1、甲醇水二元物料板式精馏塔设计甲醇水二元物料板式精馏塔设计 吉林化工学院 化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计 题目题目 甲醇水二元物料板式精馏塔设计甲醇水二元物料板式精馏塔设计 教教 学学 院院 化学和制药工程学院化学和制药工程学院 专业班级专业班级 制药制药 0601 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 06210134 指导教师指导教师 2008 年年 12 月月 20 日日 化工原理设计任务书化工原理设计任务书 设计题目：甲醇水二元物料板式精馏塔 设计条件：常压：p 1atm 处理量：70Kmol h 进料组成：XF 0.55 馏出液组成：XD 0.965 釜液组成：XW 0.025
2、（以上均为摩尔分率）塔顶全凝器 泡点回流 回流比：R（1.1 2.0）Rmin 加料状态：q 1.0 单板压降：0.7kpa 设计任务：完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。化工原理课程设计任务书 摘 要 绪 论 1 第一章 设计方案简介 1 1.2设计思路 1 1.3选塔依据 2 第二章 设计计算 3 2.1塔的物料衡算 3 2.2适宜回流比的确定 3 2.3操作线方程的确定：3 2.4理论板数的确定 5 2.5平均分子量的计算 5 2.6全塔效率 ET
3、 5 2.7实际塔板数 8 第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 5 3.1塔的工艺条件及物性的数据计算 6 3.1.1操作压强的计算 6 3.1.2温度的计算 6 3.1.3塔内各段汽、液两相组分的平均分子量 6 3.1.4精馏段及提馏段的密度 7 3.1.5液体表面张力的计算 7 3.1.6各段汽液负荷计算 8 3.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 9 3.2.1塔径 D的计算 9 3.2.2精馏塔有效高度计算 9 3.2.3溢流装置的计算 9 3.2.4塔板布置 10 3.2.5筛孔计算及其排列 10 3.2.6板式塔结构 10 3.3筛板的流体力学验算 10 3.3.1气体通过筛板压降相
4、当的液柱高度 11 3.3.2液夹带量 eV 的验算 11 3.3.3漏液的验算 11 3.3.4液泛的验算 11 3.4塔板负荷性能图 12 3.4.1雾沫夹带线.12 3.4.2液泛线 12 3.4.3液相负荷上限线 13 3.4.4漏液线（气相负荷下限线）13 3.4.5液相负荷下相线 13 3.4.6塔板负荷性能图 14 3.5设计计算结果汇总一览表 16 3.6热量衡算 14 3.6.1塔顶热负荷 15 3.6.2塔底热负荷 15 设计评述 17 结 束 语 17 参考文献 18 主要符号说明 18 附录 19 摘要 利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两
5、相逆向多 级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相 中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制 原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板 为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流 是精馏 重要特点。在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在 塔顶获轻组分产品。在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断 地被浓缩，在塔底获得重组分的产品
6、，精馏过程和其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回 流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为 精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流 足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备 的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性 参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本设计是以甲醇水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏
7、设备分离甲醇和水。浮阀塔是 化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系甲醇水的精馏问题进行分析，选 取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数为 10 块，回流比为 1.31,算出塔效率为 0.446，实际板数为 18块，进料位置为第 5 块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为 1 米，有效塔 高 7.2 米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计中，对塔 进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。第一章第一章 设计方案介绍设计方案介绍、设计方案 本设计任务为分离甲醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，因
8、为其具有生产能力大，产品质量稳定等优点。甲醇水混合液以汽液混合物状态（q=1）送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷 却后，送至储罐,塔釜采用间接蒸汽再沸器供热,塔底产品冷却后,送入储罐（附简单流程 图）。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 采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。筛板塔是现今使用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉.（2）气体压降小、板上液面落差也较小.（3）塔板效率较高.改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔 第二章第二章 精馏塔工
9、艺设计计算精馏塔工艺设计计算 一、物料衡算一、物料衡算 1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔质量 甲醇的摩尔质量：M A 32 kg/kmol 水的摩尔质量：M B=18 kg/kmol MF 0.55 32(1 0.55)18 25.7kg/kmol M D 0.965 32(1 0.965)18 31.51kg/kmol MW 0.025 32(1 0.025)18 18.35kg/kmol 2、物料衡算 总物料衡算：F D W 即 D W 70(1)易挥发组分物料衡算：Dx D Wxw FxF 即 D 0.965 W 0.025 70 0.55(2)由（1）和（2）解得 D=39.10 km
10、ol/h W=30.90 kmol/h 二、二、板数的确定板数的确定 1、操作回流比的求取 可采用图解法求回流比（因 q=1）,采用逐板法求理论板数。由表 2-1 甲醇-水物系的气液平衡数据,绘出 x-y 图，如图 2-1。采用图解法求最小回流比，在图 2-1 中的对角线上，自点 e（0.55，0.55）作垂直线 ef 即为进料线（q线），该线和平衡线的交点坐标为：yq=0.801，xq=0.55。故最小回流比为：取操作回流比为：xD yq 0.965 0.801 Rmin=D q=0.653 yq xq 0.801 0.55 R=2Rmin=2 0.653=1.31 图 2-1 2、精馏塔气
11、液相负荷 L RD 1.31 39.10 51.22kmol/h 精馏段：V(R 1)D(1.31 1)39.1 90.32kmol/h 提馏段：L L F 51.22 70 122.22kmol/h V V 90.32kmol/h D 0.567xn 0.433 Vn 3、操作线方程的确定 提馏段操作线方程：LW yn 1 xn xW=1.342xn 0.008 VV 精馏段操作线方程：L yn 1 xn n 1 V n 相对挥发度的计算及相平衡方程：当气体服从道尔顿分压定律时，由式 i yA/yB 得到相对挥发度 i如表 2-2：xA/xB 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
12、挥发度 7.05 8.03 7.55 6.5 7.93 6.29 6.15 6.4 6.11 5.35 序号 11 12 13 14 15 16 17 18 19 挥发度 5.18 4.49 5.11 4.03 3.5 3.08 2.59 2.58 1.64 表 2-2 不同温度下的相对挥发度数值 1 1 2 18 19 19 4.84 相平衡方程：xn yn yn 1 yn 4.84 3.84 yn 5、精馏塔理论塔板数及理论加料位置 采用相平衡方程和操作线方程式利用逐板计算法（利用 Excel 电子表格）求得各理论板 气液相组成（见表 2-3）：塔板 1 2 3 4 5 6 7 气相组成
13、0.965 0.9153 0.8246 0.6535 0.3683 0.13632 0.034370 液相组成 0.8507 0.6907 0.4929 0.2804 0.1075 0.03158 0.007302 表 2-3 各理论板气液相组成 x3=0.4929 0.55 xq x7 0.007302 0.015 xw 总理论板数:NT=8块（包括再沸器）进料位置：NF 3 块 6、全塔效率的计算 化合物 A B C 甲醇 7.19736 1574.99 238.86 水 7.07406 1657.46 227.02 表 2-4 甲醇和水的安托因（Antoine）常数 2 块板数，理论提馏
