化工原理课程设计任务书甲醇水连续填料精馏塔
化工原理课程设计任务书甲醇水连续填料精馏
塔
文档编制序号：[KKIDT-LLE0828-LLETD298-POI08]
化工原理课程设计说明书
设计题目：甲醇—水连续填料精馏塔
设计者：
专业：
学号：
指导老师：
2007年 7 月13日
目录
一、设计任务书 (1)
二、设计的方案介绍 (1)
三、工艺流程图及其简单说明 (2)
四、操作条件及精熘塔工艺计算 (4)
五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 (14)
六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 (19)
七、附属设备及主要附件的选型计算 (23)
八、参考文献 (26)
九、甲醇－水精熘塔设计条件图
一、设计任务书
甲醇散堆填料精馏塔设计：
1、处理量：12000 吨/年(年生产时间以7200小时计算)
2、原料液状态：常温常压
3、进料浓度： %(甲醇的质量分数)
塔顶出料浓度： %(甲醇的质量分数)
塔釜出料浓度： %(甲醇的质量分数)
4、填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料
5、厂址位于厦门地区
二、设计的方案介绍
1、进料的热状况
精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。
2、精熘塔的操作压力
在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。对于甲醇—水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，容易分离。因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在下。
由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。
3、精馏塔加热与冷却介质的确定
在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽
压力准确控制加热温度。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以℃ 总压是300 kpa 的饱和水蒸汽作为加热介质。
冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要因地制宜充分考虑。厦门市地处亚热带，夏天室外平均气温28℃。因此，计算选用28℃ 的冷却水，选择升温10℃，即冷却水的出口温度为38℃。
4、回流比的确定
塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值范围为：
min )0.2~1.1(R R =
根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用min 2R R =。
5、填料的选择
填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。填料按装填方式可分为散装填料和规整填料。
本设计选用散装填料――散装金属环距鞍填料。
环距鞍填料将环形填料和鞍形填料两者的优点集于一体，其综合性能优于鲍尔环和阶梯环，又由于本设计的物系为甲醇－水不易腐蚀，故选用金属环距鞍填料D N =25mm 。
三、工艺流程图及其简单说明
1、工艺流程图(附图一)
2、工艺流程简介
来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下水道。
加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。
在流程设计伤，釜出液为100℃左右的高温水，热值高，将其送回热水循环管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于节能考虑。在流量控制上采用自动控制，有利于节约劳动力，并使过程控制精确，并可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常维护，因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。
3、精馏塔塔顶的冷凝方式
塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，并且也容易被水冷凝，塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。
4、塔顶的回流方式
对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精熘塔略高的地方，液体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，并且设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。
5、精熘塔塔釜的加热方式
加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。
四、操作条件及精熘塔工艺计算：
本设计任务是分离甲醇水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精熘流程。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熘塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。回流比设定为最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。(一)物料衡算
1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量：M A＝32 kg/kmol
水的摩尔质量： M B＝18 kg/kmol
x F’＝% ， x D’＝% ， x w’＝% (均为质量比)
x F ＝(x F’ / M A ) / [ x F’/M A ＋ (1－x F’)/ M B ]
＝ 32) / 32 ＋ 18 )
＝%
x D ＝(x D’ / M A ) / [ x D’ /M A ＋ (1－x D’) / M B ]
＝(98 .5/ 32) / ( / 32 ＋ / 18 )
＝%
x W ＝(x W’ / M A ) / [ x W’ / M A ＋ (1－x W’) / M B ]
＝ / 32) / ( / 32 ＋ / 18 )
＝%
2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量
M F＝% ×32 ＋% ×18＝kmol
M D＝%×32＋%×18＝ kg/kmol
M W＝%×32 ＋%×18＝ kg/kmol
3、物料衡算
原料处理量：F＝12000 t/y＝（12×106 / 7200）/＝h
总物料衡算：＝D ＋ W
甲醇物料衡算：×% ＝ D×% ＋ W×%
得 D＝h
W＝h
表一塔顶、塔底、进料液的物料数据
(二)理论塔板数的确定
甲醇－水属于理想物系，可采用以下三种方法求解理论塔板数：
1、拟合相平衡曲线后逐板计算法
