甲醇水溶液常压筛板精馏塔化工原理课程设计.docx

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甲醇水溶液常压筛板精馏塔化工原理课程设计

化工单元过程及设备课程设计

设计题目：

专业班级：

姓名：

学号：

指导教师：

完成时间：

筛板精馏塔设计

化工1303班

XXX

1315010xx

张亚刚

2016年1月14日

化学与化工学院《化工原理》课程组制

设计

题目

筛板精馏塔的设计

设计任务及要求

设计用于甲醇一水溶液分离的常压筛板精馏塔，原料中含甲醇17%（质量分数，下同），泡点进料，要求塔顶出液浓度98%塔釜出料浓度0.04%,处理量为9000kg/h,塔效率为0.8。

综合运用《化工原理》和相关先修课程的知识，联系化工生产实际，完成精馏操作过程的设备设计。

要求有详细的工艺设计过程（包括计算机辅助计算程序）、工艺尺寸设计、辅助设备选型、设计结果概要及工艺设备条件图（CADS），编写设计说明书。

指导教师评语

成绩：

优良中

指导教师签名：

日期：

2016年月日

摘要

本设计采用浮阀精馏塔分离甲醇-水溶液。

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

流程和主体备设计。

乙醇-水溶液为非理想物系，禾I」用作图法求出最小回流比为1.2075；由精馏费用模型编程得到最优回流比为2.1735，理论板数为15块，计算出全塔效率为0.8%,则实际板数为19块，其中精馏段7块，提馏段12块，进料位置为第6块。

得到精馏塔的塔径2.7米，总高14.48米；板开孔率为10.1%,精馏段操作弹性为3.05，提馏段操作弹性为2.35，塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。

强度校核表明，该精馏塔满足强度、刚度及稳定性等要求。

摘要I

1.绪论1

1.1设计任务1

1.2分离原料简介1

2.筛板精馏塔原理及设备简介2

2.1精馏原理2.

2.2精馏设备2.

2.3工业上对塔设备的主要要求2

2.4筛板塔的特点2

3.装置设备的工艺计算3

3.1设计方案图（见附录）3

3.2精馏塔的条件选取3

3.3精馏的工艺流程图的确定（见附录）4

3.4筛板精馏塔设计计算4

3.4.1题目所给数据4

3.4.2精馏塔的物料衡算4

34.3塔板数的确定5

3.4.4精馏塔的气液相负荷8

3.4.5操作线方程的求取8

3.4.6逐板法求取理论板层数8

3.4.7实际塔板数的求取9

3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算9

3.5.1操作温度的计算9

3.5.2平均摩尔质量10

3.5.3液体平均表面张力计算11

3.5.4平均密度的计算11

3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算13

3.6.1塔径的计算13

3.6.2精馏塔有效高度的计算15

3.7塔板的主要尺寸计算16

3.7.1溢流装置计算16

3.8塔板布置17

3.8.1塔板的分块17

3.8.2开孔面积计算17

3.8.3筛孔计算及其排列18

3.9筛板的流体力学验算18

3.9.1干板阻力h计算18

392气体通过液层的阻力hl计算19

3.9.3液体表面张力的阻力计算20

394液面落差21

3.9.5液沫夹带的校核21

3.10塔板负荷性能图22

3.10.1漏液线22

3.10.2液沫夹带线23

3.10.3液相负荷下限线24

3.10.4液相负荷上限线25

3.10.5液泛线25

3.10.6操作弹性26

4.附属设备及主要附件的选型计算28

4.1附属设备设计28

4.1.1再沸器28

4.1.2冷凝器28

4.2塔附件设计29

4.2.1接管29

4.2.2人孔30

4.3塔总体高度的设定30

4.3.1塔的顶部空间高度Ha30

4.3.2塔的底部空间高度Hb30

4.3.3裙座高度HS的确定31

4.3.4塔顶封头HF的确定31

4.3.5有效塔高的HP确定31

4.3.6塔立体高度31

4.4辅助设备的选型31

4.4.1估计换热面积31

4.4.2原料预热器31

5.设计结果一览表33

6.参考文献36

7.附图37

8.主要符号说明39

结束42

1.绪论

1.1设计任务

本次化工原理课程设计我的任务是设计常压筛板精馏塔分离甲醇和水的混合物，其中，甲醇的含量为17%质量分数，下同），要求的处理量为9000（kg/h）,泡点进料,要求塔顶出液浓度98%塔釜出料浓度0.04%,塔效率为0.8.分离甲醇和水对现实有着很重要的意义。

