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1、化工原理甲醇水分离过程填料精馏塔设计 摘要：本设计对甲醇水分离过程填料精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程进行了选择和确定。2、对生产的主要设备填料塔进行了工艺计算设计,其中包括：精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；填料层压降的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足生产工艺的需要，有一定应用价值。关键字：甲醇水；分离过程；精馏塔目 录前 言 11设计方案的确定 12精馏塔的物料衡算 22.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 22

2、.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 32.3物料衡算 33塔板数的确定 33.1甲醇-水属理想物系,故可用图解法求理论板层数. 33.2全塔效率E 54 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算 54.1工艺条件 54.2平均摩尔质量 54.3平均密度计算 74.4液体平均表面张力计算 74.5液体平均粘度计算 85精馏塔的塔体工艺尺寸计算 95.1 塔径的计算 95.2填料层高度计算 106填料层压降计算 107设计过程的评述 11参考文献 13前 言 填料塔结构简单，压降小，填料易用耐腐蚀材料制造。过去，由于填料本体及塔内构件不够完善，填料塔大多局限于处理腐蚀性介质或不适宜安装塔板的小直径

3、塔。近年来，由于填料结构的改进和新型高效、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效率，又保持了压力降小及性能稳定的特点，因此，填料塔已经被推广到许多大型气液传质的操作中。填料塔操作时，液体自塔上部进入，通过液体分布装置均匀淋洒于填料层上，继而沿填料表面缓慢下流。气体自塔下部进入，穿过栅板沿着填料间隙上升。这样,气液两相沿着塔高在填料表面与填料自由空间连续逆流接触，进行传质和传热。 甲醇-水属于难分离物系，选用填料精馏塔的分离效率较高，容易满足生产要求1设计方案的确定本设计任务为:分离甲醇-水混合物，对于二元混合物的分离，一般采用连续精馏流程。精馏是分离液体混合物最常用的一种操作，它通过汽

4、、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发组分由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。精馏对塔设备的要求大致包括：一：生产能力大：即单位塔截面可通过较大的汽、液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率。三：流动阻力小：流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作时易于达到要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当汽、液相流率有一定的波动时，两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足物性每些工艺特性，如腐蚀性、

5、热敏性、气泡性等特殊要求。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。甲醇常压下的沸点为64.7，故可采用常压操作。用30的循环水进行冷凝。塔顶上升蒸汽用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储槽。因所分离物系的重组分为水，故选用直接蒸汽加热方式，釜残液直接排放。甲醇-水物系分离难易程度适中，气液负荷适中。设计中选用金属散装阶梯环Dn38填料。因废甲醇溶液中含有少量的药物固体微粒，应选用金属散装填料，以便定期拆卸和清洗。阶梯环是对鲍尔环的改进。与鲍尔环相比，阶梯环高度减少一半，并在一端增加了一个锥型翻边。由于高经比减少，使的气体绕填料外

6、壁的平均路径大为缩短，减少了气体通过填料层的阻力。锥型翻边不仅增加了填料的机械强度，而且使填料之间由线接触为主变为点接触为主，这样不但增加了填料间的空隙，同时成为液体沿填料表面流动的汇集点，可以促进液膜的表面更新，有利于传质效率的提高。阶梯环的综合性能优于鲍尔环，成为目前所使用的环型填料中最为优良的一种。同类填料，尺寸越小，分离效率越高，但阻力增加，通量减小，填料费用增加很多。而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低，根据计算故选用Dn38规格的。2精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量： MA =32.04kg/kmo

7、l水的摩尔质量: MB=18.02kg/kmol XF =(0.46/32.04)/0.46/32.04+0.54/18.02=0.324 XD=(0.997/32.04)/0.997/32.04+0.003/18.02=0.995XW =(0.005/32.04)/(0.005/32.04+0.995/18.02)=0.00282.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF =0.327*32.04+(1-0.327)*18.02=22.536vkg /kmol MD=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kg/kmol MW=0.0028*32.04+(1-