在的总压下，甲醇和水的混合物系的x－y图是建立在汽液平衡数据下，表示的是不同温度下互成平衡的汽液两相组成y与x的关系。对于理想物系，汽相组成y恒大于液相组成x，因此相平衡线位于y＝x对角线上方。平衡线偏离对角线越远，表示该溶液越容易分离。如果已知甲醇和水的混合物系的汽液平衡关系，即汽液平衡数据，则离开
理论板的互成平衡、温度相等的汽液两相组成y
n 与x
n
之间的关系就可以确定。若知道由
该板下降的液体组成x
n 及由它的下一层塔板上升的汽相组成y
n+1
之间的关系，从而塔内
各板的汽液相组成可逐板予以确定，从而便可以求得在指定分离条件下的理论板层数。
(1) 由手册查出甲醇－水汽液相平衡数据，拟合出相平衡方程及作出x－y图，
表二甲醇－水汽液相平衡数据[1]
温度t/°C 液相中甲醇
的摩尔分数
汽相中甲醇
的摩尔分数
温度
t/°C
液相中甲醇
的摩尔分数
汽相中甲
醇的摩尔
分数
100 0 0
1 1
在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后，可得出汽相组成y和液相组成x的函数关系式：
Y ＝＋－＋－X4＋－＋－
(2) 求最小回流比及操作回流比
由于本设计采用的是泡点进料，q＝1， x q＝x F＝根据拟合得到的y－x方程，可得到 y q＝最小回流比 Rmin＝(x D－y q) / (y q – x q) 可得到 Rmin＝
所以回流比 R＝2Rmin＝2×＝
(3)求精熘塔的汽、液相负荷
L＝RD＝×＝h
V＝(R＋1) D＝×＝h
L’＝L＋F＝＋＝h
V’＝V＝h
(4)精熘段和提熘段的操作线方程
精熘段操作线方程为：
y＝(R/ R+1)x ＋x D/（R+1）＝x ＋
＝＋
提熘段操作线方程为：
y’＝(L’/V’)x －(W/ V’)x W ＝x－×
＝－
(5)逐板计算法求理论塔板数
规定塔釜是第一层塔板，从下往上依次命名为第2、3……n块。
一连续精馏塔，泡点进料，塔釜间接蒸汽加热。本设计从塔底液相组成开始计算。根据理论板的概念，从塔釜下降的液相组成x W与y1应互成平衡，就可以利用相平衡方程求出y1.从第二层塔板上升的蒸汽组成y1与x2符合提馏段操作关系，故可用提馏段操作线方程由y1求得x2。同理，x2与y2为平衡关系，可以用平衡方程由x2求得y2，再用提馏段操作线方程由y2求得x3。如此交替利用平衡方程及提馏段操作线方程进行逐板计算，直到x7≥x F时，则第6块板是加料板。由于对于间接蒸汽加热，再沸器内汽液两相可视为平衡，因此再沸器相当于一层塔板。因此提馏段所需的理论板层数是5。然后改用精馏段操作线方程由y6求得x7，再利用相平衡方程由x7求得y7。如此重复计算，直到计算到x13≥xD为止。因此，根据计算结果精馏段所需的理论板层数是。在计算过程当中，每使用一次平衡关系，便对应一层理论板。
逐板计算的结果是精馏塔理论塔数为11块，提馏段5块，精馏段块，进料板是第5块(不包括再沸器)。
2.根据热力学求解法[2]
用Wilson方程计算甲醇－水体系在常压下下的汽液平衡
已知二元体系的Wilson方程能量参数：g12－g11＝ J/mol
g21－g22＝ J/mol
查得甲醇，水的Antoine方程及液相摩尔体积与温度的关系式：
甲醇：Inp1s＝－ / ( T－ )
V 1 ＝－×10－2 T ＋ ×10－4 T2
水：Inp2s＝－ / ( T－ )
V2 ＝－×10－2 T ＋ ×10－4 T2
由于是低压，汽相可视为理想汽体，液相为非理想溶液，汽液平衡关系式为
py i＝x iγi p i s 且有 y1＋y2＝1
二元体系的Wilson方程为：
In γ1＝－In ( x 1＋Λ12x2 )＋x2 [Λ12 / ( x1＋Λ12x2 )－Λ21 / ( x2＋Λ21x1 )]
In γ2＝－In ( x 2＋Λ21x 1 )－x 1[Λ12 / ( x1＋Λ12x2 )－Λ21 / ( x2＋Λ21x1 )]
Λ12 ＝( V 2 / V 1) exp[－( g12－g11 ) / (RT) ]
Λ21 ＝( V1 / V2 ) exp[－( g21－g22 ) / (RT) ]
以下做一个示例计算求解汽液相平衡数据：
以x W ＝%作为初始点，需要试差求解，设T＝ K ，带入公式求得：
p1s＝×105 Pa ， V1＝ cm3/mol
p2s＝×105 Pa ， V2＝ cm3/mol
Λ12 ＝，Λ21＝，
γ1＝，γ2＝
y1＝， y2＝，
由于y1＋y2＝，可以近似看成符合试差的要求
可得到y1＝ / ＝， T1＝ K
故用此方法不需甲醇－水汽液相平衡数据即可结合逐板计算法得出理论塔，且比利用某一套汽液相平衡数据来进行计算，结果更可靠。计算过程略。同理，相平衡和操作线的交替使用，逐板计算法得到精熘段6块塔板，提熘段5块，共11块塔板(不包含再沸器)，第5块塔板进料。
与利用相平衡数据进行的逐板计算法，结果基本一致。
3、图解法 ( 由于准确性比较低，故略。)
4、汽液平衡数据的热力学一致性检验
采用Herington推荐的经验方法检验表二列出的数据的热力学一致性
根据γi＝ py i /(x i p i s ) ，先求得各个温度下的p i s值，然后列出下表
表三利用热力学检验汽液平衡数据有关数据列表
x1In(γ1/γ2) x1In(γ1/γ2)
－
－
－
－
－
－
－积分得出两个阴影部分面积：A＝， B＝－
I ＝∫10 In ( γ1/γ2 )dx 1＝A ＋B ＝
Σ＝∫1
0| In ( γ1/γ2 )dx 1 |＝A －B ＝
D ＝( I / Σ ) ×100＝
J ＝150 × θ / T m ＝150 × (100－ / ＋ ＝ 其中：θ —— 两组分沸点差 T m —— 体系最低沸点，K 150—— 经验常数
D (三)热量衡算 1、求塔顶温度tD ，塔釜温度t W ，进料温度t F (1)塔顶温度t D 由于确定了塔顶操作压力和液相组成，可以采用试差法计算。先假设泡点，分别代入安托尼方程求算纯组分的饱和蒸汽压，再由泡点方程核算假设的泡点。确定液相温度。汽相温度与液相温度相差不大，可近似看作相等。 假设泡点t ＝℃，则纯组分的饱和蒸汽压为： 对甲醇 t p A +-=*86.23899 .157419736.7lg ? p *A ＝ kpa 对水 t p B +- =* 02.22746.165707406.7lg ? p *B ＝ kpa 将以上数据代入泡点方程： x= = x D 可得：t D ＝℃ (2)塔釜温度t W (内插法) 温度t/°C 液相中甲醇 的摩尔分数 汽相中甲醇 的摩尔分数 100 0 0 t W x W ＝ / （来源自表二） 可得： (0－ / (0－＝ (100－ / (100－t W) t W＝°C (3)塔进料温度t F 温度t/°C 液相中甲醇 的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数 t F x F ＝/ （来源自表二） 可得： － / －＝－ / ( t F－ t F＝°C 2、热量衡算 (1)冷凝器的热负荷 冷凝器的热负荷 Q c＝(R＋1) D (I VD－I LD) 其中 I VD ——塔顶上升的蒸汽的焓 I LD——塔顶熘出液的焓 I VD－I LD＝x D H V甲＋(1－x D) H V水 其中 H V 甲——甲醇的蒸发潜热 H V水——水的蒸发潜热 蒸发潜热与温度的关系：H V2＝H V1 [(1－T r2) / (1－T r1)] 表四沸点下蒸发潜热列表[3] 组分沸点t /°C 蒸发潜热 Hr / (kJ/ kmol) Tc / K 甲醇 水100 塔顶温度下的潜热计算：t D＝°C时 对甲醇，T r1＝T1/ Tc＝＋ / ＝ T r2＝T2 / Tc＝＋ / ＝ 蒸发潜热H V 甲＝×[(1－ / (1－] ＝ kJ/ kmol 对水，同理可得，T r2＝T2 / Tc＝ T r1＝T1 / Tc＝ 蒸发潜热H V 水＝×[(1－/(1－]＝ kJ/kmol 对全凝器做热量衡算(忽略热量损失) Q c＝(R＋1) D (I VD－I LD) 泡点回流，塔顶含甲醇量高，与露点接近，可得 I VD－I LD＝x D H甲＋(1－x D)H水 I VD－I LD＝×＋(1－×＝ kJ/kmol Q c＝(R＋1)D(I VD－I LD)＝××＝ kJ/h (2)冷却介质消耗量 常温下t＝35°C 时，C pc＝1 kcal (kg°C)－1 且1 kcal/kmol＝ kJ/kmol 可得 W c ＝Q c/ [C pc(t2－t1)]＝ / [1×(45－35)] ＝ kg/h (3)加热器的热负荷及全塔热量衡算 表五甲醇，水不同温度下的比热容[单位：kcal/(kg°C) ] 组分 tD ＝ °C t F ＝ °C 平均值 t W ＝ °C t F ＝ °C 平均值 甲醇 水 可得：甲醇 C p1ave×(tD－ t F)＝×－＝－ C p1ave’ ×(t W － t F)＝×－＝－ 水 C p2ave×(tD－ t F)＝×－＝－ C p2ave’ ×(t W － t F)＝×－＝ ∫C p(D~F) dt ＝[C p1ave x D’＋C p2ave(1－x D’)] ×－ ＝[×＋×]×(－＝－ ∫C p(W~F) dt ＝[C p1ave’x W’＋C p2ave’(1－x W’)]×－ ＝[×＋×]×＝ 且已知 D＝ kmol/h W＝ kmol/h D’＝ kg/h W’＝ kg/h Q D＝D’∫C p(D~F)dt ＝×(－＝－ kcal/h＝－ kJ/h Q W＝W’ ∫C p(W~F)dt＝×＝ kcal/h＝ kJ/h 对全塔进行热量衡算 Q F＋Q S＝Q D＋Q W＋Q C 以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算： Q S＝Q D＋Q W＋Q C－Q F ＝－＋＋－0＝ kJ/h ＝ ×106 kJ/h 塔釜热损失为10％，Q S’＝ Q S / = ×106 kJ/h 其中 Q S——加热器理想热负荷 Q S’——加热器实际热负荷 Q D ——塔顶熘出液带出热量 Q W ——塔底带出热量 (5)加热蒸汽消耗量 当T＝，p=300kPa ，H r 水蒸气＝ kJ/kg W h＝Q S’/ H r水蒸气 = ×106 / = kg/h 表六热量衡算数据结果列表 符 号 Q C W C Q F Q D Q W Q S’W h 数 值 kg/h kg/h 0 － kJ/h kJ/h ×106 kJ/h kg/h 五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 1、塔顶条件下的流量及物性参数 x D’＝98% ， x D＝， M LD＝M VD＝ kg/kmol ， D＝ kmol/h ，D’＝ kg/h，t D＝°C (1)汽相密度： ρVD＝(M VD/×(T O/T)×(p/p o)＝×[＋] ＝ kg/m 3 (2) 液相密度： t D ＝°C ， 查常用溶剂相对密度表可得：ρ甲醇＝ 735 kg/m 3 表七 不同温度下水的密度 温度t/°C 密度ρ/ (kg/m 3) 60 tD ＝°C ρ水 70 内插法求解 － / －ρ水)＝(70－60) / (70－ 可得ρ水＝ kg/m 3 1/ρLD ＝ x D ’/ρ甲醇 ＋ (1－ x D ’)/ ρ水 ， ρLD ＝ kg/m 3 (3)液相粘度： tD ＝°C ，查有机化合物液体粘度表可得，μ甲醇＝ mPas 表八 不同温度下水的粘度 温度t/°C 粘度μ/(mPas) 60 tD ＝°C μ水 70 内插法求解 －/－μ水)＝(70－60)/(70－ 可得μ水＝ mPas O H OH CH L x x 23lg )1(lg lg μμμ-+=， μLD ＝ mPas (4)液体表面张力： tD ＝°C ，查醇类水溶液表面张力图可得，σ甲醇＝m 表九 不同温度下水的表面张力 温度/°C 表面张力σ/(mN/m) 60 tD ＝ σ水 70 内插法求解－/(σ －＝(70－60)/－60) 水 ＝ mN/m 可得σ 水 σLD＝σ甲醇× x D＋σ水×(1－ x D)＝×＋×＝ mN/m 表十精熘塔顶部数据结果列表 符号M LD M VDρVDρLDμLDσLD 数值 kg/kmol kg/kmol kg/m3kg/m3mPas mN/m 2、塔底条件下的流量及物性参数： x w’＝ % ，x W ＝% ，M VW ＝M LW＝ kg/kmol ， W’＝ kg/h ，t W＝°C (1)汽相密度： ρVW＝(M VW/×(T O/T)×(p/p o)＝×[＋] ＝ kg/m3 (2)液相密度：t W＝°C ，近似可以看成是100°C ρLD＝ kg/m3 (3)液相粘度： t W＝°C ，查饱和水的物性参数表可得，μ水＝ mPas μLW≈μ水＝ mPas (4)液体表面张力： t LW＝°C ，查饱和水的物性参数表可得，σ水＝m σLD＝σ甲醇× x D＋σ水×(1－ x D) ≈σ水＝m 表十一精熘塔底部数据结果列表 符号M LW M VWρVWρLWμLWσLW 数值 kg/kmol kg/kmol kg/m3 kg/m3mPas mN/m 3 、进料条件下的流量及物性参数： x F’＝ % ，x F ＝% ，M LF ＝ kg/kmol ， F＝ kmol/h ，F’＝ kJ/h ， t F＝°C (1)汽相平均相对分子量： 根据甲醇－水汽液相平衡方程，x F ＝%，可得y F ＝ M VF ＝ ×32＋ ×18 ＝ kg/kmol (2)汽相密度： ρVF ＝(M VF /×(T O /T)×(p/p o )＝×[＋] ＝ kg/m 3 (3)液相密度： t F ＝°C ， 查常用溶剂相对密度表可得：ρ甲醇＝ kg/m 3 同以上塔顶温度下水的密度求解，利用内插法可得：ρ水＝ kg/m 3 1/ρLF ＝x F ’/ρ甲醇＋(1－ x F ’)/ ρ水 ，可得 ρLF ＝ kg/m 3 (4)液相粘度： t F ＝°C ，查有机化合物液体粘度表可得，μ甲醇＝ mPas 同理用内插法可得：μ水＝ mPas O H OH CH L x x 23lg )1(lg lg μμμ-+= ，μLF ＝ mPas (5)液体表面张力： t F ＝°C ，查醇类水溶液表面张力图可得，σ甲醇＝ mN/m 同理用内插法可得：σ水＝ mN/m σLF ＝σ甲醇×x F ＋σ水×(1－x F )＝×＋×＝ mN/m 表十二 精熘塔进料数据结果列表 符号 M LF M VF ρVF ρLF μLF σLF 数值 kg/kmol kg/kmol kg/m 3 kg/m 3 mPas mN/m 4、精熘段的流量及物性参数： (1) 汽相平均相对分子质量 M V1＝(M VD ＋M VF ) /2 ＝ ＋ /2＝ kg/kmol (2) 液相平均相对分子质量 M L1＝(M LD ＋M LF ) /2 ＝ ＋ /2＝ kg/kmol (3) 汽相密度 ρV1＝(ρVD ＋ρVF ) /2＝ ＋/2＝ kg/m 3 (4) 液相密度ρL1＝(ρLD＋ρLF) /2＝＋/2＝ kg/m3 (5) 液相粘度μL1＝(μLD＋μLF) /2＝＋/2＝ mPas (6) 汽相流量 V1＝(R＋1)D＝×＝ kmol/h V1’＝×＝ kg/h (7) 液相流量 L1＝RD＝×＝ kmol/h L1’＝×＝ kg/h 5.