化工原理课程设计甲醇和水的分离精馏塔的设计.docx
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化工原理课程设计甲醇和水的分离精馏塔的设计
郑州轻工业学院
——化工原理课程设计说明书
课题：
甲醇和水的分离
学院:
材料与化学工程学院
班级：
姓名:
学号：
指导老师:
1.1.加料方式ﻩ2
1.２.进料状况2
１.3．塔型的选择ﻩ2
1．4．塔顶的冷凝方式2
1.5．回流方式ﻩ3
1.6．加热方式ﻩ3
第二章 板式精馏塔的工艺计算ﻩ3
2．１物料衡算ﻩ３
２．3塔板数的确定及实际塔板数的求取5
2.3．１理论板数的计算5
2.3．２求塔的气液相负荷ﻩ5
2.3．４实际板数ﻩ7
2．３.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度7
第三章精馏塔的工艺条件及物性参数的计算9
3.1平均分子量的确定９
3．2平均密度的确定ﻩ1０
3.3.液体平均比表面积张力的计算1２
第四章精馏塔的工艺尺寸计算１３
4.1气液相体积流率13
第五章塔板主要工艺尺寸的计算15
5．１溢流装置的计算15
5.１.1堰长ﻩ15
5.1.2溢流堰高度:
ﻩ1５
5.1.3弓形降液管宽度16
5.1.5塔板位置及浮阀数目与排列ﻩ1７
第六章板式塔得结构与附属设备ﻩ26
6.1附件的计算ﻩ26
６．1.1接管26
6.1.2冷凝器30
第八章 设计心得体会31
第一章 流程确定和说明
1.１.加料方式
加料方式有两种：
高位槽加料和泵直接加料。
采用高位槽加料,通过控制液位高度，可以得到稳定的流速和流量，通过重力加料，可以节省一笔动力费用,但由于多了高位槽,建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速不太稳定，流速不太稳定，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。
本设计采用泵加料。
1.2.进料状况
实际生产中，进料状况一般有接近泡点的冷液进料和泡点进料。
对于冷夜进料,当组成一定时,流量一定，对分离有利，省加热费用,但其受环境影响较大;而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,基于恒摩尔流假定，精馏段和提留段的塔径基本相等,无论是设计计算还是设计加工制造这样的精馏塔都比较容易,故在本设计中选用泡点进料。
1.3.塔型的选择
塔有浮阀塔和筛板塔。
浮阀塔生产能力大，操作弹性大，在较宽的气速范围内，板效率变化较小,其操作弹性范围较筛板塔大。
由于气液接触状态良好,以及气体水平吹出，雾沫夹带量少，因此板效率高。
塔板结构简单，容易安装。
筛板塔生产能力大,塔板压降低。
本设计根据阀孔气速的值依据手册选择浮阀塔。
１.4．塔顶的冷凝方式
塔顶冷凝采用分凝器,以水为冷却介质进行冷凝。
1．５.回流方式
回流方式可分为重力回流和强制回流。
对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支承结构，其确定是回流冷凝器回流控制难。
如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不宜安装、检修和清理。
在此情况下,可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。
本次设计为大塔，故采用强制回流。
１．６．加热方式
加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内加热。
但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液由稀释作用，使理论塔板数增加。
间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。
本设计采用直接蒸汽加热。
第二章 板式精馏塔的工艺计算
物系：
甲醇—水;Ｄ=60０t/d;
要求：
质量分数:
2.1物料衡算
通过全塔物料衡算:
基础物性参数：
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率:
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔分率：
全塔总物料衡算
总物料:
易挥发组分:
２.2 操作线方程
饱和液体进料q=１;q线斜率为∞
此时,在平衡线上并与精馏、提馏段操作线相交：
最小回流比
此时R=0．６05*１．5=0.90７5；
精馏段操作线
提馏段操作线过精馏段操作线与q线交点（0.6６7，0.8234）和（0.0０５6,0.0０56）
则操作线方程为
２.3塔板数的确定及实际塔板数的求取
２.3．1理论板数的计算
由图解法求理论板层数，从图中可以读出
总理论板层数为
精馏段;提馏段；第5层为加料板。
２.3.2求塔的气液相负荷
2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算
