设计一台分离甲醇-乙醇板式精馏塔.doc

1、化工原理课程设计报告题 目:：板式精馏塔的设计系别班级： 09 级 化 学 工 程 与 材料( 应用化 学） 学生姓名:杨洋 小组成员： 张剑 王强 王圆指导老师：胡燕辉、夏贤友 2011年12月17日 目录课程设计任务书21。设计方案的确定及工艺流程的说明31.1 流程示意图31。2 流程和方案的说明及论述31。2。1流程的说明31。2.2 设计方案确定32.精馏塔的工艺计算42.1 精馏塔的物料衡算42。1.1 物料衡算42。1。2 相对挥发度的计算42.2 塔板数的确定42.2。1 理论板数的计算42。2.2 精馏塔塔效率的计算62。3 塔的工艺条件及物性数据计算72。3.1 混合液平均

2、摩尔质量计算72。3。2 平均密度计算72.3。3 液体平均表面张力82.3.4 提馏气液相体积流量82.4 塔体工艺尺寸计算82.4。1 精馏段塔径计算82。4.2 精馏塔高度计算102.4。3 溢流装置计算102.5 塔板负荷性能102。5.1浮阀计算及其排列102。6 塔板流体性能校核112。6.1泡沫夹带量校核112。6.2塔板阻力计算122。6。3降液管液面校对122.6。4液体在降液管内停留时间校核122.6。5 严重漏液校核132。6。6塔板负荷性能图132.7 换热器的计算142.7.1原料预热器142。7。2塔顶冷凝器152。7.3塔底再沸器152.7.4贮罐体积计算152.

3、7.5进料罐线直径153。设备结果汇总表164。主要参考文献18课程设计任务书一、设计题目:分离甲醇乙醇板式精馏塔的设计二、设计要求工艺条件与数据（1） 原料液含甲醇79%(质量，下同）；含乙醇21（2） 馏出液含甲醇99.85，残留液含甲醇2；（3） 年产10万吨精甲醇，设每年工作时间为7200小时；（4） 料液可视为理想溶液,取=0。5，K=1；（5） 常压操作，泡点进料。三、设计内容1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定;2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算;4、塔板的流体力学运算；5、塔板的负荷性能图的绘制;6、精馏塔接管尺寸计算;7、绘制带控制点的

4、生产工艺流程图；8、绘制主体设备图。四、设计说明书1、目录2、设计方案的确定及工艺流程的说明3、工艺计算及主体设备设计4、设计结果一览表5、对本设计的评述及有关问题的说明6、主要符号说明7、参考文献8、附图1设计方案的确定及工艺流程的说明1。1 流程示意图 原料 冷凝器塔顶产品冷却器甲醇的储罐甲醇 回流 原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器乙醇的储罐乙醇 1。2 流程的说明及方案的确定1.2。1 流程的说明 首先,甲醇和乙醇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

5、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，完成甲醇和乙醇的分离。1。2。2设计方案的确定1.操作压力精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性

6、能和设计总原则来确定操作压力.例如对于热敏感物料,可采用减压操作.本次设计甲醇和乙醇为一般物料因此，采用常压操作.2。进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制.不受季节气温的影响,此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同,在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料，即q=1。3.加热方式精馏塔釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大，便可以采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是:可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大

7、的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而,直接蒸汽加热,由于蒸汽的不断涌入,对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低,因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时,溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的.4。冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。5。热能利用精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上述设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作,泡点

8、进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。2。精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2。1.1物料衡算：甲醇的摩尔质量:MA =32。04kg/kmol乙醇的摩尔质量:MB =46。07kg/kmol馏出液的平均摩尔质量MF=32.0446.07/（0。7946。07+0。21*32.04）=34。23 kmol/h馏出液流量：D=100000*1000/（7200*34。23）=433。22kmol/h料液中甲醇的摩尔分数：xF =0。7946.07/(0。21*32.04+0。79*46.07）=0。8440塔顶产品甲醇的摩尔分数：xD=0.998546。07/(0.0015

9、32。04+0.9985*46。07）=0.9989塔底产品甲醇的摩尔分数：xW=0。02*46。07/（0.98*32。04+0。02*46。07）=2.85 总物料衡算：F=D+W 苯的物料衡算：F*xF=DxD+W*xW 联立式得：F=515。51kmol/h W=82。29kmol/h2.1。2 相对挥发度的计算：T=337。9K时,PA=101.3KPa ， PB=57.43KPa . 1=PA/PB=101。3/57。43=1。764T=351.6K时， PA=168.2KPa ， PB=101.3KPa 。 2=PA/PB=168.2/101。3=1.66则 =1.712。2塔板