1.2分离原料简介

甲醇：

系结构最为简单的饱和一元醇，分子量32.04，沸点64.7C。

因在干馏木材

中首次发现，故又称“木醇”或“木精”。

是无色有酒精气味易挥发的液体。

用于制造甲醛和农药等，并用作有机物的萃取剂和酒精的变性剂等。

通常由一氧化碳与氢气反应制得。

甲醇由甲基和羟基组成的，具有醇所具有的化学性质。

甲醇可以在纯氧中剧烈燃烧，生成水蒸气和二氧化碳。

另外，甲醇也和氟气会产生猛烈的反应。

水：

水在常温常压下为无色无味的透明液体。

水通常多是酸、碱、盐等物质的溶液，

习惯上仍然把这种水溶液称为水。

水是一种可以在液态、气态和固态之间转化的物质。

固态的水称为冰；气态叫水蒸汽。

水汽温度高于374.2C时，气态水便不能通过加压转

化为液态水。

在20E时，水的热导率为0.006J/s?

cm?

K,水的密度在3.98C时最大，为1X103kg/m3,温度高于3.98C时，水的密度随温度升高而减小，在0〜3.98C时,

水不服从热胀冷缩的规律，密度随温度的升高而增加。

水在0C时，密度为0.99987X

103kg/m3，水在通电的条件下会离解为氢和氧水。

具有很大的内聚力和表面张力，除汞以外，水的表面张力最大，纯水有极微弱的导电能力，但普通的水含有少量电解质而有导电能力。

水本身也是良好的溶剂，大部分无机化合物可溶于水。

2.筛板精馏塔原理及设备简介

2.1精馏原理

本设计所选取的甲醇-水体系为例，加热甲醇（沸点64.7C）和水（沸点96.0C）的混合物时，由于甲醇的沸点较低，即挥发度较高，所以甲醇易从液相中汽化出来。

若

将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。

经过多次部分汽化部分冷凝，最终在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。

2.2精馏设备

在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏,萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。

塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。

根据塔内气液接触件的结构型式可分为板式塔和填料塔两

大类。

板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡活喷射形式穿过板上液层进行质、热传递，气液相组成成阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

填料塔内有定高度的填料层液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上也有并流向下者与液相接触进行质、热传递，气相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。

2.3工业上对塔设备的主要要求

1.生产能力大。

2.传质、传热效率高。

3.气流的摩擦阻力小。

4.操作稳定，适应性强，操作弹性大。

5.结构简单，材料消耗少。

6.制造安装容易，操作维修方便。

2.4筛板塔的特点

筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。

根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为3—8mm和大孔径筛板（孔径为10—25mm两类。

工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。

筛板的优点是结构简单，造价低，安装容易，也便于清洗检修；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。

其缺点是筛孔易堵塞，不

宜处理易结焦、粘度大的物料。

应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降•因此过去工业上应用较为谨慎。

近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。

在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用，因此，本设计采用筛板塔比较合适。

3.装置设备的工艺计算

3.1设计方案图（见附录）

3.2精馏塔的条件选取

321操作条件：

常压：

101.325kPa.

（确定因素：

塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。

根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑•压

力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚导致设备费用增加，压力增加，组分间的相对挥发度降低，常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益，在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。

）

3.2.2进料状态：

泡点进料。

（确定因素：

进料状态与塔板数，塔径，回流比以及塔的热负荷有关。

进料热状况有

五种。

一般都将料液预热到泡点或者接近泡点才送入塔内，这样塔操作容易被控制饱和液体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，提馏段和精馏段塔径大致相同。

在设备制造上比较方便。

冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。

所以根据设计要求，选择泡点进料q=1。

）

3.2.3回流比：

取最小回流比的1.8倍，即R=1.8Rmin.

（确定因素：

选择回流比主要从经济观点出发，力求设备费用和操作费用最低。

实际操作的R必须大于R最小值，但并无上限限制。

选定操作R时应考虑随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少。

但因塔内气、液流量L，V，L'，V增加，势必使蒸馏

釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。

若R值过大，即气液流

量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。

其设备投资操作费用与回流比之间的关系如右图所示。

总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。

设计时应根据技

术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为R=1.2~2Rmin本设计综合考虑以上原则选用R=1.8Rmin）