提熘段的流量及物性参数： (1) 汽相平均相对分子质量 M V2＝(M VW＋M VF)/2 ＝＋ /2＝kg/kmol (2) 液相平均相对分子质量 M L2＝(M LW＋M LF)/2 ＝＋ /2＝kg/kmol (3) 汽相密度ρV2＝(ρVW＋ρVF) /2＝＋/2＝ kg/m3 (4) 液相密度ρL2＝(ρLW＋ρLF) /2＝＋/2＝ kg/m3 (5) 液相粘度μL2＝(μLW＋μLF)/2＝＋/2＝ mPas (6) 汽相流量 V2＝V1＝ kmol/h V2’＝×＝ kg/h (7) 液相流量 L 2＝L 1＋F＝＋＝ kmol/h L 2’＝×＝ kg/h 表十三精熘段，提熘段数据结果表 精熘段提熘段汽相平均相对分子质量 kg/kmol kg/kmol 液相平均相对分子质量 kg/kmol kg/kmol 汽相密度 kg/m3 kg/m3 液相密度 kg/m3 kg/m3 液相粘度 mPas mPas 汽相摩尔流量 kmol/h kmol/h 汽相质量流量 kg/h kg/h 液相摩尔流量 kmol/h kmol/h 液相质量流量 kg/h kg/h 六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 1、塔径的计算 填料塔直径依据流量公式计算，即 式中的气体体积流量V S由设计任务给定，因此主要是确定空塔气速u。本设计采用的泛点气速法确定。泛点气速是填料塔操作气速的上限，填料塔的操作空塔气速与泛点气速之间的关系： 对于DN25金属环矩鞍散装填料：u / u F = ~ 泛点气速采用贝恩－霍根关联式计算，即 ε， 查得，DN25金属环矩鞍散装填料，185 .0 = a m2/m3，96 = A，75 K = .1 06225 .0 = (1)精馏段塔径计算： 将ρV＝ kg/m3，ρL＝ kg/m3，μL＝ mPas L1’＝W l＝×＝ kg/h，V1’＝W V＝×＝ kg/h 代入上式可以求得: u f＝ m/s 空塔气速： u＝＝×= m/s t = (t F＋t D)/2 = ＋/2 ＝℃ 体积流量：Vs=××＋/(3600×100× = m3/s 可得D = [ 4Vs / (πu) ]1/2 = [ 4× / × ] 1/2 = m 圆整后，D=400 mm ，对应的空塔气速u= m/s 校核D / d= 400 / 25 = 16 >8，符合条件。 (2)提馏段塔径计算 将ρV＝ kg/m3，ρL＝ kg/m3，μL＝ mPas L1’＝W l＝ kg/h，V1’＝W V＝ kg/h 代入上式可以求得: u f＝s 空塔气速： u＝＝×= m/s t = (t F＋t W)/ 2 = ＋ / 2 ＝℃ 体积流量：Vs=××＋ / (3600×100× = m 3/s D= [ 4Vs/ (πu ) ] 1/2 = [ 4× / × ] 1/2 = 圆整后，D=500mm ，对应的空塔气速u=s 校核D / d = 500 / 25 = 20 >8，符合条件。 (3)全塔塔径的确定 精馏段塔径圆整后，D=400mm ，提馏段塔径圆整后，D=500mm 。 因此，选用D=500mm 为精馏塔的塔径。 (4)最小喷淋密度的校核 填料塔中汽液两相间的传质主要是在填料表面流动的液膜上进行的。要形成液膜，填料表面必须被液体充分润湿，而填料表面的润湿状况取决于塔内的液体喷淋密度及填料材质的表面润湿性能。 液体喷淋密度是单位塔截面积上，单位时间内喷淋的液体体积量，U 表示。 精馏段：U ＝4L ’ / (πD 2ρL )＝4× / ×× ＝ m 3/ (m 2h) 提馏段：U ＝4L ’ / (πD 2ρL )＝4× / ×× ＝ m 3/ (m 2h) 为保证填料层的充分润湿，必须保证液体喷淋密度大于某一极限值，该极限值称为最小喷淋密度，以U min 表示。最小喷淋密度是以下式计算： 取08.0)(min =W L m 3/ (mh)，a=185 m 2/m 3 可得 8.1418508.0min =?=U m 3/ (m 2h) 从计算上看精馏段与提馏段的喷淋密度都小于计算出的最小喷淋密度。在吸收操作中，最小喷淋密度可能会达到计算得出的这个值，但是在精馏过程中，最小喷淋密度可能只有所计算得的1/3，甚至更小。故符合条件。 2、塔高的计算 对于DN25金属环矩鞍填料，一般取的HETP =355～485mm 。 本设计选用HETP = 450mm 。 (1) 精馏段的填料层高度 课程设计报告书丙酮水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院 专业化学工程与工艺 学生姓名吴熠 学生学号 指导教师江燕斌 课程编号 课程学分 起始日期 目录 \ "" \ \ \ 第部分设计任务书 设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计 设计条件 在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮水混合物。生产能力和产品的质量要求如下： 任务要求(工艺参数)： .塔顶产品(丙酮)：, (质量分率) .塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率) .原料中丙酮含量：质量分率(*) .原料处理量：根据、、返算进料、、、 .精馏方式：直接蒸汽加热 操作条件： ①常压精馏 ②进料热状态q=1 ③回流比R=3R min ④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强 冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计 ⑤单板压降≯ 设计任务 .确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。 .计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置 .塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。 .作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。 .塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。 第部分设计方案及工艺流程图 设计方案 本设计任务为分离丙酮水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。 工艺流程图 课程设计任务书 一、课题名称 苯——甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 年处理量：108000t 原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：%99>D x 塔底产品组成：%2 设计容 摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图 一、简介 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（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，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯 填料塔的附属结构填料支承板（Packing support plate ） 主要包括：填料支承装置；液体分布及再分布装置；气体进口分布装置；除沫装置等。 