10、数的确定2.2.1理论板层数的求算(1)平衡线方程的求算 汽液相平衡方程式： （2）q线方程进料状态由五种，即过冷液体进料（q1)，饱和液体进料（q1),气液混合进料（1>q>0）和过热蒸汽进料(q0），本设计选用的为泡点进料，故q=1。最小回流比 xp=xF=0.8440 ， yp=1.71xF/（1+0。71xF） 由两式得：yp=0.9025 , Rmin=（xDyp)/(ypxp）=1.65 R=（1。12。0)Rmin=2。5 (3) 精馏段液相流量：L=RD=2。5×433.22=1083。05kmol/h 精馏段气相流量：V=L+D=1083.05+433.

11、22=1516。27kmol/h 精馏段操作线方程：y=0.714x+0.285 提馏段液相流量：L'=L+ qF=1083.05+1×515。51=1598。56kmol/h 提馏段气相流量:V=V+ (q-1） *F=1516。27mol/h 汽相回流比:R'=V/=18。4 提馏段操作线方程：y=1。05x-0.0015（4)理论塔板数的确定先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下： y1=xD=0。9989x1=0。998 y2=0。998x2=0。997 y3=0。997x3=0.995 y4=0。995x4=0。991 y5=0。993x5=0。98

12、8 y6=0。990x6=0.983 y7=0。987x7=0。978 y8=0。983x8=0.971 y9=0.978x9=0。963 y10=0。972x10=0。953 y11=0.965x11=0.942 y12=0。957x12=0.924 y13=0。945x13=0.909y14=0.934x14=0.892y15=0.921x15=0.872y16=0。908x16=0.852y17=0。893x17=0。830xF交替由相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下：Y18=0。857x18=0。778y19=0。802x19=0。703y20=0。723x20=0。604y21=0

13、。619x21=0。487y22=0.496x22=0。365y23=0。368x23=0.254y24=0.252x24=0.165y25=0。158x25=0.099y26=0.089x26=0。054y27=0。042x27=0。025xW故理论板为27块，精馏板为16块,第17块为进料板。2.2.2 精馏塔实际塔板数与全塔效率的计算板效率ET利用奥康尔的经验公式计算，其中为塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度，为塔顶与塔底的平均温度下的相对液体粘度mPa。s. 对于多组分的相对液体黏度其中为液态组分i的液相黏度; x为液态组分i的摩尔分数。 =0。844*0.306+0.1560.508

14、= 0.3375(t=70） ， =1。71 ， 0。56， 实际塔板数N实=N理/ET=482.3 塔的工艺条件及物性数据计算2。3。1 混合液的平均摩尔质量计算 进料板的甲醇的摩尔分数为：x=0。844 y=0.9247 =0.9247*32。04+（1-0。9247）*46。07=33。10kg/kmol=0.84432。04+(1-0.844)*46.07=34。23kg/kmol塔底甲醇的摩尔分数为： x=0.029 y=0。050Mlwm=0。02932。04+（10.029)46。07=45.66kg/kmolMvwm=0。0532.04+(1-0。05)46。07=45.37k

15、g/kmol平均摩尔质量: =(33.10+45.37）/2=39。24kg/kmol=（34。23+45。66)/2=39。95kg/kmol 2。3.2平均密度计算 1。气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 Pvm=MP/RT=2.46kg/m3 2。液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 (1)塔顶液相平均密度的计算 由tD64。7，查手册得 , 从而 （2)进料板液相平均密度的计算 由tF78。4,查手册得 精馏段液相平均密度为2。3.3 液体的平均表面张力塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD64.7,查手册得 A=18.9 m N/m B=18。8 m N/mLDm=0

16、。9989×18。9+（1-0。9989）×18。8=18。90 mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由 tF78.4，查手册得 A=17.6 m N/m B=17.4 mN/mLFm=0.0285×17.6+（1-0.0285)×17.4=17.40 mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=(18。90+17.40)/2=18.15 mN/m2。3.4 精馏塔的汽、液相负荷 L=RD=2。5433。22=1083.05kmol/hV=（R+1)D=(2。5+1) 433.22=1516.27 kmol/hL'=L+ qF=1083.05+1&