3.3精馏的工艺流程图的确定（见附录）

3.4筛板精馏塔设计计算

3.4.1题目所给数据

进料中甲醇含量为17%（质量分数），分离后塔顶出液浓度为98%塔釜出.料浓度

为0.04%，处理量为9000（kg/h）

3.4.2精馏塔的物料衡算

甲醇的摩尔质量：

M甲醇=32.04kg/kmol

水的摩尔质量：

M水=18.02kg/S。

1

0.17/32.04

0.17/32.040.83/18.02

0.98/32.04

0.98/32.040.02/18.02

0.0004/32.04

0.0004/32.040.9996/18.02

已知F=9000kg/h,XF=0.267,XD=0.989,Xw=0.000711

原料液及塔顶，塔釜产品的平均摩尔质量

MF=0.267X32.04+（1-0.267）X18.02kg/kmo1=21.763kg/kmo1

MD=0.989X32.04+（1-0.989）X18.02kg/kmol=31.886kg/kmol

M=0.000711X32.04+（1-0.000711）X18.02kg/kmol=18.02997kg/kmol总物料衡算F=D+W

FXf=DXd+WXW

F=9000/21.763=413.546kmol/h

联立解得D=111.428Kmol/h

W=302.118Kmol/h

平均相对挥发度a的计算:

a1的计算：

x=0.989y=0.9954

所以a1=0.9954*（1-0.989）/[0.989*（1-0.9954）]=2.407

用内插法：

96・40-10°.°0tw100.°0

:

0020.000711

查表得tw=99.872C

在tw=99.872C下求相应的x,y

同理用内插法:

96.40-100.00

0.02

99.872-100.00

x

96.40-100.00

0.134

99.872-100.00

解得x=0.000711y=0.00476

6.722

0.00476（1-0.000711

0.000711（1-0.0047$

所以a=、、、12=4.022

3.4.3塔板数的确定

理论板层数的求取

常压下水和甲醇的汽液平衡表

t

X

y

t

X

y

100.00

0

0

75.30

0.40

0.729

96.40

0.02

0.134

73.10

0.50

0.779

93.50

0.04

0.234

71.20

0.60

0.825

91.20

0.06

0.304

69.30

0.70

0.870

89.30

0.08

0.365

67.60

0.80

0.915

87.70

0.10

0.418

66.00

0.90

0.958

84.40

0.15

0.517

65.00

0.95

0.979

81.70

0.20

0.579

64.50

1.00

1.00

甲醇加呦图

刘

t-Kt-y

臼諄•水X呼相平衡图

最小回流比的计算和适宜回流比的确定:

当a=4.022时，y=0.594

故最小回流比Rmin=（（XdyF）/（xD-Xf）

Rmin1

=（0.989-0.594）/（0.989-0.267）=0.547

Rmin=1.2075

因此操作回流比为R=1.8Rmin=1.8X1.2075=2.1735

捷算法求取：

全回流下的最少理论板数

Nmin

lgXD/1XD1Xw/Xw

lg

将上述的a=4.022代入得Nmin=8.441

RRmin2.1735-1.20750304

R12.17351.

查吉利兰关联图得NNmin0.4315

N1

解得N=15.61=16块

3.4.4精馏塔的气液相负荷

L=RXD=2.1735X111.428kmol/h=242.189kmol/h

V=（R+1）XD=（2.1735+1）x111.428kmol/h=353.617kmol/h

L'=L+F=242.189+413.546kmol/h=655.735kmol/h

V'=V=353.617kmol/h

3.4.5操作线方程的求取

=1.8544Xn-0.0006075

式中Xn――提馏段内第n层板下降液体中易挥发组分摩尔分率;

Yn1――提馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率

3.4.6逐板法求取理论板层数

ax

相平衡方程y=1+（a-1）x则人=yn/[a-（a-1）yn]

