精馏塔设计甲醇水.docx
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精馏塔设计甲醇水
大连民族学院
化工原理课程设计
甲醇—水二元物料板式精馏塔设计
2012年6月
摘要3
绪论4
1、设计方案4
一、精馏塔的物料衡算5
1、原料液及塔顶，塔釜产品的平均摩尔质量5
2、全塔物料衡算5
二、塔板数的确定5
1、相平衡方程的计算：
5
2、精馏塔气液相负荷6
3、操作线方程的确定6
4、精馏塔理论塔板数及理论加料位置6
5、全塔效率的计算7
三、精馏塔的工艺条件及有关物料数据的计算8
1、操作压强P的计算：
8
2、操作温度T的计算：
9
3、平均摩尔质量计算9
4、平均密度的计算10
5、液体表面张力的计算10
四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算11
1、精馏段的气液体积流率及塔径11
2、提馏段的气液体积流率及塔径12
五、塔板主要工艺尺寸的计算12
1、塔有效高度的计算：
12
2、装置计算13
3、塔板布置13
（1）边缘区宽度确定13
六、塔板的流体力学验算14
1、塔板压降14
2、淹塔验算15
七、塔板负荷性能图15
1、雾沫夹带线15
2、液泛线15
3、液相负荷下限线16
八、对设计过程的评述和讨论17
参考文献17
摘要
利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能
驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气
相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。
该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制
原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔釜提供气相回流。
气、液相回流是精馏重要特点。
在精馏段，气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。
在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔釜获得重组分的产品，
精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程
提供了传质的必要条件。
提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始
终能保证一定的传质推动力。
所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分
产品，而在塔釜获得高纯度的重组分产品。
通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算一物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结
构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是
合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
本设计是以甲醇一水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离甲醇和水。
筛板塔是化工生产中主要
的气液传质设备，此设计针对二元物系甲醇一水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。
绪论
1、设计方案
本设计任务为分离甲醇和水的混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，因为其具有生
产能力大，产品质量稳定等优点。
甲醇-水混合液以汽液混合物状态（q=1）送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采
用全凝器冷凝，一部分入塔回流，一部分采出，塔釜采用再沸器供热（附简单流程图）。
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1.2倍。
2、设计思路
甲醇-水二元物料板式精馏塔设计
、精馏塔的物料衡算
1原料液及塔顶，塔釜产品的平均摩尔质量
甲醇的摩尔质量：
Ma=32kg/kmol
水的摩尔质量：
Mb=18kg/kmol
原料的摩尔分率：
xF0.46/320.323944
0.46/320.54/18
塔顶摩尔分率：
xD0.997/320.994679
0.997/32+0.003/18
塔釜摩尔分率：
xW0.002819
0.005/32+0.995/18
进料的平均摩尔质量：
M尸=0.32394432（1-0.323944）18=22.53521kg/koml
塔顶的平均摩尔质量：
MD=0.99467932（1-0.994679）18=31.92551kg/koml
塔釜的平均摩尔质量：
Mw=0.00281932（1-0.002819）18=18.03946kg/koml
2、全塔物料衡算
D=1.8107“31.92551亠（24300）=78.30729kmol/h
W二F-D=241.8681-78.30729=163.5608kmol/h
二、塔板数的确定
1相平衡方程的计算：
由《化工原理书》①可查得如下数据:
表1甲醇一水气液平衡数据
温度/C
100
96.4
93.5
91.2
89.3
87.7
84.4
81.7
x
0
0.02
0.04
0.06
0.08
0.1
0.15
0.2
y
0
0.134
0.23
0.304
0.365
0.418
0.517
0.579
温度/c
78
75.3
73.1
71.2
69.3
67.6
66
64.5
x
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
0.9
1
y
0.665
0.729
0.779
0.825
0.87
0.915
0.958
1
经以上数据拟合，可得相平衡曲线图如下:
0.9
0.8
0.7
0.6
0.5
0.4
0.3
0.2
0.1
0
图1甲醇一气液平衡曲线图
拟合得曲线方程：
y=-23.655x681.329x5-111.02x477.091x^29.127x26.3689x0.0096
因为泡点进料，所以
q=1,xq=xF=0.323944
65432
yq=-23.655xq81.329xq-111.02xq77.091xq-29.127%6.3689xq0.0096=0.677069
故最小回流比为：
R
「：
0黑一0.蠶皿9424
通常操作回流比为最小回流比的1.1〜2.0倍即R（1.1-2.0）Rmin，这里取2.
