甲醇水二元物料板式精馏塔设计.docx

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甲醇水二元物料板式精馏塔设计甲醇水二元物料板式精馏塔设计吉林化工学院化工原理化工原理课课程程设设计计题目题目甲醇水二元物料板式精馏塔设计甲醇水二元物料板式精馏塔设计教教学学院院化学和制药工程学院化学和制药工程学院专业班级专业班级制药制药0601学生姓名学生姓名学生学号学生学号06210134指导教师指导教师2008年年12月月20日日化工原理设计任务书化工原理设计任务书设计题目：

甲醇水二元物料板式精馏塔设计条件：

常压：

p1atm处理量：

70Kmolh进料组成：

XF0.55馏出液组成：

XD0.965釜液组成：

XW0.025（以上均为摩尔分率）塔顶全凝器泡点回流回流比：

R（1.12.0）Rmin加料状态：

q1.0单板压降：

0.7kpa设计任务：

完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。

写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

化工原理课程设计任务书摘要绪论1第一章设计方案简介11.2设计思路11.3选塔依据2第二章设计计算32.1塔的物料衡算32.2适宜回流比的确定32.3操作线方程的确定：

32.4理论板数的确定52.5平均分子量的计算52.6全塔效率ET52.7实际塔板数8第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算53.1塔的工艺条件及物性的数据计算63.1.1操作压强的计算63.1.2温度的计算63.1.3塔内各段汽、液两相组分的平均分子量63.1.4精馏段及提馏段的密度73.1.5液体表面张力的计算73.1.6各段汽液负荷计算83.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算93.2.1塔径D的计算93.2.2精馏塔有效高度计算93.2.3溢流装置的计算93.2.4塔板布置103.2.5筛孔计算及其排列103.2.6板式塔结构103.3筛板的流体力学验算103.3.1气体通过筛板压降相当的液柱高度113.3.2液夹带量eV的验算113.3.3漏液的验算113.3.4液泛的验算113.4塔板负荷性能图123.4.1雾沫夹带线.123.4.2液泛线123.4.3液相负荷上限线133.4.4漏液线（气相负荷下限线）133.4.5液相负荷下相线133.4.6塔板负荷性能图143.5设计计算结果汇总一览表163.6热量衡算143.6.1塔顶热负荷153.6.2塔底热负荷15设计评述17结束语17参考文献18主要符号说明18附录19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，再沸器从塔底提供气相回流。

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，在塔底获得重组分的产品，精馏过程和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，而在塔底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。

本设计是以甲醇水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离甲醇和水。

浮阀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。

通过逐板计算得出理论板数为10块，回流比为1.31,算出塔效率为0.446，实际板数为18块，进料位置为第5块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1米，有效塔高7.2米。

通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。

在此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。

第一章第一章设计方案介绍设计方案介绍、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，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用间接蒸汽再沸器供热,塔底产品冷却后,送入储罐（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2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

筛板塔是现今使用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：

（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉.

（2）气体压降小、板上液面落差也较小.（3）塔板效率较高.改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔第二章第二章精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算一、物料衡算一、物料衡算1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔质量甲醇的摩尔质量：

MA32kg/kmol水的摩尔质量：

MB=18kg/kmolMF0.5532（10.55）1825.7kg/kmolMD0.96532（10.965）1831.51kg/kmolMW0.02532（10.025）1818.35kg/kmol2、物料衡算总物料衡算：

FDW即DW70

（1）易挥发组分物料衡算：

DxDWxwFxF即D0.965W0.025700.55

（2）由

（1）和

（2）解得D=39.10kmol/hW=30.90kmol/h二、二、板数的确定板数的确定1、操作回流比的求取可采用图解法求回流比（因q=1）,采用逐板法求理论板数。