要求：（1）足够的机械强度以承受设计载荷量，支承板的设计载荷主要包括填料的重量和液体的重量。（2）足够的自由面积以确保气、液两相顺利通过。总开孔面积应不小于填料层的自由截面积。一般开孔率在70%以上。常用结构：栅板；升气管式；气体喷射式。 栅板（support grid）： 优点是结构简单，造价低； 缺点是栅板间的开孔容易被散装填料挡住，使有效开孔面积减小。 升气管式：具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由升气管侧面的狭缝进入填料层。 气体喷射式（multibeam packing support plate）： 具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由波形的侧面开孔射入填料层。 床层限位圈和填料压板（Bed limiter and hold down plate）填料压紧和限位装置安装在填料层顶部，用于阻止填料的流化和松动，前者为直接压在填料之上的填料压圈或压板，后者为固定于塔壁的填料限位圈。 规整填料一般不会发生流化，但在大塔中，分块组装的填料会移动，因此也必需安装由平行扁钢构造的填料限制圈。 液体分布器（Liquid distributor） 作用：将液体均匀分布于填料层顶部。 莲蓬头分布器： 一种结构十分简单的液体喷洒器，其喷头的下部为半球形多孔板，喷头直径为塔径的1/3~1/5，一般用于直径在0.6m以下的塔中。它的主要缺点是喷洒孔易堵塞，且气量较大时液沫夹带量大。 第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔 填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液 化工原理课程设计说明书 设计题目：甲醇—水连续填料精馏塔 设计者： 专业： 学号： 指导老师： 2007年7 月13日 目录 一、设计任务书 (1) 二、设计的方案介绍 (1) 三、工艺流程图及其简单说明 (2) 四、操作条件及精熘塔工艺计算 (4) 五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 (14) 六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 (19) 七、附属设备及主要附件的选型计算 (23) 八、参考文献 (26) 九、甲醇－水精熘塔设计条件图 一、设计任务书 甲醇散堆填料精馏塔设计： 1、处理量：12000 吨/年(年生产时间以7200小时计算) 2、原料液状态：常温常压 3、进料浓度：41.3%(甲醇的质量分数) 塔顶出料浓度：98.5%(甲醇的质量分数) 塔釜出料浓度：0.05%(甲醇的质量分数) 4、填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料 5、厂址位于沈阳地区 二、设计的方案介绍 1、进料的热状况 精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。 2、精熘塔的操作压力 在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两 4.3 填料精馏塔设计示例 4.3.1 化工原理课程设计任务书 1 设计题目 分离甲醇-水混合液的填料精馏塔 2 设计数据及条件 生产能力：年处理甲醇-水混合液0.30万吨（年开工300天） 原料：甲醇含量为70%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶甲醇含量不低于98%，塔底甲醇含量不高于2% 建厂地址：沈阳 3 设计要求 （1）编制一份精馏塔设计说明书，主要内容： ①前言； ②流程确定和说明； ③生产条件确定和说明； ④精馏塔的设计计算； ⑤主要附属设备及附件的选型计算； ⑥设计结果列表； ⑦设计结果的自我总结评价与说明； ⑧注明参考和使用的设计资料。 （2）编制一份精馏塔工艺条件单，绘制一份带控制点的工艺流程图。 4.3.2 前言 在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热等单元操作中。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题。 塔设备按其结构形式基本上可分为两类：板式塔和填料塔。以前，在工业生产中，当处理量大时多用板式塔，处理量小时采用填料塔。近年来由于填料塔结构的改进，新型的、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效能又保持了压降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推广到大型汽液操作中。在某些场合还代替了传统的板式塔。如今，直径几米甚至几十米的大型填料塔在工业上已非罕见。随着对填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。 板式塔为逐级接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、操作弹性大、持液量小等优点。同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。 本设计目的是分离甲醇-水混合液，处理量不大，故选用填料塔。 塔型的选择因素很多。主要因素有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。 1 与物性有关的因素 ①易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，故选用填料塔为宜。因为填料不易形成泡沫。本设计为分离甲醇和水，故选用填料塔。 ②对于易腐蚀介质，可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料，对于不腐蚀的介质，则可选金属性质或塑料填料，而本设计分离甲醇和水，腐蚀性小可选用金属填料。 2 与操作条件有关的因素 ①传质速率受气膜控制的系统，选用填料塔为宜。因为填料塔层中液相为膜状流、气相湍动，有利于减小气膜阻力。 ②难分离物系与产品纯度要求较高，塔板数很多时，可采用高效填料。 ③若塔的高度有限制，在某些情况下，选用填料塔可降低塔高，为了节约能耗，故本设计选用填料塔。 ④要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料。 