操作回流比为：
^2Rmin-20.880488=1.798847
2、精馏塔气液相负荷
L=RD=1.798847X78.30729=140.8628kmol/h
精馏段：
V=（R+1）D=（1.798847+1）^78.30729=219.1701kmol/h屮賦讹L‘=L+qF=140.8628+241.8681=382.731kmol/h
提馏段：
M
V=V-（1-q）F=219.1701kmol/h
3、操作线方程的确定
精馏段操作线方程：
L±D140.8628丄78.30729
yn1XnXdXn0.994679
VV219.1701219.1701
=0.64271xn0.355389
提馏段操作线方程：
L'W382.731163.5608
ym1「Xm-xwXm0.002819
VV219.1701219.1701
=1.746273x^0.002103
4、精馏塔理论塔板数及理论加料位置
因为塔顶为全凝器，所以y^i=xD=0.994679
第一块板下降液体组成：
65432
%=-23.655x,81.329x,5-111.02x1477.091x1-29.127x126.3689x10.0096
利用规划求解计算得出：
X[=0.983182
利用精馏段操作线计算第二块板上升蒸汽组成为：
y2=0.64271^0.355389=0.642710.9831820.355389=0.98729
交替使用精馏段操作线方程和相平衡方程直到Xn_Xf,然后改用提馏段操作线方程，直到Xn_Xw为止,
计算结果见表：
表2
板号
1
2
3
4
5
6
7
y
0.994679
0.98729
0.970505
0.946175
0.916524
0.879574
0.824896
X
0.983182
0.957067
0.919211
0.873076
0.815586
0.730512
0.589876
板号
8
9
10
11
12
13
y
0.734508
0.62318
0.429912
0.180137
0.053666
0.012467
X
0.41666
0.246485
0.103279
0.030769
0.007148
0.000451
X9=
0.246485：
：
xF
X13-
0.000451：
：
xW
精馏塔内理论板数：
Nt=13-1=12块，其中精馏段八块，第九块为进料板，提馏段为四块板。
理论板数图解法示意如下：
塔板线
气液平衡曲线
塔釜线
对角线
一一塔顶线
精馏段线
提馏段线
q（进料）线
图2理论塔板数图解法示意图
5、全塔效率的计算
当精馏塔的理论板数Nt确定之后，就可以根据体系的特点、操作条件及塔板的性能，确定与Nt块理论
板具有相同分离能力的实际板数NP:
NP=Nt/Et
Et根据OConnell公式：
ET=0.49（aAm严245计算。
由以上公式可知需计算相对挥发度a和进料组成下液体粘度L。
5.1进料组成下液体粘度L的计算
由甲醇一水气液平衡数据：
表3
温度
81.7
/C
100
96.4
93.5
91.2
89.3
87.7
84.4
x
0
0.02
0.04
0.06
0.08
0.1
0.15
0.2
y
0
0.134
0.23
0.304
0.365
0.418
0.517
0.579
温度
78
75.3
73.1
71.2
69.3
67.6
66
64.5
/C
x
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
0.9
1
y
0.665
0.729
0.779
0.825
0.87
0.915
0.958
1
tF=77.451
用线性回归可计算出tD=64.599°C
tW=99.278C
tn+tw64599+99278
则塔顶、塔釜的平均温度tm二竺也二64.59999.278=81.939C
22
在tm=81.939C时，查得片2。
=0.3478mPas,卩CH3O^0.2763mPa-s
lg盐=0.1971lg（0.2763）0.802863lg（0.3478）
求出」m=0.332384mPas
5.2全塔效率Et和实际塔板数NP的计算
因为上面已经计算--4.4475，所以全塔效率：
ET=0.49（4.44750.332384）°245=0.445251
精馏段板数：
921块
0.445251
提馏段板数：
9块
0.445251
所以全塔实际板数：
Np=13/0.445251：
30块
三、精馏塔的工艺条件及有关物料数据的计算
1、操作压强P的计算：
取每层塔板压降为P=0.7kpa则
塔顶压强：
PD=101.34=105.3kpa
进料板压强：
PF=105.3210.7=120kpa
塔釜压强：
FW=105.3300.7=126.3kpa
精馏段平均压强：
Pm1二勺生二1053120二112.65kpa
