化工原理课程设计任务书.docx
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化工原理课程设计任务书
化工原理课程设计报告
-的分离水甲醇的精馏塔的工艺设计》《处理量为
15000T/a
化学工程与工艺专业：
092班化工班级：
邵凤梅姓
名：
号：
20090915223
学
指导教师：
王雪
静
日期：
2012年5月29日
化工原理课程设计任务书
一、设计题目：
处理量为15000T/a的分离水-甲醇的精馏塔的工艺设计
二、已知技术参数和设计要求：
（1）处理量：
15000t/a
（2）操作条件：
①间接蒸汽加热；②塔顶压强：
1.03atm（绝对压强）
③进料热状况：
泡点进料；④单板压降：
75mn液柱
（3）料液组成（质量分数）：
40%
（4）塔顶产品组成（质量分数）：
99%
（5）塔顶易挥发组分回收率：
99%
（6）每年实际生产时间：
7200h；
三、塔板类型：
筛板或浮阀塔板
四、设计内容
（一）设计方案的确定
精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却等设备。
热量又塔釜送入，物料在塔内经过多次部分冷凝和部分气化进行精馏分离，由冷却器和冷凝器的冷却介质将余热带走。
甲醇-水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部向下流的液体混合，逐板溢流，最后流入塔釜。
操作时，塔釜流出来的液体经再沸器部分气化后，液体被取出，作为塔底产品，即为釜残液，气体进入冷凝器被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分被冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。
本设计任务为分离甲醇-水混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
本设计使用的是浮阀塔，浮阀塔有生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压降及液面落差小和抗腐蚀性较高等优点。
甲醇具有腐蚀性，所以浮阀塔适合本
设计的要求。
（二）工艺流程草图
甲醇-水分离工艺流程草图
（3）精馏塔的物料衡算
（1）原料液及塔顶和塔底的摩尔分率
甲醇的摩尔质量M=32.04kg/kmol;水的摩尔质量M=18.02kg/kmol
BA14/32.040x.271.F02.6/32..404180./004.99/320.x0.982d02.01/18.040.99/32.004.01/32.000560.xw0218.0/32.04.99/0.01
W
D+0.0056X87.51X0.27仁0.982X2）原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质
量（18.02=21.92Kg/kmol32.04+（1-0.271）XM=0.271X
fkg/kmol7931.18.02.982320498210..M0
d0056.1.005632.040kg/kmol18.0218.1CM0W15000000=95.04kmol/h
F=原料处理量.21.92X300X2495.04=D+W
总物料衡算WX0.27仁0.982XD+0.005695.04X甲醇物料衡算
W=69.17kmol/hD=25.87kmol/h联立解得
（4）塔板数的确定3
（1）理论板层数的求取Nt①相对挥发度的求取
（1x）yaa，再根据表1由数据可得到不同温度下的挥发度，见表2
x（1y）AAi表y温度/r
xx温度/°Cy
0.72975.31000.000.000.40
0.7790.13496.40.500.0273.1
0.8250.2340.0493.571.20.60
0.8700.060.30491.269.30.70
0.9150.36589.367.60.800.08
0.95866.087.70.100.900.418
0.97965.084.40.150.5170.95
1.0064.5
81.71.00
0.200.579
78.00.30
0665
2表温度C温度//挥发度C
挥发度4.63296.47.58278
4.03575.37.33293.5
3.52591.26.84373.1
3.14389.371.26.610
2.86887.76.46469.3
2.6916.06684.467.6
2.534
5.501
66
81.7■.
