甲醇-水精馏塔装置设计.doc

1、化工原理课程设计报告目录概述.5 1、设计依据.5 2、设计来源.5 3、设计任务及要求.5设计方案的确定.61、 设计方案简介.62、 工艺流程简介.63、 塔型选择.64、 操作条件的确定.7（1） 操作压力. 7（2） 泡点进料的优点7（3） 热循环7工艺计算及主体设备设计.8 （一）物料衡算 .81、 基础数据.82、 质量分数转换为摩尔分数 .10（1） 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率10（2） 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.11（3） 物料衡算.11 （二）理论塔板数NT的确定.121、 最小回流比的确定.122、 精馏塔气液相负荷.133、 操作线方程.134、 逐板计

2、算法求理论塔板数.135、 实际塔板数.14 （三）塔内物质物性计算.141、 操作压力的计算.142、 操作温度的计算.143、 平均摩尔质量的计算.154、 平均密度的计算.165、 液相表面张力的计算.186、 液相平均粘度的计算.19 精馏塔的主体尺寸计算.20（一）塔径的计算20（二）精馏塔有效高度的计算21（三）塔板主要工艺尺寸的计算22 1、溢流装置的计算.22 （1）堰长.23（2）溢流堰高度23（3）弓形降液管高度和截面积.24（4）降液管底隙高度.24 2、塔板布置.25（1）塔板的分布25（2）边缘区宽度的确定.25（3）开孔面积的计算.25（4）筛孔计算及排列.25（四

3、） 筛板的流体力学验算.261、塔板阻力.26（1）干板阻力的计算27（2）气体通过液层的阻力计算27（3）液体表面张力的阻力计算27 2、液面落差273、雾沫夹带284、漏液295、液泛29（五）塔板负荷性能图.301、液漏线.302、液沫夹带线.303、液相负荷下限线.314、液相负荷上限线.325、液泛线.32（六）筛孔数据一览表.34热量衡算.351、 塔顶换热器的热量衡算362、 塔底的热量37（1） 再沸器所需热量.37（2） 热交换器内的热交换.38（3） 减压阀.383、 热泵的选型.404、 塔底料液和热蒸汽预热进料.405、 水蒸汽加热进料.41 辅助设备的计算及选型.42

4、（一） 塔径的选择.421、 加料管的管径.422、 塔顶蒸气的管径.433、 回流管管径.434、 料液排出管管径.44（二） 泵的选型.441、 原料进入精馏塔时泵的选型.442、 塔顶液体回流所用泵的选型.45（三） 储槽的选择451、 原料储槽452、 塔底产品储槽463、 塔顶产品储槽46费用的计算.47（一） 设备费用的计算.471、 换热器费用的计算472、 精馏塔的费用计算483、 泵的费用494、 储槽费用.49（1） 进料储槽.49（2） 塔底产品储槽.49（3） 塔顶产品储槽.49（4） 总费用.495、 输送管道费用50（1） 进料处.50（2） 塔顶蒸气管.50（3）

5、 回流管.50（4） 塔底料液排出管.50（5） 总费用.506、 分液槽费用517、 总费用51（二） 操作费用的计算511、 热蒸汽的费用512、 冷却水的费用513、 泵所用的电费.51.（1） 热泵所用的电费51（2） 离心泵所用的电费524、 总费用.52（三） 总费用52参考文献.52主要符号说明.53设计总结.55一 概述塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1、 设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。2、技术来源目前

6、，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。3、设计任务及要求在一常压操作的连续精馏塔内分离甲醇水混合物。原料：甲醇水溶液 1t/h 甲醇含量 47.6%(质量分数)，设计要求：塔顶甲醇的含量不小于98%(质量分数) 塔底甲醇的含量不大于2%(质量分数) 操作压力： 4kPa（塔顶表压） 进料热状况： 泡点（q=1） 回流比： 自选 单板压降： =0.7kPa 全塔效率： ET=52%二 设计方案的确定1.设计方案简介此次课程设计的任务是分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用