22
提馏段平均压强：
Pm2=PwPf二竺？
旦=123.15kpa
22
2、操作温度t的计算：
进料温度、塔顶温度及塔釜温度分别为：
精馏段平均温度：
tm^tD垃二77也=71.025C
22
t+tu99278+77451
提馏段平均温度：
tm2工勺土二99.27877.451=88.3645C
22
3、平均摩尔质量计算
%=xD=0.994679x<）=0.983182
（1）塔顶:
MVDm=0.99467932（1-0.994679）18=31.9255071kg/kmol
MLDm=0.98318232（1-0.983182）18=31.7645501kg/kmolxF=0.246485yF=0.62318
（2）进料板:
MVFm=0.6231832（1-0.62318）18=26.7245258kg/kmol
MLFm=0.24648532（1-0.246485）18=21.4507922kg/kmol
心=0.000451yW=0.012467
（3）塔釜：
MVWm-0.01246732（1-0.012467）18=18.1745442kg/kmol
MLWm=0.00045132（1-0.000451）18=18.0063164kg/kmol
精馏段平均摩尔质量:
气相：
Mvm1
MVDmMVFm乳925507126.724525^29.3250165kg/kmol
液相：
MLm1
MLDmMLFm
31.764550121.4507922
=26.6076711kg/kmol
（5）提馏段平均分子量:
气相：
Mvm2二
MVWmMVFm
18.174544226.7245258
二22.449535kg/kmol
液相：
MLm2
MLWm'MLFm
2
18.006316421.4507922
=19.7285543kg/kmol
4、平均密度的计算
（1）气相平均密度
「Vm的计算
精馏段平均密度：
诂=Pm1MVm1
RTm1
112.6529.3250165
8.314（273.1571.025）
3
=1.15446327kgm-
提馏段平均平均密度：
匚讪
Pm2
RTm2
MVm2123.1522.449535
8.314（273.1588.3645）
=0.91982673kgm-3
（2）液相平均密度；\m的计算
由式
Lmi"LA
■-求相应的液相密度。
‘LB
①、塔顶平均液体密度
tD-64.599C时，查《化工原理》得，二=755.7kgm-3®=980.7kgm-3
0.99732
:
A0.99831028
0.99732（1-0.997）18
LDm--
（755.7
0.99831028（1-0.99831023）
二755.993075kgm-3
980.7
②对于进料板：
tF=77.451C匚
-3c-3
=740.3kgm:
B=974.3kgm
：
'A
「LFm
04632
060.60229133
0.46320.5418
1
③对于塔釜:
-818.480124kgm-3
0.60229133（1-0.60229133）
740.3974.3）
tW=99.278°C「A=719.4kgm-3订=963.4kgm-3
0.00532
0.005320.9951^0.00885445
（0.00885445十（1—0.0088544勺（719.4
=960.5154kgm-3
（3）精馏段平均液相密度
提馏段平均液相密度：
［m2
5、液体表面张力的计算
963.4
n_°LDm+
Lm1_小
2
Sm
二755.993075818.480124
=787.236599kg
-3m
Sm「〔Fm
2
960.5154818.480124
二889.497762kgm-3
根据《化工手册》②查得不冋温度下甲醇和水的表面张力
表4不同温度下甲醇和水的表面张力
位置
平均温度oC
甲醇mN/m
水mN/m
塔顶
64.599
16.8
65.33
进料
77.451
15.33
63.11
塔釜
99.278
14.95
58.94
根据式二m='Xi■:
「i平均表面张力，如下：
i-1
则塔顶：
6m=0.99467916.8（1-0.994679）65.33=17.05822mN/m
进料：
匚Fm=0.32394415.33（1-0.323944）63.11=47.63197mN/m
塔釜：
二Wm=0.00281914.95（1-0.002819）58.94=58.81601mN/m
四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
空塔气速可按下述方法计算。
现根据半经验公式计算出最大允许空塔气速
CH
Umax1一C
取板间距Ht-0.4m，板上液层高度hL=0.06m
分离空间的咼度为：
Ht-h]=0.4-0.06=0.34m
气液动能参数为：
Lh（«!
