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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
《处理量为15000T/a的分离水-甲醇的精馏塔的工艺设计》
专业：
化学工程与工艺
班级：
化工092班
姓名：
邵凤梅
学号：
20090915223
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
（三）精馏塔的物料衡算
（1）原料液及塔顶和塔底的摩尔分率
（2）原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量
Mf=0.271X32.04+（1-0.271）X18.02=21.92Kg/kmol
MD=0.98232.041-0.98218.02=31.79kg/kmol
原料处理量
_15000000
F=300X24X21.92=95.04kmol/h
总物料衡算
95.04=D+W
甲醇物料衡算
95.04X0.271=0.982XD+0.0056XW
联立解得
D=25.87kmol/hW=69.17kmol/h
MW=0.005632.041-0.005618.02=18.10kg/kmol
（四）塔板数的确定
（1理论板层数Nt的求取
①相对挥发度的求取
由一^（1xA）yA，再根据表1数据可得到不同温度下的挥发度，见表2
Xa（1-Ya）
表1
温度厂C
x
y
温度/r
x
y
100
0.00
0.00
75.3
0.40
0.729
96.4
0.02
0.134
73.1
0.50
0.779
93.5
0.04
0.234
71.2
0.60
0.825
91.2
0.06
0.304
69.3
0.70
0.870
89.3
0.08
0.365
67.6
0.80
0.915
87.7
0.10
0.418
66.0
0.90
0.958
84.4
0.15
0.517
65.0
0.95
0.979
81.7
0.20
0.579
64.5
1.00
1.00
78.0
0.30
0.665
表2
温度/C
挥发度
温度/r
挥发度
96.4
7.582
78
4.632
93.5
7.332
75.3
4.035
91.2
6.843
73.1
3.525
89.3
6.610
71.2
3.143
87.7
6.464
69.3
2.868
84.4
6.066
67.6
2.691
81.7
5.501
66
2.534
所以,-15:
-V2■-
：
'15
-4.45
②求最小回流比及操作回流比
泡点进料：
兀=xF=0.324
由q线与平衡线的交点e（xe，ye）作图可得:
0.8
0.6
0.4
0.2
00.2
0.40.60.8
在上图中我们可以得到
图2甲醇-水的y-x相图
q线与平衡线的交点为e（xe,ye）=（0.324,0.681）
故最小回流比为“节汽穿鬣"843
取操作回流比为R=2Rmin=20.843=1.686
③求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=1.686X25.87=43.62kmol/h
V=（R+1）D=2.686X25.87=69.48kmol/h
L二LF=43.62+95.04=138.661kmol/h
;V=V=69.481kmol/h
④求操作线方程
xn+0.982=0.63xn+0.366
2.686
提馏段操作线方程：
―1.9957"0043（b）
精馏段操作线方程为:
RxD1.686
yn1=Xn+=
R1R12.686
（a）
⑤采用逐板法求理论板层数
由yq=fR得x==^
将:
.=4.45代入得相平衡方程
y
4.45-3.45y
（c）
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y^xD=0.982
由（c）式求得第一块板下降液体组成人-0.925
4.45—3.45力4.45—3.45x0.982
利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为y2=0.63冷•0.366=0.630.9250.366=0.949
交替使用式（a）和式（c）直到人^Xf，然后改用提馏段操作线方程，直到x^Xw为止，由
计算结果可知精馏塔的理论塔板数为Nt=10-1=9（不包括再沸器）；进料板位置Nf=5
（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tF二77.6C；用内插法求得tD二64.6C;用内插法求得tW二99.5C，
则塔顶、塔底的平均温度tm=（64.6+99.5）/2=82.1C
粘度的计算在tm=82.1C时，查得:
2］卩h2o=0.347mPas；卩ch3o=0.272mPas
则由lg•幕=0.807lg（0.347）0.193lg（0.272）求出\=0.331
2全塔相对挥发度
由表2可求得全塔的平均相对挥发度am=4.45
3全塔效率Et和实际塔板数
全塔效率可用奥尔康公式：
ET=0.49（口卩m）』.245计算
所以全板Et=0.49（4.450.331）°245=0.446;实际板层数N精二吐511.212块
Et0.446
（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算
（1）塔径的计算
精馏段平均摩尔质量：
Mum二（31.7826.71）/2二29.25kg/kmol
MLm=（30.9921.78）/2=26.39kg/kmol
精馏段的气、液相体积流率为：
V=76.55129.25=0.57m3/s
3600Pv36007091
图的横坐标为：
取板间距Ht=0.40m，板上液层高度h^0.06m，则
D-
—40.57-0.764m
3.141.244
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为AtD21.02=0.785m2
44
实际空塔气速为：
u二出057=0.726m/s
AT0.785
（2）精馏塔有效高度的计算
有效高度为Z精（N精-2）Ht=（12-2）0.4-4m（3）溢流装置
1
堰长Iw取Lw=0.65X仁0.65
出口堰高：
本设计采用平直堰，堰上液高度how按下式计算，近似取匚-
②弓形降液管的宽度和横截面
查图得：
Af=0.0721.WD=0.124.则
AtD
验算降液管内停留时间：
+匕J.3560.45=28.86
LS5.5灯0一
停留时间［、二。
故降液管可使用。
③降液管底隙高度
取降液管底隙的流速uo=O.13m/s,则
%-S-
.307x10-3=0^
1.17x0.13
（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uoi为Fo/（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：
九=2x-JR2—x2+—^―R3arcsin—
L180R\
甘+D2.83
其中RWC0.06=1.355m,
22
D283
RWDWS0.3510.10］=0.964m所以
-2xTo577X-0.5772十^xO842arcsin°577~|-1.77/^2
LISO084」
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=75mmt'=75mryi以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数288个；按丄：
一「重新核算孔速及阀孔动能因数
「3.90.