14、段为 5 块板数，不防设精馏段实际板数为 5 块板 12 块板数。因为理论精馏段板数为 数，提馏段实际板数为（1）计算塔顶泡点温度 pD 101.3kpa 假设 tD=65.2：tD（试差法）0 1574.99 log pA 7.19736 A 76.25 238.86 0 1657.46 log pB 7.07406 B 76.25 227.02 解得 pA0 158.17kpa pB0 40.62kpa 3）计算塔底泡点温度 tW（试差法）pW 101.3 18 0.7 113.9kpa 假设 tW 101.42：0 1657.46 log pB 7.07406 101.42 227.02
15、 解得 pA0 370.55kpa pB0 106.56kpa（4）液体黏度的计算 由化工原理（上）查得 90%甲醇黏度和 40%甲醇黏度,并通过内差法计算出 55%甲醇黏 度,计算结果如表 2-5。温度/水黏度/mpa.s 90%甲醇黏度/mpa.s 40%甲醇黏度/mpa.s 55%甲醇黏度/mpa.s 65.2 0.455 0.417 0.640 0.573 76.25 0.390 0.362 0.500 0.459 101.42 0.248 0.254 0.260 0.262 表 2-5 不同温度下的液体黏度 LD xD CH3OH(1 xD)H2O 0.965 0.573(1 0.9
16、65)0.455 0.569mpa.s LF xF CH3OH(1 xF)H2O 0.4331 0.459(1 0.4331)0.39 0.42mpa.s LW xW CH3OH(1 xW)H2O 0.007302 0.262(1 0.007302)0.262 0.275mpa.s Lm(LD LF LW)3(0.569 0.42 0.275)3 0.421mpa.s(5)全塔效率的计算 ET 0.49(L)0.245 0.49(4.84 0.421)0.245 0.412 精馏段实际板数 NT 2 2 4.85 5 T ET 0.421 提馏段实际板数 NT 5 5 12.14 13 T E
17、T 0.421 和假设的精馏段实际板数为 5块板数，提馏段实际板数为 13 块板数相符。ET 0.421 第三章第三章 板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算 一、物性数据计算一、物性数据计算 1、操作压强 P 的计算：取每层塔板压降为 P=0.7kPa,则 塔顶压强 PD 101.3kPa 进料板压强 PF 101.3 5 0.7 104.8kPa 塔底压强 PW 101.3 18 0.7 113.9kPa pD pF 101.3 104.8 精馏段平均压强 pm1 103.05 kpa 22 提馏段平均压强 pm2 pF pW 104.8 113.9
18、109.35kpa 22 2、操作温度 t 的计算：依据操作压强，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸汽压由 安托因方程计算，计算过程如上，计算结果如下：塔顶温度：tD=65.2 进料温度：tF=76.25 塔底温度：tW 101.42 精馏段平均温度：tm1 tD tF(65.2 76.52)70.725 C 22 提馏段平均温度：tm2 tF tW(76.52 101.42)88.835 C m2 2 2 3、平均摩尔质量计算(1)塔顶:y1 xD 0.965 x1 0.8507 1 M VDm 0.965 32.042(1 0.965)18.015 31.55kg m
19、ol 1 1 M LDm 0.8507 32.042(1 0.8507)18.015 29.94kg mol 1(2)进料板:x F 0.4929 yF 0.8247 M VF m 0.8247 32.042(1 0.8247)18.015 29.26kg mol 1 M LFm 0.4929 32.042(1 0.4929)18.015 24.93kg mol 1(3)塔底:xw 0.007302 yw 0.03438 M VWm 0.03438 32.042(1 0.03438)18.015 18.50kg mol-1-1 M LWm 0.007302 32.042(1 0.007302)
20、18.015 18.12kg mol-1(4)精馏段平均摩尔质量：气相：31.55 29.26-1 M Vm1 30.41kg mol 液相：29.94 24.93-1 M Lm1 27.44kg mol-1 2 5）提馏段平均分子量：气相：29.26 18.50-1 MVm2 23.08kg mol 液相：24.93 18.12-1 M Lm2 21.53kg mol 2 4、平均密度的计算（1）气相平均密度 Vm 的计算 103.05 30.41 精馏段平均密度:Vm1 pm1 M vm1 103.05 30.41 1.09kg m-3 Vm1 R Tm1 8.314(273.15 70.