7、泡点进料，将原料液通过换热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽通过相关设备升温，引致塔底液化、降温放热，并利用此部分热量使水再沸。塔顶产品冷凝至塔顶温度后按照计算所得量部分回流，其余部分送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用。2、工艺流程简介本设计采用直接压缩式热泵回收塔顶蒸气热量，用于塔底釜液的再沸用热。若热泵无法提供足够的热量，则可以先用热蒸汽加热使甲醇蒸气升高适当温度后，再用热泵进行升温，以此来满足塔底再沸需要的热量。甲醇蒸气经过再沸器后再经过减压阀作用后降至塔顶温度，一部分回流，

8、其余的为塔顶产品，冷却后输入到储液槽；塔底产品预热进料液后输入储液槽。（工艺流程见图）3、塔型选择塔的类型选择板式塔，板式塔的主要构件有塔体，塔板及气液进、出口等塔板的选择。根据生产任务，若按年工作日360天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10000kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率， 塔板选择塔板。浮阀塔板结构简单，即在塔板上开若干个孔，在每个孔的上方装上可以上下浮动的阀片，操作时，浮阀可随上升气量的变化自动调节开度，当气量较小时，阀片的开度亦较小，从而可使气体能以足够的气速通过环隙，避免过多的漏液，当气量较大时，阀片

9、浮起，开度增大，使气速不致过高。浮阀塔板的优点是生产能力大，操作弹性大，气液接触状态良好，塔板结构简单，安装容易，压强小，塔板效率高，液面梯度小，使用周期长等。4、 操作条件的确定 （1）操作压力其中塔顶压力： P（顶）=101.3+4=105.3kPa进料口的压力： P(进)=105.3+0.7*N(精)塔底压力: P(釜)=105.3+0.7*Ne（2） 泡点进料得优点虽然进料方式有多种，但是泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点

10、进料（3） 热循环精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，所以塔顶蒸汽和塔底残液放出的热量利用要合理，这些热量的利用，要考虑这些热量的特点，此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以节能。通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用，这是在正常情况下。塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，若在冷凝器和再沸器之间加一个热泵，把塔顶中的产品加压，加到与再沸器一样的压强，这就可以，利用甲醇的冷凝热用在再沸器中。另外，还可以将热量加料出。三 工艺计算及主体设备设计(一) 物料衡算1、基础数据（6）甲醇-水的等压曲线1汽相 2液相图4-1 甲醇-水的等压曲线2、质量分数转换成摩尔分数（1）原料液

11、及塔顶、塔底产品的摩尔分率由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。甲醇的摩尔质量 M甲醇=32.04kg/mol水的摩尔质量 M水=18.02kg/mol 表1 甲醇和水的物理性质项目相对分子质量Mr沸点/临界温度 t/临界压强P/kPa甲醇32.0464.7288.56833.4水18.02100318.574107.7原料液的摩尔组成: （2）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：塔顶的平均摩尔质量： 塔底的平均摩尔质量（3）物料衡算 原料处理量 F=10000/22.605=442.38kmol/h 总物料衡算 F=D+W=442

12、.38kmol/h 甲醇的物料衡算 32.04*0.463=0.921D+0.007W联立解得 D=kmol/h W=kmol/h由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点。（二）理论塔板数NT的确定甲醇水属理想体系，可采用逐板计算求理论板数。1、最小回流比的确定/由课本查得甲醇水体系的相对挥发度=2.465（详见化学工程基础 主编 林爱光 清华大学出版社 141页）采用泡点进料: 则有气液平衡方程求得 故最小回流比为由成本计算可取最佳操作回流比R=1.1Rmin=1.502进行计算（详见附录二）2、精馏塔的气、液相负荷 L=RD= 31.09*1.502=46.697kmol/h V=(R+1