由表2-1甲醇-水物系的气液平衡数据,绘出x-y图，如图2-1。

采用图解法求最小回流比，在图2-1中的对角线上，自点e（0.55，0.55）作垂直线ef即为进料线（q线），该线和平衡线的交点坐标为：

yq=0.801，xq=0.55。

故最小回流比为：

取操作回流比为：

xDyq0.9650.801Rmin=Dq=0.653yqxq0.8010.55R=2Rmin=20.653=1.31图2-12、精馏塔气液相负荷LRD1.3139.1051.22kmol/h精馏段：

V（R1）D（1.311）39.190.32kmol/h提馏段：

LLF51.2270122.22kmol/hVV90.32kmol/hD0.567xn0.433Vn3、操作线方程的确定提馏段操作线方程：

LWyn1xnxW=1.342xn0.008VV精馏段操作线方程：

Lyn1xnn1Vn相对挥发度的计算及相平衡方程：

当气体服从道尔顿分压定律时，由式iyA/yB得到相对挥发度i如表2-2：

xA/xB序号12345678910挥发度7.058.037.556.57.936.296.156.46.115.35序号111213141516171819挥发度5.184.495.114.033.53.082.592.581.64表2-2不同温度下的相对挥发度数值1121819194.84相平衡方程：

xnynyn1yn4.843.84yn5、精馏塔理论塔板数及理论加料位置采用相平衡方程和操作线方程式利用逐板计算法（利用Excel电子表格）求得各理论板气液相组成（见表2-3）：

塔板1234567气相组成0.9650.91530.82460.65350.36830.136320.034370液相组成0.85070.69070.49290.28040.10750.031580.007302表2-3各理论板气液相组成x3=0.49290.55xqx70.0073020.015xw总理论板数:

NT=8块（包括再沸器）进料位置：

NF3块6、全塔效率的计算化合物ABC甲醇7.197361574.99238.86水7.074061657.46227.02表2-4甲醇和水的安托因（Antoine）常数2块板数，理论提馏段为5块板数，不防设精馏段实际板数为5块板12块板数。

因为理论精馏段板数为数，提馏段实际板数为

（1）计算塔顶泡点温度pD101.3kpa假设tD=65.2：

tD（试差法）01574.99logpA7.19736A76.25238.8601657.46logpB7.07406B76.25227.02解得pA0158.17kpapB040.62kpa3）计算塔底泡点温度tW（试差法）pW101.3180.7113.9kpa假设tW101.42：

01657.46logpB7.07406101.42227.02解得pA0370.55kpapB0106.56kpa（4）液体黏度的计算由化工原理（上）查得90%甲醇黏度和40%甲醇黏度,并通过内差法计算出55%甲醇黏度,计算结果如表2-5。

温度/水黏度/mpa.s90%甲醇黏度/mpa.s40%甲醇黏度/mpa.s55%甲醇黏度/mpa.s65.20.4550.4170.6400.57376.250.3900.3620.5000.459101.420.2480.2540.2600.262表2-5不同温度下的液体黏度LDxDCH3OH（1xD）H2O0.9650.573（10.965）0.4550.569mpa.sLFxFCH3OH（1xF）H2O0.43310.459（10.4331）0.390.42mpa.sLWxWCH3OH（1xW）H2O0.0073020.262（10.007302）0.2620.275mpa.sLm（LDLFLW）3（0.5690.420.275）30.421mpa.s（5）全塔效率的计算ET0.49（L）0.2450.49（4.840.421）0.2450.412精馏段实际板数NT224.855TET0.421提馏段实际板数NT5512.1413TET0.421和假设的精馏段实际板数为5块板数，提馏段实际板数为13块板数相符。

ET0.421第三章第三章板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算一、物性数据计算一、物性数据计算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PD101.3kPa进料板压强PF101.350.7104.8kPa塔底压强PW101.3180.7113.9kPapDpF101.3104.8精馏段平均压强pm1103.05kpa22提馏段平均压强pm2pFpW104.8113.9109.35kpa222、操作温度t的计算：