4.3.3 流程确定和说明 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，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可 精馏塔设计 目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32) § 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后 记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压） 安装地点：大连 §2 概述 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应 目录 一、概述 二、设计方案和工艺流程的确定 三、塔的物料衡算四、回流比确定 五、塔板数的确立 六、塔的工艺条件及物性数据计算 七：塔和塔板主要工艺尺寸计算 八、塔板的流体力学验算 十、热量衡算 十一、筛板塔的设计结果总表 十二、辅助设备选型及接管尺寸 十三、精馏塔机械设计计算 十四、设计中的心得体会 一、概述： 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质，热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐渐接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，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）与液体接触进行质热传递，气液组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的要求：（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，材料耗用量小（6）制作安装容易，维修方便。（7）设备不易堵塞，耐腐蚀。 其中板式塔又可分为有降液管的塔板（如泡罩塔，浮阀塔，筛板塔，舌型，S型等）和无降液管的（如穿流式筛板，穿流式波纹板）该课程涉及到的是板式塔中的浮阀塔，其广泛用于精馏、吸收、和解吸等过程。其主要特点是再塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀的周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触，浮阀课根据气流流速地大小上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种。国内多采用盘式，其优点为生产能力大，操作弹性大，分离效率较大，塔板结构较简单。此型中的F-1型结构简单，已经列入部颁标准，因此型号的重阀操作稳定性好，一般采用重阀。 二、设计方案和工艺流程的确定: 在此次课程涉及中主要介绍浮阀塔在精馏中的应用，精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器、和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料再塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器的冷却物质将余热带走。此过程中因考虑节能。 另外，为保持塔的稳定性，流程除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以受泵操作波动影响。 塔顶冷凝器装置根据生产情况以决定采用全凝器和分凝器。一般，塔顶分凝器对上升蒸汽虽由一定的增浓作用，当在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确的控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器 操作压强由常压、低压和高压操作，其取决于冷凝温度，一般都采用常压，对于热敏性物质或混合液沸点过高的物质则宜采用减压操作，而常压下为气态的物质采用高压操作。 对于物料的进料，一般情况下采用冷进料，但是为了考虑塔的操作稳定性，则一把采用泡点进料。 甲醇—水分离装置的工艺设计 摘要 甲醇是一种重要的化工原料，其用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫酸二甲脂等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。 甲醇易于吸收水蒸汽、二氧化碳和某些其它物质，因此只有用特殊的方法才能制得完全无水的甲醇。精馏是应用最广的传质分离操作，板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功地取代泡罩塔是效益巨大的成果。板式塔的设计已达到较高水平，设计结果比较可靠。马伦戈尼效应造成的界面湍动现象和汽液两相间的不同接触工况的研究，使认识得到了深化，对传质效率的研究有所促进。具有各种特点的新型塔板开发研究不断取得成果。对于塔板上汽液两相流动和混合状况、雾沫夹带及它们对效率的影响研究不断深入，但离得到一个通用而可靠的效率估算模型尚有较大距离，特别是多元系统的效率。进一步深入进行塔中汽液两相流动状况的研究，对于预测压降、传质效率和塔板的可操作区域，对于认识至今了解甚少的降液管中状况都十分有意义。 关键词：甲醇；精馏；板式塔 目录 摘要 (1) 目录 (2) 前言 (3) 第一章文献综述 (5) 1.1甲醇 (5) 1.1.1甲醇的性质 (5) 1.1.2甲醇的用途 (5) 1.1.3甲醇工业 (5) 1.1.4甲醇的下游产品 (6) 1.2精馏原理 (7) 1.3板式塔 (8) 1.3.1 板式塔分类 (8) 1.3.2 板式塔的结构 (8) 1.3.3 板式塔的特点 (10) 1.3.4 板式塔的作用 (10) 第二章设计部分 (12) 2.1设计任务 (12) 2.2 设计方案的确定 (12) 2.3 设计计算 (12) 2.3.1 精馏塔的物料衡算 (12) 2.3.2 精馏塔塔板数的确定 (13) 前言 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。 【精馏塔设计任务书】 一设计题目 精馏塔及其主要附属设备设计 二工艺条件 设计条件如下： 操作压力：105.325 Kpa（绝对压力） 进料热状况：泡点进料 回流比：自定 单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压） 全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）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，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。 （二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取 甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） ②求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675） 故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h 简单填料精馏塔设计 设计任务：规定F 、xF 、xD 、xW ，设计出能完成分离任务的板式精馏塔 1. 