13、)D=（1.502+1）*31.09=77.787kmol/h L=L+F=46.697+58.48=105.177kmol/h V=V=77.787kmol/h 3、操作线方程 精馏段操作线方程为:提馏段操作线方程为: 汽液平衡方程 4、逐板计算法求理论塔板数（详见附录一） 总理论板层数NT=19（不包括塔釜） 进料板位置 Nf=125、实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N精=11/0.52=21.1522 提馏段实际层数 N提=8/0.52=15.3816总实际板层数 NP=N精+N提=38（三）塔内物质物性计算1、操作压力的计算塔顶操作压力每层板的压降 P=0.7kpa进料板压力 塔底

14、压力 精馏段平均压力 Pm=（105.325+120.725）/2=113.025kpa提馏段平均压力 Pw=（120.725+131.925）/2=126.325kpa2、操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算会泡点温度，其中甲醇水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程如下： 式中 t-物系温度，P0-饱和蒸汽压，KPaA.B.C-Antoine常数，则塔顶压力 试差得:塔顶温度 ： 同理可得：进料温度 ： 塔底温度 ：精馏段平均温度 tm=（81.74+99.01）/2=90.375提馏段平均温度 tm=（99.01+119.07）/2=109.043、平均摩尔质量的计算（1

15、）塔顶平均摩尔质量计算由XD=Y1=0.9830 由平衡曲线得：X1=0.9591Mvdm=0.9830*78.11+(1-0.9830)*92.13=78.35kg/kmolMldm=0.9591*78.11+(1-0.9591)*92.13=78.68 kg/kmol（2）进料板平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yf=0.6837 xf=0.4672Mvfm=0.6837*78.11+(1-0.6837)*92.13=82.54kg/kmolMlfm=0.4672*78.11+(1-0.4672)*92.13=85.58kg/kmol（3）塔底平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yw=0.024

16、1 xw=0.0099Mvwm=0.0241*78.11+(1-0.0241) *92.13=91.79kg/kmolMlwm=0.0099*78.11+(1-0.0099)*92.13=91.99 kg/kmol（4）精馏段平均摩尔质量：Mvm=(78.35+82.54)/2=80.45kg/kmolMlm=(78.68+85.58)/2=82.13kg/kmol（5）提馏段平均摩尔质量：Mvm=(82.54+91.79)/2=87.17kg/kmolMlm=(85.58+91.99)/2=88.79 kg/kmol4、平均密度的计算（1） 气相平均密度的计算有理想气体状态方程计算，即精馏段

17、；vm= = =3.01kg/提馏段；vm =3.465kg/（2）液相平均密度方程计算液相平均密度依下式计算，即1/lm=i/i（液体混合物中i组分的质量分数）塔顶液相平均密度的计算：由Td=81.74，查手册得A=813.07kg/ B=808.29 kg/ A=0.98（见设计任务）ldm=812.97 kg/ 进料液相平均密度的计算 由Tf=99.01，查手册得 A=793.63kg/ B=791.28kg/ A=0.432lfm= =792.29 kg/塔底液相平均密度的计算由Tw=119.07，查手册得 A=769.96kg/ B=771.77kg/ A=0.02lfm= =771

18、.73kg/ 精馏段的平均密度 lm=（812.97+792.29）/2=802.63 kg/ 提馏段的平均密度 lm=（792.29+771.73）/2=782.01kg/5、 液相平均表面张力的计算（1）液相平均表面张力依下式计算lm=xii（xi为液体混合物中i组分的摩尔分数）（2）塔顶平均液相表面张力的计算 由Td=81.74，查手册得 =21.06mN/m =21.50mN/m ldm=0.983+（1-0.983） =0.983*21.06+（1-0.983）*21.50=21.07 mN/m （3）进料平均液相表面张力的计算 由Tf=99.01，查手册得 =18.97mN/m =

