甲醇水溶液连续精馏塔课程设计Word格式文档下载.docx
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进料状况：
泡点进料
单板压降：
_0.7kPa
厂址：
安徽省合肥市
塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.5Mpa
三、设计任务
完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书•
设计内容包括：
1、精馏装置流程设计与论证
2、浮阀塔内精馏过程的工艺计算
3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定
4、塔盘设计
5、流体力学条件校核、作负荷性能图
6、主要辅助设备的选型
四、设计说明书内容
1目录
2概述（精馏基本原理）
3工艺计算
4结构计算
5附属装置评价
6参考文献
7对设计自我评价
摘要：
设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对甲醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。
首先根据设计任务，确定操作条件。
比如：
操作压力的确定、进料状态等的确定。
然后设计工艺流程草图。
根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。
最后计算塔的工艺尺寸、浮阀的流体力学演算、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。
关键词：
精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备
一、精馏操作对塔设备的要求和类型
1、对塔设备的要求
精馏所进行的是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。
但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
⑴气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。
⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽）、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。
对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
⑹塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。
不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。
2、板式塔类型
气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多
降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。
目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。
⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10〜15%。
⑶塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。
⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是：
⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
⑵操作弹性较小（约2〜3）。
⑶小孔筛板容易堵塞。
3、精馏塔的设计步骤
本设计按以下几个阶段进行：
⑴设计方案确定和说明。
根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。
⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。
⑶塔板设计：
计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。
接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。
⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。
⑸抄写说明书。
⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。
二、精馏塔工艺设计计算
1、设计方案的确定及概述
本设计任务为分离甲醇一水混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
精馏是指由不同挥发度的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。
塔顶蒸汽冷凝回流和塔釜溶液再汽化是精馏高成婚度分离的充分必要条件。
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。
塔顶上升的蒸汽采用
全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故采用最小回流比的2倍。
塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
2、精馏塔物料衡算
1.2.1原料液及塔顶、塔底产品含甲醇的摩尔分率甲醇的摩尔质量Ma=32.04kg/kmol水的摩尔质量Mb=18.02kg/kmol
用公式X=
aA/Ma
aA/MAaB/M
求出:
0.25/32.04
0.25/32.040.75/18.02
二0.1579
0.95/32.04
0.95/32.040.05/18.02
=0.9144
0.06/32.04
Xw二■
0.06/32.040.94/18.02
1.2.2原料液及塔顶的平均分子量
=0.03466
M=0.1579X32.04+（1-0.1579）X18.02=20.23kg/kmolM=0.9144X32.04+（1-0.9144）X18.02=30.84kg/kmolMW=0.03466X32.04+（1-0.03466）X18.02=18.51kg/kmol1.2.3物料衡算
总物料衡算W+17000=F'
（1）
甲醇的物料衡算0.95X17000+0.06W'
=0.25F'
（2）
联立以上二式，解得:
W'
=62631.58t/a
F'
=79631.58t/a
D'
=17000t/a
W=62631580/（7200
F=79631580/（7200
D=17000000/（7200
X18.51）=469.95kmol/h
X20.23）=546.71kmol/h
X30.84）=76.56kmol/h
2、塔板数的确定
*
甲醇水气液平衡关系（101・3kPa）
X
Y
T「C）
「100:
0.02
0.134
196.4
0.04
0.23
93.5
0.06
0.304
91.2
0.08
0.365
89.3
0.1
0.418
87.7
0.15
0.517
「84.4:
0.2
0.579
81.7
0.3
0.665
78.0