4.45所以151512②求最小回流比及操作回流比
xx0.324泡点进料：
fs由q线与平衡线的交点e（x,y）作图可得：
ee4
10.80.60.40.2000.20.40.60.81
图2甲醇-水的y-x相图
在上图中我们可以得到q线与平衡线的交点为e（x，y）=（0.324，0.681）
eexy0.9820.681eD0.843==故最小回流比为Rmin.68132400.xyeR0.843=1.686
R=2=2取操作回流比为min③求精馏塔的气、液相负荷25.87=43.62kmol/hX
L=RD=1.686kmol/h
25.87=69.48（R+1）D=2.686XV=”VVLFL69.481kmol/h
;43.62+95.04=138.661kmol/h
④求操作线方程xR982..68601xxyxD精馏段操作线方程为：
（=+a=+=0.63）+0.366
nnn1n686.6862.21R1R'59551Lw127.x提馏段操作线方程：
（）1.9957-0.0043
b.0056yxxx0m1m...mmw”55176V55176..v⑤采用逐板法求理论板层数xyq
得由xyqy1（）x（11）15
yy（c）将=4.45代入得相平衡方程x
4.45（31）y.45y联立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。
因塔顶为全凝
则982.x0yD1y0.98210.925
由（c）式求得第一块板下降液体组成x,
14.453.45y4.453.450.9821利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为0.949
3660.0.9250.633660.63y0.X12交替使用式（a）和式（C）直到，然后改用提馏
段操作线方程，直到为止，由xxxxFnwn计算结果可知精馏塔的理论塔板数为
=10-仁9（不包括再沸器）；进料板位置5NNft
（2）实际板层数的求取
①液相的平均粘度
根据表1,用内插法求得；用内插法求得；用内插法求得，
Ctt64.6Ct77.6C99.5wdf则塔顶、塔底的平均温度t=（64.6+99.5）/2=82.1
Cm
:
2］卩=0.347=82.1时，查得；卩=0.272粘度的计算在tCsmPas口戸叭叶?
。
则由求出0.193lg（0.272）lg0.807lg（0.347）0.331mm②全塔相对挥发度
由表2可求得全塔的平均相对挥发度a=4.45③全塔效率E和实际塔板数
T0.245）E0.49（计算全塔效率可用奥尔康公式：
TmN5o.245T12所以全板块；实际
板层数11.2N0.4460.331）E0.49（4.45t精E0.446t（五）精馏
塔的塔体工艺尺寸计算）塔径的计算（1kmolkg/29）（M31.7826.71/2.25精馏
段平均摩尔质量：
vmM（30.9921.78）/226.39kg/kmolLmVM76.55129.25avm/ms=0.57
3926.LM40.0513Lm=0.0003668sm/L..s39800.36003600L
0.2[4]LmVL）C（C查取计算，其中由史密斯关联图由式中的C由式CCU
2O2Omax20V，则：
取板间距，板上液层高度图的横坐标为
m0.06hm0.40Hlt393600800L.0.0003668却沁；m0.34Hh0.400.060175.（）（）0
lt0911V.0.573600vsq.233.444同=0.068查史密斯关联图得；
C0.07540.068C2。
200911.800.39
04.u0.07542max091.1s244m/2.041u.u0.6x0.6取安全系数为0.6，则空塔气速为am570.4Vs40.764mD2441u3.14D=1.0m按标准塔径圆整后为
222m0D.7851.0A塔截面积为..t4457.vs0s.u726m/0实际空塔气速为：
785AT0.
（2）精馏塔有效高度的计算有效高度为m4）0.422Z（N-）H（12t精精溢流装置（3）
仁0.65
XL=0.65:
取堰长①Iww按下式计算，近似取出口堰高：
本设计采用平直堰，
堰上液高度hOW2-33105.52.843600=0.0101=h=0.07-0.0101=0.0599=h-hh;
owowwi0.093081000弓形降液管的宽度和横截面②
WAdf0.124.查图得：
.贝U0.0721DAt7
AH0.3560.45tf验算降液管内停留时间：
28.86=
3105.5L1S，。
故降液管可使用。
停留时间
③降液管底隙高度
取降液管底隙的流速u=0.13m/s，则
（4）塔板布置及浮阀数目与排列
本设计塔径D=0.764,采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。
浮阀数目与排列
取阀孔动能因子F0=12,则孔速u为F/（1.1572）?
=11.15每层塔板上浮阀数目为：
N=40.7
取边缘区宽度WC=0.06m破沫区宽度Ws=0.01m
计算塔板上的鼓泡区面积，即:
D2.83WR0.061.355m,其中，
C22D2.83
0.100.964m0.351RWW所以，,sd22.