21、725)提馏段平均平均密度:Vm2 pm2 M vm2 109.35 23.08 0.84kg m-3 Vm2 R Tm2 8.314(273.15 88.835)(2)液相平均密度 Lm 的计算 A B 求相应的液相密度。LA LB 塔顶平均密度的计算：33 tD=65.2时,查化工原理(上)得,A 734.9kg/m3 B 980.4kg/m3 0.965 32.042 由式 aA 0.980 A 0.965 32.042 1 0.965 18.015 0.980 0.02 3 LDm 1/()738.6kg/m3 LDm 734.9 980.4 33 对于进料板：tF=76.25时得:A
22、 738.9kg/m3 B 794.05kg/m3 0.4331 32.042 aA 0.633 A 0.4929 32.042 0.5071 18.015 0.633 0.367 3 LFm 1/()813.0kg/m3 LFm 738.9 974.05 对于塔底：tW 101.42 时得:A 709.858kg/m3 B 957.5kg/m3 0.007302 32.042 aA 0.0123 A 0.007302 32.042 0.992698 18.015 0.0123 0.9877 3 LWm 1/()954.1kg/m3 LWm 709.858 18.015 LDm LFm 738
23、.6 813.0 775.8kg m-3 Lm1 775.8kg m 22 LWm LFm 813.0 954.1 Lm2 2 3）精馏段平均液相密度:提馏段平均液相密度:883.6kg m-3 位置 平均温度 oC 甲醇 mN/m 水 mN/m 塔顶 65.2 18.2 65.23 进料 76.25 16.9 63.15 塔底 101.42.1 15.08 58.56 表 3-1 物性数据表面张力 n 5、液体表面张力的计算 根据化工手册查得不同温度下甲醇和水的表面张力，如表 3-1。根据式 i i 平均表面张力，如下：i1 则塔顶：进料：塔底：Dm Fm wm 0.965 18.2 1 0
24、.965 65.23 19.85mN/m 0.4929 16.9 1 0.4929 63.15 40.35mN/m 0.007302 15.08 1 0.007302 58.56 58.25mN/m 则精馏段：ml1 DM FM 19.85 40.35 30.10mN/m 2 FM WM 22 二、气液负体积流率及塔径的计算 1、精馏段的气液体积流率及塔径 提馏段：lm2 2 40.35 58.25 49.30mN/m V M Vm1 90.32 30.41 3600 Vm1 3600 1.09 L M Lm1 51.22 27.44 3 0.699m 3 3600 775.8 3600 Lm
25、1 s1 L S1 31 0.0005m 3 s 1 0.0005 3600 775.8 12()2 0.019 0.699 3600 1.09 板上液层高度 hL=0.05m H T-h L=0.35-0.05=0.30m 查得史密斯关联图到 C20 0.064 L 0.2 30.10 0.2 C1 C20(L)0.2 0.064()0.2 0.0695 20 20 775.8 1.09-1 umax1 0.0695 1.853m s-1 1.09 取安全系数为 0.6，则空塔速度为 0.6 max 0.6 1.853 1.112 2、提馏段的气液体积流率及塔径 V s2 V M Vm,2
26、3600 Vm,2 90.32 23.08 0.689m3 s 1 3600 0.84 Ls2 L M Lm,2 3600 Lm,2 121.22 21.53 0.00082m3 s 1 3600 883.6 式中 C 由 C C20(L)0.2计算 其中的 C20 查史密斯关联图，图的横坐标为 20 L 12 0.00082 3600 883.6 12 L 2()2 0.0386 0.84 VLhh(VL)0.689 3600 取板间距 HT=0.35m 查史密斯关联图得到 板上液层高度 hL=0.05m H T-h L=0.35-0.05=0.30m C20 0.062 L 0.2 49.