依据操作压强，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸汽压由安托因方程计算，计算过程如上，计算结果如下：

塔顶温度：

tD=65.2进料温度：

tF=76.25塔底温度：

tW101.42精馏段平均温度：

tm1tDtF（65.276.52）70.725C22提馏段平均温度：

tm2tFtW（76.52101.42）88.835Cm2223、平均摩尔质量计算

（1）塔顶:

y1xD0.965x10.85071MVDm0.96532.042（10.965）18.01531.55kgmol11MLDm0.850732.042（10.8507）18.01529.94kgmol1

（2）进料板:

xF0.4929yF0.8247MVFm0.824732.042（10.8247）18.01529.26kgmol1MLFm0.492932.042（10.4929）18.01524.93kgmol1（3）塔底:

xw0.007302yw0.03438MVWm0.0343832.042（10.03438）18.01518.50kgmol-1-1MLWm0.00730232.042（10.007302）18.01518.12kgmol-1（4）精馏段平均摩尔质量：

气相：

31.5529.26-1MVm130.41kgmol液相：

29.9424.93-1MLm127.44kgmol-125）提馏段平均分子量：

气相：

29.2618.50-1MVm223.08kgmol液相：

24.9318.12-1MLm221.53kgmol24、平均密度的计算

（1）气相平均密度Vm的计算103.0530.41精馏段平均密度:

Vm1pm1Mvm1103.0530.411.09kgm-3Vm1RTm18.314（273.1570.725）提馏段平均平均密度:

Vm2pm2Mvm2109.3523.080.84kgm-3Vm2RTm28.314（273.1588.835）

（2）液相平均密度Lm的计算AB求相应的液相密度。

LALB塔顶平均密度的计算：

33tD=65.2时,查化工原理（上）得,A734.9kg/m3B980.4kg/m30.96532.042由式aA0.980A0.96532.04210.96518.0150.9800.023LDm1/（）738.6kg/m3LDm734.9980.433对于进料板：

tF=76.25时得:

A738.9kg/m3B794.05kg/m30.433132.042aA0.633A0.492932.0420.507118.0150.6330.3673LFm1/（）813.0kg/m3LFm738.9974.05对于塔底：

tW101.42时得:

A709.858kg/m3B957.5kg/m30.00730232.042aA0.0123A0.00730232.0420.99269818.0150.01230.98773LWm1/（）954.1kg/m3LWm709.85818.015LDmLFm738.6813.0775.8kgm-3Lm1775.8kgm22LWmLFm813.0954.1Lm223）精馏段平均液相密度:

提馏段平均液相密度:

883.6kgm-3位置平均温度oC甲醇mN/m水mN/m塔顶65.218.265.23进料76.2516.963.15塔底101.42.115.0858.56表3-1物性数据表面张力n5、液体表面张力的计算根据化工手册查得不同温度下甲醇和水的表面张力，如表3-1。

根据式ii平均表面张力，如下：

i1则塔顶：

进料：

塔底：

DmFmwm0.96518.210.96565.2319.85mN/m0.492916.910.492963.1540.35mN/m0.00730215.0810.00730258.5658.25mN/m则精馏段：