8、0.0028)*18.02=18.059kg/kmol2.3物料衡算废甲醇溶液的处理量为3t/h原料处理：F 3000/22.536=132.98kg/h总物料衡算: 132.98=D+W甲醇物料衡算: 132.98*0.324=0.995D+0.0028W 解得: D=43.05kmol/h W=89.93kmol/h3塔板数的确定3.1甲醇-水属理想物系,故可用图解法求理论板层数.3.1.1由以知的甲醇-水物系的气液平衡数据,绘出x-y图.3.1.2求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比:在x-y图中对角线上，自点e（0.327,0.327）作垂线即为进料线.该线与平衡线的交点坐标

9、: y =0.688. x =0.327.故最小回流比; R min=(xD yq)/(yq xq)=(0.995-0.688)/(0.688-0.327)=0.85.由于甲醇-水属于难分离物系,操作回流比与最小回流比的值要大些.故取操作回流比: =1.73.1.3求精馏塔的气液相负荷qn,L=R* qn,D =1.7*43.03=73.151kmol/hqn,V=(R+1)* qn,D=116.181kmol/hq,n,L= qn,L+qn,F=73.151+116.181=189.332kmol/hq,n,V = qn,V =116.181kmol/h 气相组成: y1=0.995液相组成

10、: x1 =0.992 3.1.4采用图解法求理论板数,如图所示,精馏段：y=0.630x+0.369提馏段：y=1.630x,-0.0022求解结果为：总理论板数: NT =11进料位置为: NF=73.2全塔效率 绘出甲醇-水的气液平衡数据作t-x图,查得:塔顶温度: t=64.9塔釜温度:t=99.2进料温度: t=76.5塔平均温度:t=82.04 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算4.1工艺条件塔顶压力: P=101.3+4=105.3Kpa.操作温度: 塔顶温度: t=64.9塔釜温度:t=99.2进料温度: t=76.54.2平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量: X=Y=0.995. 查

11、平衡曲线(X-Y图)得:X=0.992. MVD=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kmol/h MLD =0.992*32.04+(1-0.992)*18.02=31.328kmol/h进料板层平均摩尔质量:查X-Y图得: YF=0.460. XF=0.324MVF=0.460*32.04+(1-0.460)*18.02=27.590kmol/hMLF =0.324*32.04+(1-0.324)*18.02=22.536 kmol/h塔底平均摩尔质量: XW =0.0028. YW =0.013 MVW =0.013*32.04+(1-0.013)*18.0

12、2=18.2 kmol/h MLW =0.0028*32.04+(1-0.0028)*18.02=18.059 kmol/h精馏段平均摩尔质量: MVJ=(31.97+27.66)/2=29.76 kmol/h MLJ=(31.33+22.60)/2=27.245 kmol/h精馏段平均质量流量： LJ=DR MLJ / M甲醇 =43.03*1.6*26.97/32.04=57.95 kmol/h GJ =D（R+1）MVJ/ M甲醇 =43.03*2.6*29.815/32.04=104.09 kmol/h提馏段的液体平均摩尔组成为： XT=（XF/XW ）/2=（0.122+0.0028

13、）/2=0.0624提馏段中液体平均摩尔质量为： =32.040.0624+18.02（10.0624）=22.795kg/kmol提馏段的液体平均质量流量： LT=DR* MX，T / M甲醇 +（F* MX，T/ M是）=45.3kmol/h提馏段中蒸汽平均摩尔组成： YT=（YF+YW）/2=（0.468+0.013）/2=0.2405。提馏段中蒸气平均摩尔质量： MY，T = M甲醇 *YT + M水*（1YT）=32.04*0.2405+18.02*（10.2405） =20.280 kg/kmol提馏段中蒸气平均质量流量： GT =D（R+1）MY，T / M甲醇=43.03（1.