17、#215;515。51=1598.56kmol/hV´=V=1516.27 kmol/h 2。4 塔体工艺尺寸计算2。4.1 精馏段塔径计算 1516。2739。24/36002。46=6.72 m3/sL*L/(V*V)=0。0161×755.22/（5。907×2。84）=0。725,取板间距HT=0。3ml 查上图得 C20=0。03 取安全系数为0.75，则空塔气速为 u = 0。75×umax0.75×0.4790.359m/sDT =VS/0.785u =4。9m可取塔径D4.9m， 塔截面积为AT=0。785D2=0.785

18、15;20.25 =15。90m2 u=VS/AT=/15。90=0.4226 m/s2.4。2 精馏塔高度计算精馏段有效高度为 Z精=（ N精-1）HT=(28-1) ×0。3=8.1 m提馏段有效高度为 Z提=( N提-1）HT=(201） ×0.3=5。7m故精馏塔的有效高度为 Z= Z精+ Z提=8。1m+5.7m=13。6m 2。4.3 溢流装置的计算 降管液的尺寸： 降液管宽度： 选取hb=0.04m 溢流堰尺寸： 堰上液头高how, 取E=1 堰高： 溢流强度: 降液管底隙流体速度：2。5 塔板负荷性能2。5.1 浮阀计算及其排列（1） 浮阀数 选取F1型浮阀

19、，阀孔直径d0=0。039m 根据表54选择单流型 初取F0=11 ， 则 浮阀数： （2）排列方式 取塔板上液体进，出口安定区宽度 取边缘区宽度bc=0.05m 根据估算提供孔心距进行布孔,按t=75mm进行布孔,实排阀数n=163 阀孔气速 动能因子 塔板开孔率 2。6 塔板的流体性能的校核2.6.1泡沫夹带量校核 为控制液沫夹带量eV过大，应使泛点F10。80。82 浮阀塔板泛点率计算如下： 由塔板上气相密度及板间距HT=0.45m查图5-26(泛点荷因数）得系数GF=0。128,根据表5-11（物性系数)所提供的数据,取k=1塔板液流道长ZL=D-2bd=1.42*20.2=1。0(m

20、）液流面积 故得： 故不会产生过量的液沫夹带2。6。2塔板阻力计算 （1)干板阻力h0 临界孔速 阀孔u0大于其临界孔阀气速u0c，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。 （2） 塔板清液层阻力 hl (m) (3)克服表面张力所造成阻力 由以上三阻力之和求得塔板阻力hf: 2.6。3降液管液面校对 流体流过降液管底隙的阻力： 浮阀塔板上液面落差较小可以忽略，则降液管内清液层高度: 取降液管中泡沫层相对密度，则可求降液管中泡沫层高度： 而，故不会发生降液管液泛。2.6。4液体在降液管内停留时间校核 应保证液体在降液管内的停留时间大于3S5S,才能保证液体所夹带的气 体的释放。 故所夹带气体可以释出

21、2.6。5严重漏液校核 当阀孔的动能因子F0=5的相应孔流气速: 稳定系数 故不会发生严重漏液2。6。6塔板负荷性能图 (1）过量液沫夹带线关系式 根据前面液沫夹带的校核选择F1=0.8 则有 由此两点作过量液夹带线(a） （2)液相下限线关系式 对于平直堰，其堰上液头高度how必须大于0.006m。 取how=0.006m,即可以确定液相流量的下限线 取E=1。0，代人lw=0。98 该线为垂直轴的直线，记为(b) (3)严重漏液线关系式： 因动能因子F0<5时，会发生严重漏液，故取F0=5,计算相应气体流 量： 该线为平行轴的直线，为漏液线，也称为气相下限线,记（c)(4)液相上限线

22、关系式： 降液的最大流量为: 该线为平行轴的直线,记为（d)（5)降液管液泛关系式： 根据降液管液泛的条件，得以下将液管液泛工况下的关系： 或 即 10 20 30 40 50 60 6133.7 590.75 566.2 538.3 506.06 468。1 操作弹性 适宜裕度=46。9%2.7换热器的计算2.7.1原料预热器： 设加热原料温度由10加热到104 则 2。7.2塔顶冷凝器: R苯=390kJ/kg 2.7.3塔底再沸器： 2。7.4贮罐的体积计算：由化工单元过程及设备课程设计查得在0。11MPa下，塔顶采量 D=7394kmol/h 故 设冷凝液停留20min，补充系数 则贮罐容积估算结果表：位号名称停留时间容量/ m3V101原料中间罐20min13V-102 回流罐10min7V103塔顶产品罐24h937V-104塔底产品罐24h9372。7.5进料罐线管径选择原液流速： u=0。5m/s管线直径: 选取管材，其内径为0。121m 其实际流速为： u=10471/