19、20.00N/m lfm=0.4729+（1-0.4729） =0.4729*18.97+（1-0.4729）*20.00=19.51 mN/m（4）塔底平均液相表面张力的计算由Tw=119.07，查手册得 =16.60mN/m =17.41mN/m lwm=0.0235+(1-0.0235) =0.0235*16.60+(1-0.0235)*17.41=17.39mN/m（5）精馏段平均液相表面张力lm=（21.07+19.51）/2=20.29mN/m提馏段平均液相表面张力lm=（19.51+17.39）/2=18.45 mN/m6 液相平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即Lglm=x

20、ilgi（xi为液体混合物中i组分的摩尔分数）塔顶液相平均粘度的计算 由Td=81.74，查手册得 =0.303mPas =0.307 mPas lgldm=0.983lg+（1-0.983）lg =0.983*lg0.303+（1-0.983）*lg0.307ldm=0.303 mPas 进料液相平均粘度的计算 由Tf=99.01，查手册得=0.257mPas =0.266mPas lglfm=0.4729lg+(1-0.4729)lg =0.4729*lg0.257+(1-0.4729)*lg0.266lfm=0.262mPas 塔底液相平均粘度的计算由Tw=119.07，查手册得 =0.

21、217mPas =0.230 mPas lglwm=0.0235lg+(1-0.0235)lg =0.0235*lg0.217+(1-0.0235)*lg0.230lwm=0.230mPas 精馏段液相平均粘度lm =（0.303+0.262）/2=0.2825mPas 提馏段液相平均粘度lm =（0.262+0.230）/2=0.2460 mPas 四 精馏塔的主体尺寸计算（一）塔径的计算精馏段气液相体积流率为Vs=0.5775/sLs=1.3273*/s取板间距Ht=0.40m，板上液层高度hl=0.06m 则：Ht-hl=0.40-0.06=0.34m0.0375查史密斯关联图 C20=

22、0.070（化学工程基础 267页）C=C20=0.070=0.0702max=C0.070=1.141m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 =0.7max=0.7*1.141=0.7987 m/sD= =0.9597m按标准塔经圆整后为 D=1.0m塔截面积为：AT=实际空塔气速为=05775/0.785=0.7357m/s（二）精馏塔有效高度的计算为方便浮阀塔的检修，塔壁上应开设若干人孔。开设人孔的位置为；塔顶空间、塔底空间各开一个，其它人孔的位置则根据下列原则确定：物料清洁，不需要经常清洗时，每隔68块塔板设一个人孔；物料脏污，需经常清洗时，则每隔34块塔板设置一个人孔。以塔顶为基准向

23、下开孔。设计时定为每7块板开一孔，则：孔数S=塔板/7=38/75（塔顶塔底均有人孔，可减少侧壁人孔数）在进料板上方开一人孔，其高度为1.4m实际塔高可按公式计算：H=Hd+(N-2-S)*HT+Hb+Hf+S*HTH=(38-2-5)*0. 4+0.6*5+1.4+1.5+1.5=19.8m;式中：H塔高(不包括上封头和裙座高)，m；Hd塔顶空间高，取1.5mHb塔底空间高，取1.5mHT板间距，取0.4mN实际塔板效(不包括加热釜)；Hf进料孔处板间距，取1.4m;S手孔或人孔效(不包括塔顶、塔底空间所开入孔);HT开设手孔、人孔处板间距，取0.6m。其中，Hd一般取1.21.5m，不宜太

24、小，目的是有利于液滴的自由沉降，减少出场汽体中液摘的夹带量。塔底空间Hb具有中间贮槽作用，一般釜液最好能在塔底有1015min的停留时间。因此，Hb可按残液量和塔径进行计算也可取经验值。常取Hb1.32m。进料孔处板间距兑决定于进科孔的结构型式及进料状况。为减少液沫夹带，Hf要比HT大，常取Hf1.21. 4m。开设手孔、人孔处塔板间距HT，视手孔、人孔大小而定，一般取HT600mm.（三）塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长Lw取 Lw=0.66D=0.66*1.0=0.66m（2）溢流堰高度hw由 hw