温度组成（ｔ-x－y）图
组份的液相粘度
T
６0
70
8０
90
100
甲醇
0.01０９
０.01１2
0.0１15
0．0１18
0．0１2２
水
0.46８8
０．40６１
0．3565
0.3165
0．2838
⑴ 精馏段
提馏段
2.3.4 实际板数
2．3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度
塔顶的操作压力：
每层操作压力
进料板的压力
塔底的压力
精馏段的平均压力
提馏段的平均压力
甲醇和水的安托因常数:
A
Ｂ
Ｃ
T/K
甲醇
塔顶
7.20５87
1582.２71
２3９.７2６
288-3５7
塔釜
7.313257
16６9．678
250.390１
３57-51３
水
7.07４0６
１６5７．4６
227.02
28４-4４１
公式：
t—℃
由内插法计算得
精馏段
塔顶压力
塔顶温度
（2）进料板
进料板压力
进料板温度
（３）提馏段
提馏段压力
提馏段温度
精馏段平均温度:
提馏段平均温度:
第三章精馏塔的工艺条件及物性参数的计算
3.1平均分子量的确定
精馏段的平均摩尔质量：
提馏段的平均摩尔质量：
3．2平均密度的确定
组份的液相密度
温度/℃
６0
70
8０
９0
10０
１10
水
983.2
977.８
９７1.8
９65．3
９58.4
95１
纯组分在任何温度下的密度由下式：
甲醇:
式中:
t-温度,℃
⑴精馏段
气相平均密度
液相平均密度：
液相密度
进料板:
进料板,由加料板液相组成
⑵ 提馏段
气相平均密度
液相平均密度：
3.３.液体平均比表面积张力的计算
组份的液相表面张力
温度
60
70
８0
9０
１０0
110
甲醇
1９
1７.5
1６.3
15.1
14.5
13.7
水
66.2
6４.3
62.6
60．７
５8.8
56.９
精馏段:
⑵提馏段
第四章精馏塔的工艺尺寸计算
４.1气液相体积流率
4.１.1精馏段气液相体积流率：
初选
取安全系数为０.8（一般0.７５~0.8５）则空塔气速为
按标准塔径圆整后:
D=3.0m
塔的截面积
实际的空塔气速
4.1.2提馏段的气液相体积流率：
取安全系数为则空塔气速为
ﻫ 按标准塔径圆整后：
塔的截面积
实际的空塔气速
３.2精馏塔的有效高度:
精馏段的有效高度:
在进料板上方开一个孔高度为0.7ｍ
提馏段的有效高度:
故精馏塔的有效高度为
第五章塔板主要工艺尺寸的计算
5.1 溢流装置的计算
Ｄ=3m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘及平直形溢流堰，不设进口堰。
５.1.１堰长
取
5.1.２溢流堰高度:
出口堰高
选用平直堰,堰上液层高度
.０２
取板上清液层高度
故
故
故
5.1.3弓形降液管宽度
由
m
液体在降液管中停留时间为：
故降液管设计合理
５．1.4 降液管底隙高度
5.１．５塔板位置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因子
每层塔板上的浮阀数，
取边缘区宽度
计算塔板上
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排.取同一横排的孔心距
，排间距为
考虑到塔采用分块式板塔，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用８1.2mm，而应小于此值
故取
按以等腰三角形交叉排方式作图,排得阀数
按Ｎ=8６2重新核算孔速及阀孔动能因数:
阀孔动能因数变化不大，
塔板开孔率=
２.流体力学检验
气相通过浮阀塔板的压强降
干板阻力
板上充气液层阻力:
这里
液体表面张力所造成的阻力：
与气体流经一层浮阀塔的压降所相当的液柱高度为
单板压降
淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中请液层高度，
与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度：
前已算出
②液体通过降液管的压头损失:
因不设进口堰，
板上液层高度:
前已选定板上液层高度
取，又选定
雾沫夹带
②
板上液体流径长度
板上液流面积
甲醇和水为正常系统,取物性系数，查的泛点负荷系数,
由
得
由
计算出的泛点率都在以下,故可知雾沫夹带量能够满足。
３．塔板负荷性能图
整理的
可知雾沫夹带线为直线,则在操作范围内取两个值,得出相应的列于下表
0.02
０.0０４
0.0763１
15.３9８9
15．24８3
9.8
⑵液泛线
由上式确定液泛线。
忽略式中的
因物系一定，塔板结构尺寸一定，则
即
式中阀孔数N与孔径亦为定值，因此可将上式简化成与的如下关系式:
在操作范围内取若干个值，依式算出相应的下表中
0．01
0．03
0.005
０．007
０.0０75
25.43
２5.0２
2４.60
24.１5
24.0２
液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于.