14、6+1）*21.4/32.04=74.7 kg/h 4.3平均密度计算(1).气相平均密度:由气液平衡图求得蒸汽平均温度：tJ = 70.7，tT =87.9故得精馏段的蒸汽密度： Y，J =MT，J /22.4*T0 /（T0 +tJ） =1.06 kg/m3提留段的蒸汽密度：Y，T=MT，T /22.4*T0 /（T0 +tT） =0.775kg/m3(2).液相平均密度计算:=液相平均密度依下列式计算:1/lm=i/i塔顶液相平均密度计算:由t=64.9查手册得: 甲醇=742.6 kg/m-3 水 =0.97782 kg/m3lDm=1/(0.995/742.6)+(0.005/0.9

15、7782)=793.314kg/m3进料板液相平均密度: 由t=76.5,查手册得: 甲醇=734.8kg/m-3 水 =0.971kg/m3进料板液相的质量分率：a甲醇=0.122*32.04/(0.122/32.04)+(0.878/18.02)=0.198lFm =1/(0.198/734.8)+(0.802/0.971)=840.078kg/m3塔底液相的平均密度接近水的密度，查手册得在99.2时水的密度为：水=981 kg/m3 精馏段液相平均密度为: lJ =(746.55+840.078)/2=793.314 kg/m3提留段液相平均密度： lT=（840.078+981）/2=

16、899.039 kg/m34.4液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算: =xi/i塔顶液相平均表面张力的计算:由t=64.9查手册得: 甲醇=742.6 mN/m 水 =0.97782mN/mlDm =0.995*16.77+0.005*65.23=17.02 mN/m进料板液相表面张力的计算:由t=76.5查手册得: 甲醇=14.82mN/m 水 =62.5mN/m lFm=0.122*14.82+0.818*62.5=47.64 mN/m塔釜液体的表面张力接近水的表面张力，由t= 99.2查手册得：水 =58.9mN/m精馏段液相平均表面张力为: lT=(17.02+56.68)

17、/2=32.349 mN/m提留段液体平均表面张力为： lT =(47.641+58.866)/2=53.253 mN/m4.5液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即: lgm=xilgi塔顶液相平均表面张力的计算:由t=64.9查手册得： 甲醇=0.330 mpas 水 =0.4355mpas lglDm =0.995*lg0.33+0.005*lg0.4355 解出： lDm=0.329mpas进料板液相平均粘度的计算：由t=76.5查手册得： 甲醇=0.272mpas 水 =0.3478mpas lglFm =0.122*lg(0.272)+0.878*lg(0.3478) 解出：

18、lDm=0.348 mpas塔釜液体的粘度接近水的粘度，由t=99.2查手册得： 水 =0.2866 mpas精馏段液相平均粘度为： lJ =(0.348+0.329)/2=0.3385mpas提留段液相平均粘度为： lT =(0.348+0.3304)/2=0.316mpas5精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算采用气相负荷因子法计算适宜的空塔气速。5.1.1精馏段塔径计算 Eekert通用关联图的横坐标为：(Wl/ Wv)/( v/l)0.5=0.0645.查相关的图得：(uF2*F*/g)* (v/l)*0.2=0.1745.查表有： F =160 m-1uF =g*F / (F

19、*ul0.2 *F )0.5=5.203 m/s 取u=0.5 uF=0.5*5.203=2.6 m/s由D=4 Vs / (*u)0.5=0.757圆整后： m 空塔气速是2.6 m/s5.1.2.提留段塔径计算计算方法同精馏段,计算结果为: ut=2.728 m/s D=0.755 m圆整塔径,取 D=0.80m.精馏段和提留段塔径圆整后都为800mm为全塔的塔径液体喷淋密度校核： 取最小润湿速率为: (lw )m=0.08 m3 / m2h查附录五得： at=74.9 m3 /m2 .h.umin=(lw )m* at=0.08*74.9=5.92 m3 / m2h精馏段液体喷淋密度为u

20、=1875.764/(793.314*0.785*0.8*0.8)=4.70m3 / m2h 精馏段空塔气速为： u=3329.490/( 1.056*0.785*0.8*0.8*3600)=1.743m/s提留段液体喷淋密度为U=提留段的空塔气速为u=1.820m/s5.2填料层高度计算本设计选择50的金属环矩鞍填料用等板高度进行计算 Z=HETP*NT. Lg(HETP)=h-1.292lnl+1.47lnl 精馏段填料层高度为 查表有: h=7.2883 精馏段填料层高度为： Z景=8*0.975=7.8 m Z精=1.25*7.8=9.75 m 塔层分为两段，每段高度4.9m提留段填料