27、30 0.2 C2 C20()0.062()0.0743 20 20 883.6 umax2 0.0745 0.84-1 2.41m s 0.84 取安全系数为 0.6，则空塔速度为 u 0.6umax 0.6 2.41 1.45m s-1 三、馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算三、馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 1、塔有效高度的计算：精馏段有效高度为 Z1 N1-1 HT(5 1)0.4 1.6m 提馏段有效高度为 Z2 N2-1 HT(13 1)0.4 4.8m 在进料板上方开一个小孔，气高度为 0.8m Z Z1 Z2 0.8 1.6 4.8 0.8 7.2m 故精馏塔的有效高度为 1 2 2、
28、装置计算 因 D 1.0m，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：(1)溢流堰长 lW lW 0.60D 0.60 1.0 0.60m(2)溢流堰高度 hW hW hL hOW 选平直堰，堰上液高度为 hOW，近似取 E=1，hOW 2.84 10 3 E Lh 23 3 3600 0.0005 23(h)3 2.84 10 3 1()3 0.006m lW 0.60 取板上清液层高度 hL 50mm 故 hW hL hOW 0.05 0.006 0.044m(3)弓形降液管的宽度 Wd 和降液管的面积 Af 由 lw 0.60 查弓型降液管图 得 Wd/D=0.1
29、15，Af/AT=0.056 D 故 Wd 0.115D 0.115 1.0 0.115m 2 Af 0.056AT 0.056 0.785 0.0440m2 3600Af HT Lh1 故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速 u0 0.08m s-1，依下式计算降液管底隙高度 h0 LS1 0.0005 3600 h01 lW u0 S1 0.0104m 0.60 0.08 3600 hW1 h01 0.044 0.0104 0.0336m 0.006m 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘 深度 hw 50mm 3、塔板布置（1）塔般的分块 因 80m
30、m D，故塔板采用分块式。由文献（一）查表 5-3 得，塔板分为 3块（2）边缘区宽度确定 取 Ws Ws 0.065m Wc 0.035m。D 1.0 x Wd WS(0.115 0.065)0.32m r D WC 1.0 0.035 0.465m 2 C 2 4）筛孔数 n 和开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 3.5mm 碳钢板，取筛孔直径 d 5mm。取筛孔的孔径 d 0=5mm 符合要求。气体通过筛孔的气速 u0 A0 0.074 0.544 四、板的流体力学验算四、板的流体力学验算 1、塔板压降 d5 1)干板阻力 hc计算：干板阻力 hc，由 d0 5 1.67查文献(
31、1)中图 5-10 得 C 0=0.772 3 hc 0.051(u0)2(V)0.051(17.36)2(1.09)0.0362m液柱 C0 L 0.772 775.8 2)气流穿过板上液层的阻力 hl 计算 VS 0.699-1 ua S 0.94m s-1 AT Af 0.785 0.044 Fa ua V 0.94 1.09 0.97kg1/2/(s m1/2)查文献(3)中 5-11，得 0.643。故 hl hL hw how 0.643 0.044 0.006 0.0321m 液柱 3)液体表面张力的阻力 h 计算 4 L 4 30.10 10 3 h L 0.0032m L g
32、 d0 775.8 9.81 0.005 气体通过每层塔板的液柱高度 hp hp hc hl h 0.0362 0.0321 0.0032 0.0715m 筛板的稳定性系数 K u0 17.36 2.03 1.5 u0,min 8.549 该值大于 1.5，符合设计要求。故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。3、液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 Hd(HT hW)甲醇水物系属一般物系，取 0.5，则(H T hW)0.5(0.35 0.044)0.197m 而 Hd hp hL hd 板上不设进口堰，则 hd 0.153(u0)2 0.153(0.08)2 0.001
33、m 液柱 H d hP hL hd 0.0715 0.05 0.001 0.1225m 液柱 0.197m H d(H T hW)故在本设计中不会发生液泛现象。五、板负荷性能图五、板负荷性能图 1、漏液线 由 u0,min 4.4C0(0.0056 0.13 hL h)得 VS,min 0.136 5.77 86.83Ls 3 表 3-4 由上表数据即可做出液沫夹带线 2。3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上层高度 hOW 0.005m 作为最小液体负荷标准。2.84 Lh 23 hL hw how how 1000E(lw)0.005 1000 23 0.60 3 Ls,min()3 0.00039 m s 2.84 3600 s 据此可作出和气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。AfHT 4、液相负荷上限线 取 4s 作 为 液 体 在 降 液 管 中 的 停 留 时 间 的 下 限