=yn/（4.022-3.022yn）

第一块塔板上升气相组成yi=X=0.989

第一块塔板下降液体组成x仁yi/（4.022-3.022yJ=0.957

同理求得Y2=0.9672

X

2=0.879

丫3=0.9143

X

3=0.726

Y4=0.8089

X

4=0.5128

丫5=0.6628

X

5=0.3283

丫6=0.536

X

6=0.223<0.267

由于X6

丫7=0.4135X

丫8=0.2759X

丫9=0.1599X

Yi0=0.0832X

Yii=0.0403X

7=0.149

8=0.0866

9=0.0452

i0=0.022

11=0.01033

12=0.00468

Y12=0.0186X

提馏段理论

因此总理论板数为15,第六块为加料板，其中精馏段理论板数为板数为10块（包括釜）

3.4.7实际塔板数的求取

精馏段实际板层数：

N（精）=5/0.8=6.25=7层

提馏段实际板层数：

N（提）=9/0.8=11.25=12层

全塔数为19层

3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

3.5.1操作温度的计算

用内插法求得进料温度

（64.5-65.0）/（1-0.95）=（64.5-tD）/（1-0.989）

解得塔顶温度tD=64.61T

用内插法求得进料温度

（78-81.70）/（0.30-0.20）=（tF-81.70）/（0.267-0.20）

解得tF=79.22C

用内插法求得塔釜温度

（96.4-100.00）/0.02=（tW-100.00）/0.000711

解得tW=99.872C

精馏段平均温度：

tm仁（64.61+79.22）/2=71.92C

提留段平均温度：

tm2=（79.22+99.872）/2=89.55C

3.5.2平均摩尔质量

（1）.塔顶平均摩尔质量由y1=X=0.989，计算得出x1=0.957

MVdm=0.989x32.04+（1-0.989）x18.02=31.886kg/kmol

Md=0.957x32.04+（1-0.957）x18.02=31.437kg/kmol

（2）.进料板平均摩尔质量的计算

由图解理论板可以得出Xf=0.267，计算得出Yf=0.594

Mrf0.594x32.04+（1-0.594）x18.02=26.35kg/kmol

MLfm=0.267x32.04+（1-0.267）x18.02=21.76kg/kmol

（3）.塔釜平均摩尔质量的计算

Xw=Y=0.000711,X14=0.000177

MVw=0.000711x32.04+（1-0.000711）x18.02=18.030kg/kmol

MLwm=0.000177x32.04+（1-0.000177）x18.02=18.022kg/kmol

（4）.精馏段平均摩尔质量的计算

Mh=（31.886+26.35）/2=29.118kg/kmol

MLM=（31.437+21.76）/2=26.599kg/kmol

（5）.提馏段平均摩尔质量的计算

M'v=（26.35+18.030）/2=22.19kg/kmol

M、LM=（21.76+18.022）/2=19.891kg/kmol

3.5.3液体平均表面张力计算

A为甲醇，B为水

（1）:

塔顶液相平均表面张力计算查求得tD=64.61C

（TA=19.732mN/mcB=65.219mN/m

（TLDh=0.989X19.732+（1-0.989）X65.219=20.232mN/m

（2）:

进料液相平均表面张力计算查得tF=79.22C下

cA=49.458mN/mcB=62.639mN/m

clr=0.267X49.458+（1-0.267）X62.639=59.119mN/m

⑶塔釜液相平均表面张力计算查得tw=99.872C下

cA=58.610mN/mcB=58.816mN/m

clw=0.000711X58.610+（1-0.000711）X58.816mN/m=58.816mN/m因此：

精馏段液相平均表面张力cLM=（20.232+59.119）/2=39.68mN/m提馏段液相平均表面张力c'LM=（59.119+58.816）/2=58.97mN/m

3.5.4平均密度的计算

⑴气相平均密度的计算：

由理想气体状态方程得T=（Td+Tf）/2=71.92C

塔顶液相平均密度的计算:

由td=64.61T，查得

0.98932.04

0.98932.040.01118.02

13

1737.44kg/m

（0.9938/736.3）（0.0062/980.71）

塔釜液相平均密度的计算:

由tw=99.872C查得

3

甲醇=704.12kg/m°

3

水=958.275kg/m

塔釜液相质量分数

0.00071132.04

0.00071132.040.999318.02

0.00126

-957.84kg/m3

（0.00126/704.12）（0.9987/958.275）

进料板液相平均密度的计算:

由tf=79.22°C查得

33

甲醇=721.78kg/m水=972.27kg/m

进料板液相质量分数

0.26732.04

0.26732.040.73318.02

0.393

1855.58kg/m3

（0.393/721.78）（0.607/972.27）

因此：

精馏段液相平均密度为

=（737.44+855.58）/2=796.51kg/m3

提馏段液相平均密度为

3

=（855.58+957.84）/2=906.71kg/m3

3.5.5液体平均粘度的计算

液相平均粘度依下计算公式lglmxlgi

（1）塔顶液相平均粘度的计算：

由td=64.61C，查得

da=0.3286mpasDB=0.439mpas

lgLD=0.989lg（0.3286）+0.011lg（0.439）

则ld=0.3296（mpas）

（2）进料液相平均粘度的计算:

由tf=79.22C查得

FA=0.2796mpas

FB=0.3534mpas

lglf=0.267lg（0.2796）+0.733lg（0.3534）

则LF=0.332（mpas）

（3）塔釜液相平均粘度的计算:

由tw=99.872C查得

WA=0.2283mpasWB=0.3165mpas

lgLW=0.000711lg（0.2283）+0.9993lg（0.3165）

则LW=0.3164（mpas）

因此：

精馏段液相平均粘度为L=（LD+LF）/2=0.3308mpas

提馏段液相平均粘度为L=（LF+LW）/2=0.3242mpas

3.5.6气液体积流率的计算

（1）精馏段的气相与液相体积流率分别为：

由已知条件V=353.617kmol/hL=242.189kmol/h得

VS=VMvm=353.61729.1182.7823（m3/s）

3600vm36001.028

LS=LMlm=