回流比 ● 最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - (1) 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min 0(1)(1)e e W y R D qF L V R D q F x x -+==+--- (2) 所需基础数据：气液相平衡数据 丙酮-水 xi = [0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相丙酮平衡浓度 yi = [0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0]; % 汽相丙酮平衡浓度 ti=[ 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ];%平衡温度 甲醇-水 xi = [0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相甲醇平衡浓度 yi = [0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00]; % 汽相甲醇平衡浓度 ti=[ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 ];%平衡温度 ● 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 2 全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 F S D W +=+ (3) F D W Fx Dx Wx =+ (4) 其中 (1)(1)S V R D q F ==+-- (5) W L RD qF ==+ (6) 联立式(3)、式(4)得： F W D W x qx D F x Rx -=+ (7) 毕业设计设计题目：年产10万吨甲醇精馏工段工艺设计 毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明 原创性声明 本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。 作者签名：日期： 指导教师签名：日期： 使用授权说明 本人完全了解大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。 作者签名：日期： 学位论文原创性声明 本人郑重声明：所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律后果由本人承担。 作者签名：日期：年月日 学位论文版权使用授权书 本学位论文作者完全了解学校有关保留、使用学位论文的规定，同意学校保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和电子版，允许论文被查阅和借阅。本人授权大学可以将本学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存和汇编本学位论文。 涉密论文按学校规定处理。 作者签名：日期：年月日 导师签名：日期：年月日 3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 3.2.2 方案的说明和论证 本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。而浮阀塔的优点正是： 而浮阀塔的优点正是： 1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。 2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 《化工设备设计基础》课程设计 题目：甲醇精馏塔的设计 年级：2011级 专业：化学工程与工艺 学号：0116 姓名：高鑫政 指导老师：徐琼 湖南师范大学树达学院 2014 年6 月4 日《化工设备机械基础》课程设计成绩评定栏 设计任务：甲醇精馏塔的设计 完成人：高鑫政学号：0116 评定基元评审要素评审内涵满分评分 设计说明书， 40% 格式规范 设计说明书是否符合 规定的格式要求 10 内容完整 设计说明书是否包含 所有规定的内容 10 设计方案 选材是否合理标准件 选型是否符合要求 10 工艺计算 过程 工艺计算过程是否正 确、完整和规范 10 设计图纸， 30% 图纸规范 图纸是否符合规范、标 注清晰 10 与设计吻合 图纸是否与设计计算 的结果完全一致 15 图纸质量设计图纸的整体质量 的全面评价 5 答辩成绩， 30% PPT质量 PPT画面清晰，重点突 出 10 内容表述答辩表述是否清楚10 回答问题回答问题是否正确10 100 评阅人签名：总分： 评分说明：储罐设计作品的总分=（设计说明书成绩+设计图纸成绩）*0.9+答辩成绩 塔设备设计作品的总分=设计说明书成绩+设计图纸成绩+答辩成绩 设计任务书(十六) 题目：甲醇精馏塔的设计 设计内容： 根据给定的工艺参数设计一筛板塔，具体包括塔体、裙座材料的选择；塔体及封头的壁厚计算及其强度、稳定性校核、筒体和裙座的水压试验应力校核、裙座结构设计及强度校核；塔设备的结构设计；基础环、地脚螺栓计算等 已知工艺参数： 塔体内径/mm 2000 塔高/mm 31000 计算压力/MPa 1.2 设计温度/o C 200 设置地区长沙地震设防烈度8 场地土类Ⅱ类设计地震 分组第二组设计基本地震 加速度 0.2g 地面粗糙度B类塔盘数52 塔盘存留介质100 题目：乙醇水精馏筛板塔设计 设计时间： 化工原理课程设计任务书（化工1） 一、设计题目板式精馏塔的设计 二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板精馏塔的设计 三、工艺条件 生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年 进料热状况：自选 回流比：自选 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降：≤0.7Kpa 工艺参数 组成浓度（乙醇mol%） 塔顶78 加料板28 塔底0.04 四、设计内容 1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2.工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。 3.主要设备的工艺尺寸计算 板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4.流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5.主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。 管径计算。 五、设计结果总汇 六、主要符号说明 七、参考文献 八、图纸要求 1、工艺流程图一张(A2图纸) 2、主要设备工艺条件图（A2图纸） 目录 前言 (4) 1概述 (5) 1.1设计目的 (5) 1.2塔设备简介 (6) 2设计说明书 (7) 2.1流程简介 (7) 2.2工艺参数选择 (8) 3工艺计算 (8) 3.1物料衡算 (8) 3.2理论塔板数的计算 (8) 3.2.1查找各体系的汽液相平衡数据 (8) 如表3-1 (8) 3.2.2q线方程 (9) 3.2.3平衡线 (9) 3.2.4回流比 (10) 3.2.5操作线方程 (11) 3.2.6理论板数的计算 (11) 3.3实际塔板数的计算 (11) 3.3.1全塔效率ET (11) 3.3.2实际板数NE (12) 4塔的结构计算 (13) 简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。 