2=O.O。
13225"600787.236599）J^=002233166
Vh匚1.5464540636001.15446327
气体负荷因子C20
由史密斯关联图③查取，查得C20=0.072
C5计宀°.072（穿宀0.079266m/s
Umax1-C
=0.079266
787.236599-1.15446327
V1.15446327
=2.06838841m/s
求出最大允许空塔气速Umax后，要想得到适宜的空塔气速，需乘以安全系数。
2、提馏段的气液体积流率及塔径
取板间距Ht=0.4m，板上液层高度hL=0.06m
分离空间的高度为：
HT-hL=0.4-0.06=0.34m
LhjU0.002357993600889.49776212
气液动能参数为：
-（-）2（）2=0.04934927
VhP/1.48586791汉36000.91982673
气体负荷因子C20由史密斯关联图查取，查得C20=0.07
C心严“07（曾宀°.08513606m/s
0.91982673
Umax1二C、：
L^V=0.08513606,
889.497762-°.91982673=2.64611233m/s
取安全系数为0.7，则空塔速度为u=0.7umax=0.72.64611233=1.85227863m/s
=1.01088584m
200mm
塔径的计算值不是整数，应予以圆整。
根据我国压力容器公称直径标准，直径在1m以上间隔为
故直径应取1.2m。
根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为D=1.2m
五、塔板主要工艺尺寸的计算
1、塔有效高度的计算：
精馏段有效高度为：
乙=（叫-1）HT=（21T）0.4=8m
提馏段有效高度为：
Z2=（N2-1）HT=（9-1）0.4二3.2m
在提溜段开1个人孔，在精馏段开1个人孔，其高度均为：
0.8m，
故精馏塔的有效高度为:
Z=300.40.82=13.6m
2、装置计算
根据实际经验，一般情况下塔径小于2m时选用单流型，大于2.2m时才考虑双流型。
在工业精馏塔中多
采用，
因D=1.2m，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：
（1）溢流堰长lW
lW=0.6D=0.61.2=0.72m
⑵溢流堰高度hWhW=h[_-hOw
选平直堰，堰上液高度为hOW，近似取E=1，
2
3Lh2336000.001
2.8410E（』）3=284101（
0.72
'w
取板上清液层高度hL=50mm，故hw=hL-h°w二0.05-0.01000527二0.03999473m
（3）弓形降液管的宽度Wd与降液管的面积Af
由¥=0.6，查弓型降液管图④得Wd/D=0.115,Af.「At=0.054
故Wd=0.1151.2=0.138m
Af=0.054州=0.0540.7851.2—0.061m2
故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度h0
取液体通过降液管底隙的流速u'0二0.08m/s，
依下式计算降液管底隙高度h0
0.00132253600
0.720.083600
hw-ho=0.03999473-0.02296二0.01703m0.006m故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘深度hW二50mm
3、塔板布置
（1）边缘区宽度确定
入、出口安全区Ws二W's=0.07m,边缘区宽度Wc=0.06m。
由以上可知Wd=0.138m
（2）开孔区面积计算
：
~222X
Aa=2（x.r-x-rarcsin）
180r
x=D_（WdWs）=12—（0.1380.07）=0.392m
22
D1.2
rWc0.06=0.54m
22
辽0392
故有效传质区面积Aa=2（0.392..0.542-0.39220.542arcsin^^92）=0.76495538m2
1800.54
（3）筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用、:
:
=0.003m碳钢板，取筛孔直径d0=0.005m
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3d0=0.015m
开孔率为：
:
=0.907（d0/t）=0.907（竺05）2-10.07%
0.015
筛孔总截面积A0=¥人=10.07%0.76495538=0.0771075m2
筛孔的气速为
1.54645406
u0=VS/A020.0558185m/s
0.0771
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