0.4
0.729
75.3
0.5
0.779
73.1
0.6
0.825
71.2
0.7
0.87
「69.3「
0.8
0.915
67.5
0.9
0.958
66.0
0.95
0.979
「65.0:
1
64.5
*注：
摘自化学工程手册第二版第13分篇13-6
2.1求最小回流比Rmin
（1）相对挥发度:
的计算
①根据全塔的物料衡算结果Xd=0.9144、Xf=0.1579、XW=0.03466和常压下
甲醇和水的气液平衡数据，用内插法求得塔顶、塔釜及进料的温度：
Xd-0.95td-65.0
=―
1-0.9564.5-65.0一
进料：
Xf-0.15tf84.4tf=83.9734C
0.20—0.1581..7-84.4
塔釜：
Xw=twTOO_tw=93.7612C
0.02-096.4-100
②由液体饱和蒸汽压安托因常数可知，在泡点进料温度下，即t=83.9734C时，其安托因常数为：
甲醇：
A=7.19736，B=1574.99,C=238.86
水：
A=7.07406，B=1657.46，C=227.02
则由安托因方程有：
B157499
IgP甲醇=A7.197362.319，即P甲醇=208.449kPa
t+C83.9734+238.86
IgP水=
A—B7.07406-1657.461.744，即P水=55.463kPa
tC83.9734227.02
55.463
⑵求最小回流比Rmin
采用图解法求最小回流比。
根据q线方程为：
x=Xr=0.1579,在图中对角线上e（0.1579,0.1579）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为q（0.1579,0.52）
2.2求最小理论板数Nmin
（1）:
全塔的计算
计算已知塔顶塔釜温度，查的安托因常数：
A=7.19736，B=1574.99，C=238.86
1T塔顶=65.356C
lgP甲醇=A7.197362.02，即P甲醇=104.71kPa
t+C65.356+238.86
lgP水=AB7.074061657.461.405，即P水=25.42kPa
t+C65.356+227.02
塔顶的挥发度：
“=^甲醇二！
0^=4.12
P水25.42
2T塔釜=83.9734C
lgP甲醇=A7.197362.32，即P甲醇=208.31kPa
t+C83.9734+238.86
lgP水=AB7.074061657.461.74，即P水=55.53kPa
t+C83.9734+227.02
故：
全塔=•:
w：
d=.3.754.12=3.93
（2）求最小理论塔板数Nmin
在全回流下求出所需理论板数Nmin,对于接近理想体系的混合物，可以采用芬斯克方程计算：
2.3理论塔板数的确定
取R=2Rmin=21.089=2.178
由上求得R=2.178:
=3.758
1精馏段的操作线方程
RXd2.1780.9144cccc
yn：
：
1xx0.68X0.288
R+1R+12.17^12.17^1
2R'
=（R+1）（Xf-Xw）/（Xd-Xf）+（q-1）（Xd-Xw）/（Xd-Xf）
（2.178+1）（0.1579—0.03466）（1—1）（0.9144—0.03466）
=0_518
0.9144-0.1579
提馏段的操作线方程
R'
1
Xw
0.5181
0.03466
ynX
x2.93x-0.067
0.518
③理论塔板数计算：
已知：
相平衡方程y：
«
x
3.758x
1（：
-
-1）x12.758x
精馏段的操作线方程yn.1=0.685x0.288
提馏段的操作线方程yn=2.93x-0.067
先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程计算如下：
屮=Xd=0.9144相平衡>
X1=0.74
y2二0.685x10.288二0.7945相平衡>
x^0.508
相平衡
y3二0.685x20.288二0.636、X3二0.317
屮二0.685x30.288二0.505相平衡>
X4二0.214
y5二0.685x40.288二0.435>
x^0.17
y6二0.685X50.288二0.405>
X6二0.153<
Xf=0.1579
进料板为第六块
再交替使用相平衡方程与提馏段操作线方程计算如下：
屮二2.93x6—0.0670.381相平衡>
x^0.141
y8=2.93x7—0.067=0.346相平衡>
x^0.123
屮二2.93x8-0.067二0.293相平衡>
X9二0.099
yio=2.93X9—0.067二0.223相平衡>
xio=0.071
yii=2.93xio—0.067=0.141>
xii=0.042
yi2二2.93xii-0.067二0.056>
X6二0.0i56<
Xw=0.03466
故总理论塔板数为ii（不包括再沸器）。
精馏段理论塔板数为5,第六块塔板为进料板，提馏段理论塔板数为6。
2.4实际板层数的求取
（i）
全塔效率的计算
td=65.356C、tw=93.76i2C,tf=83.9734C求得塔平均温度为：
则该温度下进料液平均粘度为：
口L=Xf口甲醇+（1-Xf）卩水
=0.15790.278+（1-0.1579）
用奥康奈尔法对全塔效率进行估算
■0245
ET=0.49（3.7580.345）.=46%
（2）实际塔板数N
精馏段：
N精=5/0.46"
1（层）提馏段：
N提=6/0.46"
4
故实际塔板数：
N=11+14=25（层）
三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.1操作压强Pm
塔顶操作压力为PD=4+101.3=105.3kPa，取每层板的压力降为0.7kPa,则进料板压强为：
FF=110.7+105.3=113kPa,塔底压力为：
Pw=PD+250.7=122.8kPa,故
精馏段平均操作压力为：
Pm精）=105.3113=109.15kPa,提馏段平均操作压力为：
2
113122.8
Pm提）=117.9kPa
3.2操作温度tm
td=65.356C,tf=83.9734C,tw=93.7612C
则精馏段平均温度坊二65.35683.9734二74.66C
提馏段平均温度£
=93.761283.9743弋8.87C
3.3平均分子量Mm
①塔顶：
浙二Xd二09144,为二0.74
MVDm=0.914432.04（1-0.9144）18.02=30.84kg/kmol
MLDm=0.7432.04（1-0.74）18.02=28.39kg/kmol
进料板：
xF=0.1579,yF=0.413
Mvf-0.41332.04（1-0.413）18.02=23.81kg/kmol
MLFm=0.157932.04（1-0.1579）18.02=20.23kg/kmol塔釜:
xW=0.03466,yW=0.119
Mvw=0.11932.04（1-0.119）18.02二19.67kg/kmol
MLWm二0.0346632.04（1-0.03466）18.02二18.51kg/kmol
则精馏段平均分子量
30.84+23.81
MVm==27.325kg/kmol
28.3920.23
=24.31kg/kmol
3.4平均密度臨
（1）气相平均密度的计算
1a
（2）液相平均密度的计算二=二2
（3）
依据1二，可得:
PldpLApLB
LDm
tf=839734C根据甲醇与水的液相密度表，利用内插法可求得
?