1 全塔物料衡算求产品流量与组成 （1）常规塔 全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 F χF = D χD + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F Dx Fx η= 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： W D W F x x x x F D --= (2) 直接蒸汽加热 总物料 * 0F S D W +=+ 易挥发组分 ** 00F D W Fx S y Dx W x +=+ 式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ； χ*W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 2 计算最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+==+--- 基础数据：气液相平衡数据 3 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 4 计算精馏段、提馏段理论板数 ① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 ② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += =-? ? 因 111 D n n x R y x R R += +++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += =-? ? 因 11 W n n x R y x R R +'+= -'' 蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W +--'= ==+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI WI FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 2 3 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38211( )1r V V r T H H T -?=?- 符号说明：英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 A f---- 降液管的截面积, m2 A T----塔的截面积 m C----负荷因子无因次 C20----表面力为20mN/m的负荷因子 d o----阀孔直径 D----塔径 e v----液沫夹带量 kg液/kg气 E T----总板效率 R----回流比 R min----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol t m----平均温度℃ g----重力加速度 9.81m/s2 F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) h l----进口堰与降液管间的水平距离 m h c----与干板压降相当的液柱高度 m h f----塔板上鼓层高度 m h L----板上清液层高度 m h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m h ow----堰上液层高度 m h W----溢流堰高度 m h P----与克服表面力的压降相当的液注高度m H-----浮阀塔高度 m H B----塔底空间高度 m H d----降液管清液层高度 m H D----塔顶空间高度 m H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m H T----塔板间距 m l W----堰长 m Ls----液体体积流量 m3/s N----阀孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数 u----空塔气速 m/s V s----气体体积流量 m3/s W c----边缘无效区宽度 m W d----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 m 希腊字母 θ----液体在降液管停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面力N/m φ----开孔率无因次 X`----质量分率无因次 下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的 m----精馏段 n-----提馏段 D----塔顶 F-----进料板 W----塔釜 兰州交通大学毕业设计（论文） 年产3.0万吨二甲醚装 置分离精馏工段的设计 学院：化学与生物工程学院 专业：化学工程与工艺 年产3.0万吨二甲醚装置分离精馏工段的设计 摘要 随着社会的发展，能源问题日益成为人们所关注的热门话题，二甲醚作为燃料可代替液化石油气成为可能。二甲醚的合成技术来源主要有甲醇脱水法和一步直接合成法，甲醇脱水法有甲醇液相脱水法和甲醇气相脱水法。相比于甲醇合成法，一步合成法具有流程短、投资省、能耗低且可获得较高的单程转化率的优点。 制取二甲醚的最新技术是从合成气直接制取，相比较甲醇脱水制二甲醚而言，一步法合成二甲醚因为体系存在有未反应完的合成气以及二氧化碳，要得到纯度较高的二甲醚，分离过程比较复杂。合成气法现多采用浆态床反应器,其结构简单,便于移出反应热,易实现恒温操作，它可直接利用CO含量高的煤基合成气,还可在线卸载催化剂。本设计主要针对分离中的精馏工序进行工艺设计，分离二甲醚、甲醇和水三元体系。一步反应后产物分为气液两相，气相产物二甲醚被吸收剂吸收后送入解吸装置，液相甲醇、水进入甲醇分离系统对甲醇进行提纯，以便甲醇的再循环，部分二甲醚根据要求的纯度，从第二精馏塔加入。在设计过程中涉及到二甲醚分离塔的工艺计算包括物料衡算、热量衡算、操作条件等；设备的计算包括塔板数、塔高、塔径等；还有附属设备主要是换热器和泵的设计与选型。最后再通过流体力学演算证明各指标数据是否符合标准。 关键词：二甲醚合成分离三元体系精馏 Annual output of 30,000 tons of dimethyl ether distillation section in the design of separation device Abstract With the development of society, the energy problem has become the hot topic of concern, two ether as fuel can replace liquefied petroleum gas become possible. Two ether synthesis technology the main source of methanol dehydration method and one-step direct synthesis, methanol dehydration of methanol liquid-phase dehydration and methanol gas dehydration. Compared to methanol synthesis, one step synthesis丙酮水连续精馏塔设计说明书吴熠
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