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：
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学号：
指导老师：
1
目录
第一章流程确定和说明 2
1.1.加料方式 2
1.2.进料状况 2
1.3.塔型的选择 2
1.4.塔顶的冷凝方式 2
1.5.回流方式 3
1.6.加热方式 3
第二章 板式精馏塔的工艺计算 3
2.1物料衡算 3
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 5
2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算 6
2.3.4实际板数 7
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 10
3.3.液体平均比表面积张力的计算 11
第四章精馏塔的工艺尺寸计算 12
4.1气液相体积流率 12
4.1.1精馏段气液相体积流率：
12
4.1.2提馏段的气液相体积流率：
13
第五章塔板主要工艺尺寸的计算 14
5.1溢流装置的计算 14
5.1.1堰长 14
5.1.2溢流堰高度：
15
5.1.3弓形降液管宽度 15
5.1.4降液管底隙高度 16
5.1.5塔板位置及浮阀数目与排列 16
第六章 板式塔得结构与附属设备 24
6.1附件的计算 24
6.1.1接管 24
6.1.2冷凝器 27
6.1.3再沸器 28
第七章 参考书录 28
第八章 设计心得体会 29
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。
31
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
1.0
0.8
0.6
a
y
0.4
0.2
0.0
0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0
xa
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
C
105
100
（0.00555，98.9583）
######
95
90
85
℃
T/ 80
75
70
65
（0.964987，64.8543）
60
0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0
x
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
⑵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
塔顶
7.20587
1582.271
239.726
288-357
醇
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
⑴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
⑴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
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
①干板阻力
②板上充气液层阻力:
这里
③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
⑵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，
①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，
③板上液层高度：
前已选定板上液层高度
取，又选定
⑶雾沫夹带
①
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②得
由①②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
0.02
0.004
0.07631
15.3989
15.2483
9.8
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
⑵液泛线
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