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm
则排间距：
t'=0.58mm
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用81mm而应小些，故取t=75mm按t=75mm
t'=75mm以等腰三角形叉一;按重新核算孔速及阀孔动能因数288个
排方式作图，排得阀数三-.
阀孔动能因数变化不大，仍在9~13范围内，塔板开孔率u/u=（1.54/11.34）x
100%=13.58%
08
22uv11.341.157201①干板阻力:
因uu故：
=0.048m=5.34h=5.34。
1>°
…一「—C1g2845.599.8211②板上充气液层阻力：
取
虧秽SQ丄-丄厂專、7、县—1
③液体表面张力所造成的阻力
此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为
A-=?
\d-+上一R2
L虫」
9.8=687.8pa845.59h=hg=0.082仲何
（2）淹塔为了防止发生淹塔现
象，要求控制降液管中清液高度
A=2x|0.577x^0.84^-O.W4二
①单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度h=0.082mpi②液体通过液体降液管
的压头损失：
2-31105.5s1=0.000375m=0.153h=0.153
d1hl0.093081.182③板上液层高度
取，已选定,则二一；：
加—11£h“AlH4—1?
11
9
板上液体流经长度：
0.35仁2.128mZ=D-2W=2.83-2di板上液流面积：
0.356=4.23m-2A=4.942A=AfbG,「三..，泛点负荷系数图查物性系
虬=007附则应肌=0022斗0.002£+0.2=0.1勺
数..,x'
1.15722.128+1.369.560.0055845.59-1.1572100%=83.99%泛点率=4.231.00.0103
Ht=0.伽屍a=0.0583^
+=0.5x（045+1.15729.56845.59-1.1572100%=88.19%=泛点率
4.231.00.01030.78物沫夹带能由以上计算可知，应控制泛点率不超过80%
为了避免过量物沫夹带，对于大塔，够满足的要求。
（4）塔板负荷性能
图①物沫夹带线.
据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%+算：
.整理得：
，
Vs
Ls值算出由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个
3L0.01s（m0.002/s）
精馏段3V4.39
/s）
s（m4.79
10
②液泛线rrJPv\、rn
由此确定液泛线，忽略式中hg
泛点率=5fxlCO%
54
泛点率=-
r
1.0
Of=010?
③液相负荷上限作为液体=5sB液体降液管内停留时间，以3-5s液体的最大流
量应保证降液管中停留时间不低于tAF0.450.356amf=l==0.03204在降液管内
停留时间的下限，则Ssmax55④漏液线
■
对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则..I
取E=1.0
11
3110000.00623m-5w10==7.94Ls.$360012.84min作出塔板负荷性能图由以
上1~5（设计点）处在适宜操作区内p由塔板负荷性能图可以看出：
在任务规定的气液负荷下的操作点塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏
液控制；按固定的液气的适中位置，气相负荷下限比，由图可查出塔板的气相负荷上限4、八"八认=4.90/1.67=2.93
所以：
精馏段操作弹性3-5浮阀塔工艺设计计算结符单备项
分块式塔塔板类
1.244m/s空塔气
wmi堰0.65
w堰m0.0596
板上液层高0.07m
0m0.051降液管底隙
288浮阀等腰三角形叉
011.12
m/s同一横排孔心阀孔气
012.11相邻横排中心距浮阀动能因9.780c临界阀孔气m/s
排间m0.065
单板压PaP683.91s液体在降液管内停留时30.16
dm降液管内清液层高0.15
%
66.30泛点率3V/s物沫夹带控制m气相负荷上限4.90（s）max
Ms
气相负荷下限m4.80漏液控制（s）min
操作弹性2.93
12
（七）附属设备设计
（1）冷凝器的选择
有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500-1500kcal/
（m2-h•T）
本设计取L..-■'-
s!
一■
T35T78.17378.173出料液温度：
C（饱和液）；冷却水温度：
C（饱和气）
20逆流操作：
所以
传热面积:
（2）再沸器的选择T饱和水蒸气加热，传热系数取选用120
I—II10099.815料液温度：
LC,热流体温度：
120CC
120所以，逆流操作：
I
换热面积:
13
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