25、=hl-how选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即how=E =7.2398Lw/D=0.66根据以上两个数据查上图得：E1.0, 则how=*1* =0.0107m取板上清液层高度 hl=0.06m故 hw=0.06-0.0107=0.0493m（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 lw/D=0.594/0.9=0.66查上图(来自化工原理实验课程设计 贾绍义 柴诚敬 112页图21)，得Af/At=0.0722 Wd/D=0.124故 Af=0.0722At=0.0722*0.785=0.05668Wd=0.124D=0.124*1.0=0.124m验算液体在降液管中停留时间，即

26、=3600AfHt/Lh= =17.08s5s故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度hoho= 取 u=0.08m/s则 ho= =0.02514mhw-ho=0.0493-0.02514=0.0242m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm2 、塔板布置（1）塔板的分布因D800mm，故塔板采用分块式。查表（查化工原理课程设计贾绍义p118表53）得，塔板分为3块。（2）边缘区宽度确定取Ws=Ws=0.065m，Wc=0.035m（3）开孔区面积计算开孔区Aa按下式计算，即Aa=2（x+）其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.50-(0.124+0.065)

27、=0.311m r=D/2-Wc=0.50-0.035=0.465m故 Aa=2*（0.273）=0.532（4）筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，可选用=3.0mm碳钢板，取筛孔直径do=5.0mm。筛孔按正三角形排列，取孔中间距t为 t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm筛孔数目n为： n= =2731个开孔率为： =0.907=0.907=10.1%气体通过阀空的气速为A0=Aa=0.101*0.532=0.0537m2=10.745m/S（四）筛板的流体力学验算1、塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力下式计算，即=由/=5/3=1.67查图得，=0.772故 = =0.0404

28、m液柱（注： v=（vm（精）+vm（提）/2=3.238kg/m3l=（lm（精）+lm（提）/2=792.325kg/m3）（2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由式计算，即m/s查上图（化工原理课程设计 贾绍义 115页图511）得=0.60故 h1=（hw+how）=0.60*（0.0493+0.0107）=0.036 m液柱（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式计算，即=0.00199m液柱（注：L= （lm（精）+lm（提）/2=19.37mN/m）气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即=0.0404+0.036+0.00199=0.07839

29、m液柱则体通过每层塔板的压降为=609.30pa稳定系数为 K=/=10.745/5.676=1.893因K的适宜范围为1.52.0，故在本设计中无明显漏液。5、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即甲醇水物系属一般物系，取=0.5，则=0.5（0.40+0.0493）=0.225m而 板上不设进口堰，可有下式计算，即=0.07839+0.06+0.001=0.1394m液柱0.226m故在本设计中不会发生液泛现象。（五）塔板负荷性能图1、液漏线 由 得: 整理得 在操作范围内，任取几个 值，以上式计算出 值，计算结果列于下表： m3/s0.00060.00150.0030

30、0.0045s m3/s0.296680.305940.31740.32677由上表数据即可作出液漏线1.2、液沫夹带线 以 为限，求关系如下:由 0.0493 故 则： 整理得： 在操作范围内，任取几个LS的值，以上式计算出VS的值，计算结果列于下表： m3/s0.00060.00150.00300.0045s m3/s1.17961.12031.04410.9802由上表数据即可作出液沫夹带线2.3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 作为最小液体负荷标准砖。由式5-7得： 取E=1,则 据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线3.4、液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留

31、时间的下限，由式59得据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线4.5、液泛线 令 由 ； ；联立得：忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得 式中 =0.5*0.4+(0.5-0.60-1)*0.0493=0.1458 ； =2.84*10-3*1.0*(1+0.60)*(3600/0.66)2/3=1.412将有关数据代入整理得： 在操作范围内，任取几个 值，以上式计算出 值，计算结果列于下表：LS m3/s0.00060.00150.00300.0045VS m3/s1.0581.0210.95960.891由上表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板德尔操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图差得 故 操作弹性为 （六）筛板数据一览表：项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmKpa112.3128.75各段平均温度tm89.385109.185平均流量气相Vsm3/s0.423液相Lsm3/s0.00085