ml1DMFM19.8540.3530.10mN/m2FMWM22二、气液负体积流率及塔径的计算1、精馏段的气液体积流率及塔径提馏段：

lm2240.3558.2549.30mN/mVMVm190.3230.413600Vm136001.09LMLm151.2227.4430.699m33600775.83600Lm1s1LS1310.0005m3s10.00053600775.812（）20.0190.69936001.09板上液层高度hL=0.05mHT-hL=0.35-0.05=0.30m查得史密斯关联图到C200.064L0.230.100.2C1C20（L）0.20.064（）0.20.06952020775.81.09-1umax10.06951.853ms-11.09取安全系数为0.6，则空塔速度为0.6max0.61.8531.1122、提馏段的气液体积流率及塔径Vs2VMVm,23600Vm,290.3223.080.689m3s136000.84Ls2LMLm,23600Lm,2121.2221.530.00082m3s13600883.6式中C由CC20（L）0.2计算其中的C20查史密斯关联图，图的横坐标为20L120.000823600883.612L2（）20.03860.84VLhh（VL）0.6893600取板间距HT=0.35m查史密斯关联图得到板上液层高度hL=0.05mHT-hL=0.35-0.05=0.30mC200.062L0.249.300.2C2C20（）0.062（）0.07432020883.6umax20.07450.84-12.41ms0.84取安全系数为0.6，则空塔速度为u0.6umax0.62.411.45ms-1三、馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算三、馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算1、塔有效高度的计算：

精馏段有效高度为Z1N1-1HT（51）0.41.6m提馏段有效高度为Z2N2-1HT（131）0.44.8m在进料板上方开一个小孔，气高度为0.8mZZ1Z20.81.64.80.87.2m故精馏塔的有效高度为122、装置计算因D1.0m，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lWlW0.60D0.601.00.60m

（2）溢流堰高度hWhWhLhOW选平直堰，堰上液高度为hOW，近似取E=1，hOW2.84103ELh23336000.000523（h）32.841031（）30.006mlW0.60取板上清液层高度hL50mm故hWhLhOW0.050.0060.044m（3）弓形降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw0.60查弓型降液管图得Wd/D=0.115，Af/AT=0.056D故Wd0.115D0.1151.00.115m2Af0.056AT0.0560.7850.0440m23600AfHTLh1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u00.08ms-1，依下式计算降液管底隙高度h0LS10.00053600h01lWu0S10.0104m0.600.083600hW1h010.0440.01040.0336m0.006m故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘深度hw50mm3、塔板布置

（1）塔般的分块因80mmD，故塔板采用分块式。

由文献

（一）查表5-3得，塔板分为3块

（2）边缘区宽度确定取WsWs0.065mWc0.035m。

D1.0xWdWS（0.1150.065）0.32mrDWC1.00.0350.465m2C24）筛孔数n和开孔率本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3.5mm碳钢板，取筛孔直径d5mm。

取筛孔的孔径d0=5mm符合要求。

气体通过筛孔的气速u0A00.0740.544四、板的流体力学验算四、板的流体力学验算1、塔板压降d51）干板阻力hc计算：

干板阻力hc，由d051.67查文献

（1）中图5-10得C0=0.7723hc0.051（u0）2（V）0.051（17.36）2（1.09）0.0362m液柱C0L0.772775.82）气流穿过板上液层的阻力hl计算VS0.699-1uaS0.94ms-1ATAf0.7850.044FauaV0.941.090.97kg1/2/（sm1/2）查文献（3）中5-11，得0.643。

故hlhLhwhow0.6430.0440.0060.0321m液柱3）液体表面张力的阻力h计算4L430.10103hL0.0032mLgd0775.89.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hphphchlh0.03620.03210.00320.0715m筛板的稳定性系数Ku017.362.031.5u0,min8.549该值大于1.5，符合设计要求。

故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。

3、液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd（HThW）甲醇水物系属一般物系，取0.5，则（HThW）0.5（0.350.044）0.197m而HdhphLhd板上不设进口堰，则hd0.153（u0）20.153（0.08）20.001m液柱HdhPhLhd0.07150.050.0010.1225m液柱0.197mHd（HThW）故在本设计中不会发生液泛现象。

五、板负荷性能图五、板负荷性能图1、漏液线由u0,min4.4C0（0.00560.13hLh）得VS,min0.1365.7786.83Ls3表3-4由上表数据即可做出液沫夹带线2。

3、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层高度hOW0.005m作为最小液体负荷标准。

2.84Lh23hLhwhowhow1000E（lw）0.0051000230.603Ls,min（）30.00039ms2.843600s据此可作出和气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

AfHT4、液相负荷上限线取4s作为液体在降液管中的停留时间的下限