21、层高度为：h=7.2883 Z提=4*0.463=1.852 mZ提=1.25*1.852=2.31 设计取精馏段填料层高度为9.8m,提留段填料层高度为2.4m则填料层总高度为Z=9.8+2.4=12.2m6填料层压降计算采用Eckert通用关联图计算填料层压降.查图有, 横坐标为: (Wl/ Wv)/( v/l)0.5=0.021 查相关的表得: p=118 m-1 纵坐标为: (uF2*F*/g)* (v/l)*0.2=0.067 查图5-21得: P/Z=43*9.81 Pa/m. 精馏段填料层压降为:P精=43*9.81*9.8=4.134 KPa提留段填料层压降为:P精=38*9.

22、81*2.4=0.895 KPa填料层总压降为:P =4.134+0.895=5.029 Kpa7塔内管径的计算和选择1. 进料管塔釜馏出液体速度=0.022m 圆整后=22mm2 .回流管对于直立回流一般为0.20.5m/s 取 圆整后3. 塔顶蒸汽接管操作压力为常压取圆整后 4. 塔釜出料塔釜流出液液体速度 8 液体分布器设计中去分布点密度为100布液点数为n=0.785*0.8*0.8*100=56回流液分布计算9 设计过程的收获与结论 本设计所需的各种相关资料是通过图书馆查阅资料、上网等各种途径查找的。通过以上的计算和设计分析，确定和优化了一套分离三吨每小时的甲醇-水溶液的生产装置和工

23、艺流程。其生产方式采用连续式，对塔设备进行了物料衡算，确定了塔的塔板数，计算了精馏塔的工作条件及有关物性数据，并对塔体工艺尺寸和填料层压降进行了计算。 提高精馏过程热力学效率的途径要降低分离过程的能耗就应提高其热力学效率。一般精馏过程的不可逆性表现为以下几个方面：1 在流体流动时有压力降：2 塔内上升蒸汽与下流液体直接接触产生热交换时有温差，以及在再沸器和冷凝器中传热介质与物料之间存在温差；3 上升蒸汽与下流液进行传质过程时，两相浓度与平衡浓度的差别。当塔板数较多时，一般说来，压力降也要加大，同时塔釜与塔顶的温差也会增大。按式W净=QT0（1/TL-1/TH），W净就增大。原则上要降低压力降可

24、增大塔径，降低板面液层厚度。但增大塔径意味着加大设备投资；降低板面液层厚度则使板效率变小。因此，实际上要综合考虑这些因素以确定塔径。进出每块塔板的气液相在组成与温度上的相互不平衡是使精馏过程热力学效率下降的重要因素。由下一块板上来的蒸汽比上一块下来的液体温度要高些，其易挥发组分的含量小于下流液体平衡时之值。要降低净功必须减小各板传热和板质上午推动力。这可以归结为应尽量使操作线与平衡线相接近。在工业实践中，使用中间再沸器以利用低压蒸汽或其它低品位的加热介质，以及采用中间冷凝器以利用温度较高的冷却介质，其吸引力却常常都不很大。在计算的过程中遇到了不少问题 ，深感知识的不足。以及把书本上的知识学以致用的能力，都有很大的欠缺，还请老师多多指导。参考文献1 贾绍义，柴诚敬等化工原理课程设计天津：天津大学出版社，20022 姚玉英等化工原理，下册天津：天津大学出版社，19993 顾芳珍，陈国桓等编天津：天津大学出版社，19944 刘道德等长沙：化工设备的选择与设计，20035化学工程手册编辑委员会化学工程手册气液传质设备北京：化学工业出版社，19896 大连理工大学化工原理教研室化工原理课程设计大连：大连理工大学出版社，19947 刘光启，马连湘等编化学化工物性参数手册 北京：化学工业出版社，2002