如］=—11
—xO.0392x288
4
用二1134X丽二12,11
阀孔动能因数变化不大，仍在9~13范围内,塔板开孔率u/u0=（1.54/11.34）X100%=13.58%
（六）塔板流体力学验算
（1）气相通过浮阀塔板的压降
①干板阻力：
因U0>U01故:
hd=5.34"『0=5.34「苗211^=0.048m
2Png2汉845.59汉9.8
②板上充气液层阻力：
取
f0=0.5加二用如二0.5x0.07=0.035酬
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
hp1=hp1讣g=0.082845.599.8=687.8pa:
（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
禺冬必禺+如）即仏二妇+饥+滋
①单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hpi=0.082m
2液体通过液体降液管的压头损失
hd1=0.153
=0.153
5.5勺0-3”
0.09308勺.182丿
=0.000375m
3板上液层高度
hL=Q07鵰则出1=0.082+0.0026+0.07=015w
取e—0二，已选定円于的也札1=0一0583^,则
奴十札）1二0.5x（045+00583）=0.254^3
可见--所以符合防止淹塔的要求
（3）物沫夹带
泛点率=
8丑
xiocm壮i点率=
板上液体流经长度：
Zl=D-2Wd=2.83-20.35仁2.128m
板上液流面积：
Ab=At-2Af=4.94-20.356=4.23m
查物性系数d…i：
，泛点负荷系数图f--
|11572
9.56+1.360.00552.128
泛点率二845.59-1.1572100%=83.99%
1.^0.010^4.23
据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%f算:
I114
KJ:
+1xl354
jyS51.06-lMJ
整理得:
1.0x0.103^2.174
0.179=0.0366匕+1.841厶，即匕二489-503仏
由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值算出Vs
0.176=0.0296町+1841£；,即町=5并-62.16Z；
精馏段
Ls（m3/s）
0.002
0.01
3
Vs（m/s）
4.79
4.39
2液泛线
旺+/?
.）二方f+尿+為二矗+如+毎+底+為
由此确定液泛线，忽略式中hg
整理得:
^=5357-905444-292.03^
表3-4
精馏段
Ls1（m3/s）
0.001
0.003
0.004
0.007
VS1（m3/s）
7.15
6.86
6.93
6.23
3液相负荷上限
液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s液体降液管内停留时间,以9=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则（Is）=AH=°.35肌0.45=0.03204
max55ZS
4漏液线
对于F1型重阀，依匚作为规定气体最小负荷的标准，则
—0.0392
45
5
■1.1572
=0.248
5液相负荷下限取堰上液层高度how=0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。
1OOO俎
取E=1.0
=7.94灯0-5m3/
2.8413600s
由以上1~5作出塔板负荷性能图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完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限T，气相负荷下限
»所以：
精馏段操作弹性=4.90/1.67=2.93
3-5浮阀塔工艺设计计算结果
项目
符号
单位
备注
塔板类型
分块式塔板
空塔气速
u
m/s
1.244
堰长
lw
m
0.65
堰高
hw
m
0.0596
板上液层咼度
m
0.07
降液管底隙高
h0
m
0.051
浮阀数
N
288
等腰三角形叉排
阀孔气速
u0
m/s
11.12
同一横排孔心距
浮阀动能因子
F0
12.11
相邻横排中心距离
临界阀孔气速
u0c
m/s
9.78
排间距
t，
m
0.065
单板压降
△PP
Pa
683.91
液体在降液管内停留时间
9
s
30.16
降液管内清液层咼度
Hd
m
0.15
泛点率
%
66.30
气相负荷上限
（Vs）max
nVs
4.90
物沫夹带控制
气相负荷卜限
（VS）min
nVs
4.80
漏液控制
操作弹性
2.93
（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•C）
本设计取
M=700比匕：
2『』（杭°k=2926^/（^sah匸）
出料液温度：
78.173C（饱和气）•78.173C（饱和液）；冷却水温度:
逆流操作：
—=注1二匕乂一三「汇所以
AJfl—2Lr3
bi
g
W173—J3；173
二、m：
一
In
斗■:
17-；
50-；■用：
'
传热面积:
A=
Q_870x114x3.09x10l292^x5030-药如巾W
（2再沸器的选择
选用120C饱和水蒸气加热，传热系数取^亠一-：
一*-'
料液温度：
99.815C，100C，热流体温度：
120C」；120C
逆流操作r,所以
20-20.185
In
20
20185
2CLTC
换热面积:
j4f=
870x0.818x318xl03
2926x201
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