液体在降液管内停留时间为
以作为液体在降液管中停留时间的下限，则
求出上限液体流量
竖直线⑶
漏液线
对于F1型重阀，依。
又知以作为规定气体最小
负荷的标准,则
做出与液体流量无关的水平漏液线
．
液相负荷下限线
取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依的计算式计算出的下限值,依此做出液相负荷下限线,该线为与气相流量无关的竖直线
取,则
1雾沫夹带线 2 液泛线 3液相负荷上限线4漏液线
5 液相负荷下限线
由塔板的负荷性能图可以看出：
任务规定的气液负荷下的操作点Ｐ（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。
塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制,操作下限由漏液控制。
按照固定的液气比,由图可以查出塔板的气相负荷上限
气相负荷下限，
项目
数值及说明
备注
塔径
３
板间距
0.6
塔板形式
单溢流弓形降液管
分块式塔板
空塔气速
1.58２
堰长
2.1
堰高
0.04151
板上液层高度
0.０６
降液管底隙高度
０.01434
浮阀数
862
等腰三角形叉排
阀孔气速
10.８67
阀孔动能因数
１1．6637
临界阀孔气速
９.72
孔心距
0.075
排间距
０.08
横排的孔心距
单板压降△P/Pa
６22.9４8８
液体在降液管内停留时间
50.68
降液管内清液层高
0.12０8
泛点率
６０.４6
气相负荷上限
1４.76５
雾沫夹带控制
气相负荷下限
4.797
漏液控制
操作弹性
3.08
第六章板式塔得结构与附属设备
6.1附件的计算
6.1．１接管
进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料、弯管进料、T形进料。
本设计采用弯管进料。
则体积流量
取管内流速
则管径
取进料管规格则管内径
进料管实际流速
⑵回流管
采用直管回流管，
回流管的回流量L=，塔顶液相平均摩尔质量,平均密度
则体积流量
取管内流速
则管径
取回流管规格 则管内径
回流管实际流速
塔顶蒸汽接管
则整齐体积流量
取管内蒸汽流速管径
取回流管规格 则管内径
回流管实际流速
釜液排出管
塔底,平均密度
平均摩尔质量
则体积流量
取管内流速
则管径
取回流管规格 则管内径
回流管实际流速
塔顶产品出口管
塔顶，平均密度
平均摩尔质量
则体积流量
取管内流速
则管径
取回流管规格则管内径
回流管实际流速
6．1．2冷凝器
塔顶温度
由 查液体比汽化热共线图
又气体流量
塔顶被冷凝量
冷凝的热量
6.1.3再沸器
塔底温度
由查液体比汽化热共线图
又气体流量
塔底被汽化量
汽化的热量
第七章参考书录
一夏清，化工原理上册·天津:
天津大学出版社，２01１
二夏清，化工原理下册·天津：
天津大学出版社,2011
三 冯新,化工热力学·北京：
化学工业出版社,2０11
四潘国昌，化工设备设计·北京：
清华大学出版社，19９6
五李国庭,化工设计概论．北京:
化学工业出版社,20１５
六 董大勤,化工设备机械基础.北京：
化学工业出版社,2013
第八章设计心得体会
本次化工原理课程设计历时两周，是继机械设计之后又一次独立的工业设计。
可能因为上一次的经验,才使得我们在接触又一次的课程设计时不会一头雾水。
化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节,通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核,能画出工艺流程、塔板结构等图形;理解计算机辅助设计过程，利用编程使计算效率提高。
在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。
在短短的两周里，从开始以为的轻松，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易,从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中,很多的知识是我们从来没有接触到的,我们对事物的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善,我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面上考虑的还很不够。
在实际计算过程中,我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，这浪费了大量时间。
由此,我们在计算结束后，列出了重要结果汇总表，方便自己计算也方便读者查找。
在一些应用问题上,我直接套用了书上的公式或过程,并没有彻底了解各个公式的出处及用途,对于一些工业数据的选取,也只是根据范围自己选择的,并不一定符合现实应用。
因此，一些计算数据有时并不是十分准确的,只是拥有一个正确的范围及趋势,而并没有更细地追究下去,因而可能存在一定的误差,影响后面具体设备的选型。
如果有更充分的时间,我想可以进一步再完善一下的。
通过本次课程设计的训练,让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向,我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析 和 解 决 工程实 际问题的能力。
培养实事求是、严肃认真、高 度负责的工作作风,加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。
我还要感谢我的指导老师梁新老师对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持。
限于我们的认知水平，设计中难免有不足和谬误之处,恳请老师批评指正。
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