h2o=969.14kg/m3,「ch2oh=732.35kg/m3
13
「lf896.66kg/m
m0.251-0.25
+
732.35969.14
则精馏段液相平均密度:
896.66
3.5液体表面张力
塔顶：
由td=65.356C根据液体表面张力表利用内插法求得:
；
「h2o=65.25mN/m,；
「cH20H=16.72mN/m
=Xd
ch2oh
+（1—Xd）h▽H2o=0.9144W6.72+（1—0.9144）乂65.25=20.87mN/m
h2o
tf=83.9734C根据液体表面张力表利用内插法求得:
-H2^61.85mN/m^cH2oH=14.59mN/mcrLFm=XfxcrctoH+（1-Xf）汉crH2O=0.1579汽14.59+（1-0.1579）61.85=54.39mN/m
（4）塔釜：
tw=93.7612C根据液体表面张力表利用内插法求得：
匚出0=60.02mN/mQcH?
®
=13.50mN/m
^LWm=Xw汉<
jCh2OH+（1—Xw）汉o^o=0.03466汉13.50+（1—0.03466）汉60.02=58.41mN/m
2087+5439精馏段液相平均表面张力：
6==37.63mN/m
m2
5439+5841
提馏段液相平均表面张力：
▽Lm=.2―=56.4mN/m
3.6液体粘度
液相平均粘度依下式计算，即=7Xi"
（1）塔顶液相平均粘度
由td=65.356C根据液体粘度表利用内插法求得：
jh2o=0.439mPa•s,"
ch2oh=0.326mPa・s
JLDm=0.91440.326（1-0.9144）0.439二0.336mPa・s
（2）进料板液相平均粘度
tf=83.9734C根据液体粘度表利用内插法求得：
■—-0.34mPa*s^—ch,oh-0.267mPa*s
JLFm=0.15790.267（1—0.1579）0.34二0.328mPa・s
（3）塔釜液相平均粘度
tw=93.7612C根据液体粘度表利用内插法求得：
「出。
=0.305mPa・s,"
ch2oh=0.243mPa・s
%Wm=0.034660.243（1-0.03466）0.305二0.303mPa•s
精馏段液相平均粘度：
怙二0.3360.328二0.332mPa
032A+0303
提馏段液相平均粘度：
心一■F-"
3155mpa・s
四、精馏塔塔体工艺尺寸计算
4.1塔径的计算
（1）精馏段
精馏段的气液相体积流率：
V=（R+1）D=（2.178+1）76.56=243.3Kmol/h
VMVm
3600心
243.327.325
36001.031
=1.791m3/s
L=RD=2.17876.56=166.75Kmol/h
fp__pCT
最大空塔气速f9LJ,其中C©
盘）0.2，C20可由斯密斯关
联图查得
Ls_0.001357830.095
Vs［匚一1.791:
1.031
取板间距Ht=0.46m，板上清液层高度hL=0.06m，贝UHt-=0.40m,
查斯密斯图得C20=0.082
则气体负荷因子C=0.082（37.6310f0.093
.830.095-1.031
取大空塔气速umax=0.0932.637m/s
\1.031
塔径D'
二
4Vs
取安全系数为0.7，贝Uu=0.7umax二0.72.637=1.8459m/s
41.7911.11m二1.8459
按照标准塔径规整后D=1.2m
V=V+（q-1）F=243.3Kmol/h
联图查得。
板上清液层高度h^0.06m，则Ht-九=0.40m,查斯密斯图得C20=0.08
则C=0.08（竺吒严=0.0978
最大空塔气速Umax=0.0978.920.08—0.852=3.212m/s\0.852
取安全系数为0.7，贝Uu=0.7umax二0.73.212二2.2484m/s
4Vs'
_41.724
二u■?
.；
2.2484
按照标准塔径规整后D=1m
实际空塔气速：
U=冬二1724=2.196m/sAt0.785
4.2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度：
Z精=（N精一1）0.4=（11一1）0.4=4m
提馏段有效高度：
Z提=（N提-1）0.4=（14-1）0.4=5.2m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，则精馏塔的有效高度为
Z=45.20.8=10m
五、塔板主要工艺尺寸计算
5.1溢流装置计算
因塔径D=1.2m可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下:
（1）取堰长精馏段：
lw=0.66D=0.661.2=0.792m
提馏段：
lw=0.66D=0.661-0.66m
（2）溢流堰高度山=hL-h°
w
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