作均匀的。

然而由于塔板上气液间接触面积和接触时间的限制，理论板根本不存在，它仅是衡量实际板分离效率的依据和标准。

确定理论板数常用的方法有逐板计算法和图解法等。

逐板计算法是依据平衡方程和操作线方程，通过计算得出理论板的个数。

而图解法则是用平衡曲线代替了平衡方程和操作线方程，通过作图得出理论板数。

由于甲醇—水系统比较容易分离，故选用图解法简便的确定理论板数。

（1）进料热状态参数q 值的确定根据t-x-y 图查得X F =0.232的温度t 泡=80.3℃2080.350.152m t +==℃查得该温度下甲醇和水的比热和汽化潜热如下：则PC =2.68180⨯0.232+4.17460⨯0.768=3.828kJ/(kg C ︒) r 汽=969.14⨯0.232+2374.5⨯0.768=2048.5kJ/(kg C ︒)()()r 3.82880.3202048.51.112712048.5r P C t t q-+⨯-+===>进泡汽汽（2）最小回流比及操作回流比R采用作图法求最小回流比。

在x-y 图中、自点e(0.232,0.232)作进料线方程11F x q y x q q =---=9.873x-2.0586 该线与平衡线交点坐标为x q =0.27 y q =0.66 故最小回流比为 m in0.8970.660.60770.660.27D q q qx y Ry x --===--取操作回流比 R=1.4R min =1.4⨯0.6077=0.8508（3）图接解法求理论板数N T 精馏段操作线方程：10.45970.484711D R y x x x R R =-=+++图接解法求N T 步骤：①在x-y 图上作出平衡进线和对角线②过点a(0.897,0.897)作斜率为0.4597的精馏段操作线③过点e(0.232,0.232)作斜率为9.873的进料线，并与精馏段操作线交于d 点④连接点c(0.017,0.017)和d 得到了提留段操作线 ⑤从a 点开始在平衡线和操作线之间话梯级 求得N T =10 (包括塔釜) 自塔顶往下第6块为进料板。

（4）全塔效率在t-x-y 图查得t D =61.5C ︒ t W =95.6C ︒ 全塔平均温度 61.595.678.5522D Wt t C++===︒t查得该温度下甲醇和水的粘度为：Aμ=0.2814mPas Bμ=0.3637mPaslg mμ=0.232lg0.2814+0.768lg0.3637=-0.4651E T =0.17-0.616lg mμ=0.17+0.616⨯0.4651=0.4565二．实际板数的确定精馏段实际板数 5N110.4565=≈精块提留段实际板数 ()41N 110.4565-=≈提块（包括塔釜）3．1．3塔的工艺条件和有关物性数据计算三．操作压强塔顶压强 P D =3+101.3=104.3kpa进料板压强 P F = P D +N 精⨯0.7=104.3+11⨯0.7=112kpa 精馏段的平均操作压强 ()104.3112108.1522D Fm P P P k p a++===精二．平均温度（1） 用试差法求塔顶温度 t D ,甲醇A ，水B 假设070125.2,31.157DA aB at P K P P K P ===℃，y 1=X D =0.897查x-y 图得 x 1=94.5﹪11(1)120D A B aP P X P X K P =+-=假设66D t =℃查得aB a A KP P KP P 144.26,0336.1090==aB A D KP X P XP P 5.104)1(101=-+=所以℃66=Dt（2） 用试差法求加料板温度t F 加料组成 0.247F x =假设083203.56,53.408FA aB at P K P P K P ===℃，(1)90.5F A F B F aP P x P x K P =+-=假设089248.5,67.47FA aB at P K P P K P ===℃，11(1)112.2F A B aP P X P X K P =+-=精馏段平均温度()668977.522D Fm t t t C++===︒精三．平均分子量在x-y 图中读得d 点坐标 Fx =0.26 Fy =0.61 则进料处气相平均分子量 v m FM=32.04⨯0.61+18.02⨯(1-0.61)=26.57进料处液相平均分子量L m FM=32.04*0.26+18.02(⨯1-0.26)=21.7塔顶第一块板的组成为1Dyx ==0.897查得1x =0.9452则塔顶气相平均分子量 v m DM =32.04⨯0.897+18.02⨯(1-0.897)=30.6 塔顶液相平均分子量 L m DM =32.04⨯0.945+18.02(⨯1-0.945)=31.3精馏段气相平均分子量(26.5730.628.622v m Fv m Dv m M M M ++===精） 精馏段液相平均分子量(21.731.326.522L m F L m DL m MM M ++===精）四．平均密度查得进料板温度t F =89C ︒时 Aρ=726.2kg/m 3 Bρ=966 kg/m 3 则()0.23232.040.3510.23232.040.76818.02F AA L F F AF Ax Ma x Mx M⋅⨯===+-⨯+⨯B L Fa =1-0.35=0.65 则10.350.65726.2966L m Fρ=+ 解得 L m Fρ=866kg/m 3用试差法求得 t D =66C ︒时 A ρ=754.08kg/m 3B ρ=979.96 kg/m 3()0.94532.040.9680.94532.0410.94518.02A L D a ⨯==⨯+-⨯ B L Da=1-0.968=0.032则10.9680.032754.08979.96L m Dρ=+解得 L m Dρ=759.7kg/m 3 ()759.7866812.8522L m D L m FL mρρρ++∴===精kg/m 3()()()()108.8526.50.988.314273.1577.5mL m V m MR TρP ⨯===⨯+精精精kg/m 3五．表面张力查得Dt =66C ︒时 A L Dσ=16.64mN/m B L Dσ=65.44mN/mL m Dσ=0.897*16.64+0.103*65.44=21.67 mN/m查得Ft =89 C ︒时 A L Fσ=14.02 mN/m B L Fσ=60.9 mN/m 则L m Fσ=0.232*14.02+0.768*60.9=50.02 mN/m精馏段表面张力L m ()50.02+21.67= ==35.8522L m FL m Dσσσ+精mN/m六．液体粘度查得Dt =66 C ︒时 A L Dμ=0.3218mPas B L Dμ=0.4312 mPas 则L m Dμ=0.897*0.3218+0.103⨯0.4312=0.3331 mPas查得Ft =89 C ︒时 A L Fμ=0.2527 mPas B L Fμ= 0.3205mPas 则L m Fμ=0.232⨯0.2527+0.768⨯0.3205=0.3048 mPas精馏段液体粘度L m F L m DL m ()2μμμ+=精=0.319 mPas七．气液相负荷计算L=R ⨯D=0.8508⨯279.8=238.1kmol/h-43S 238.126.5L ==25.6410m /s3600812.85⨯⨯⨯V=L+D=(1+R)D=1.8508⨯279.8=382.56kmol/h 3S517.928.6==4.2m /s36000.98V ⨯⨯3．2塔的工艺尺寸计算3．2．1塔径求塔径需先求出空塔气速u u=安全系数⨯u maxm a xu=C 式中C 可由史密斯关联图查出。