南昌大学甲醇水连续精馏塔的课程设计

1、化工原理课程设计一、 设计题目甲醇-水连续精馏塔的设计二、设计条件1、 常压操作：p=1atm2、 进精馏塔的料液含甲醇61%（质量），其余为水3、 产品的甲醇含量不得低于99%（质量）4、 残液中甲醇含量不得高于3%（质量）5、 生产能力为日处理（24h）66.5吨粗甲醇三、设计内容3.1：设计方案的确定及流程说明：选择塔型精馏塔属气液传质设备。气液传质设备主要有板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，制造维修方便，造价低，相同条件

2、下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。本次设计为分离甲醇与水，所以由各方面条件考虑后，本次设计应用筛板塔。3.1.2：精馏方式由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式3.1.3：装置流程的确定为获取也液相产品，采用全凝器。含甲醇61%（质量分数）的甲醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品经产品冷却器冷却后流入甲醇贮存罐，一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品经釜液冷却器冷却后流入釜液贮存罐。3.1.4：操作压强的选择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, 

3、;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。：进料热状态的选择 泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。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，可采用泡点进料，q1。：加热方式本次采用间接加热，设置再沸器：回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用最低，一般经验值为：R=(1.22)Rmin经后面简捷法计算对应理论板数N时，可知，R=2Rmin时

4、，理论板数最少，所以回流比选择为最小回流比的2倍。3.2：二元连续板式精馏塔的工艺计算:相对挥发度的确定根据安托因方程查表得安托因常数ABC甲醇7.197361574.99238.86水7.074061657.46227.02塔顶产品浓度为99%，因此，可近似看成纯甲醇溶液；同理，塔底浓度为3%可近似看成纯水溶液。所以，塔顶温度为甲醇沸点为64.6，塔底温度为水的沸点100。因此塔底的相对挥发度aW=3.497塔顶的相对挥发度aD=4.138：全塔物料衡算总物料：F=D+W易挥发组分：FxF=DxD+WxWF、D、W：分别为进料、馏出液和釜液的流量（kmol/h）xF、xD、xW：分别为进料、

5、馏出液和釜液中易挥发组分的组成、摩尔分率由操作条件得; 即：86.475=D+W86.475*0.4677=0.98D+0.017W解得：D=40.752kmol/h W=45.7233kmol/h：平衡线方程3.2.4：精馏段操作线方程已知q=1、即xe=xF=0.4677a=3.804即即解得：Rmin=0.6958即R=2Rmin=1.3916所以精馏段的操作线方程为xn:见第八页yn+1:同上：提馏段操作线方程：理论板数的求算（1）逐板计算法第一层板上升蒸汽组成等于塔顶产品组成：y1=xD=0.98根据操作线方程以及平衡线方程可得如下：y10.98x10.927960003y20.94

6、978x20.832543565y30.894257x30.689745445y40.811163x40.530345371y50.718408x50.40143852x5<xFy60.581773x60.26776421y70.385392x70.141513587y80.199918x80.061637695y90.082572x90.023113414y100.025976x100.006961881x10<xW即：可知理论板数为10块第5层理论版为进料板精馏段理论板数为4层提馏段理论板数为5层（2）直角梯级图解法（3）简捷法Rmin=0.6958 根据吉利兰经验关联图以及关

7、系式求得：R(R-Rmin)/(R+1)(N-5.95)/(N+1)N1.2Rmin0.8350.0758583110.57773345915.458798731.3Rmin0.904540.1096012690.5387147414.066598911.4Rmin0.974120.1409843370.50479389813.03456051.5Rmin1.04370.1702304640.4912.627450981.6Rmin1.113280.1975507270.4812.365384621.7Rmin1.182860.2231292890.4611.870370371.8Rmin1.

8、252440.2471275590.4411.410714291.9Rmin1.322020.26968760.42511.086956522Rmin1.39160.2909349390.410.58333333可知：R=2Rmin时 理论板数最少xF=0.4677由甲醇-水气液平衡数据可知348.51K x1=0.4346.31K x2=0.5即用内插法算xF=0.4677时 T=347.02K=73.87即由安托因方程得aF=3.94 aD=4.138即即精馏段理论板数为3层加料板为第4块板：塔效率的估算（1）Drickarner法塔顶温度64.6 塔釜温度100平均温度为即82下甲醇=0

9、.272mpa.s 即（2）Oconnell法L=0.4677*0.272+（1-0.4677）*0.3485=0.312782下的相对挥发度a为a=3.787实际塔板数为约为22块3.3:塔和塔板主要工艺尺寸的设计：塔径的计算（1）精馏段精馏段平均温度为查t-x-y图得 xa0.72，ya0.878查表得：p甲醇=0.75g/cm3 p水=0.978g/cm3液相平均分子量： Ml=XaM甲醇+(1-Xa) M水=0.72*32.042+（1-0.72）*18=28.11kg/kmol气相平均分子量： Mv= yaM甲醇+(1-ya)

10、0;M水=0.878*32.042+（1-0.878）*18=30.33kg/kmol液相密度：气相密度液相体积流量气相体积流量即气液动能参数取塔板间距HT=0.45m、板上液层高度hl=0.07m那么分离空间：HT- h1=0.45-0.07=0.38m即由史密斯关联图得：C20=0.078甲醇与水在各温度下的表面张力温度（）60708090100甲醇18.7617.8216.9115.8214.89水66.264.362.660.758.8即69.21时a=17.89mN/m b=64.45mN/m液相平均表面张力：mN/mC：负荷系数max：最大空塔气速令=0.7max=0.7

11、*2.288=1.6m/s根据流量公式计算塔径D圆整取0.8m塔截面积A=实际空塔气速（2）提馏段提馏段平均温度为查t-x-y图得 xa0.111，ya0.443查表得：p甲醇=0.728g/cm3 p水=0.967g/cm3液相平均分子量： Ml=XaM甲醇+(1-Xa) M水=0.111*32.042+（1-0.111）*18=19.559kg/kmol气相平均分子量： Mv= yaM甲醇+(1-ya) M水=0.443*32.042+（1-0.443）*18=24.221kg/kmol液相密度：气相密度液相体积流量L=L+qF气

12、相体积流量V=V-(1-q)F=V即气液动能参数取塔板间距HT=0.45m、板上液层高度hl=0.07m那么分离空间：HT- h1=0.45-0.07=0.38m即由史密斯关联图得：C20=0.08286.777时a=16.17 mN/m b=61.31mN/m液相平均表面张力：mN/mmax：最大空塔气速令=0.7max=0.7*3.34=2.34m/s根据流量公式计算塔径D 圆整取0.8m塔截面积A=实际空塔气速：塔高的计算 此外在精馏段和提馏段分别设2人孔，人孔处板间距为0.7m 令塔顶空间为1.5HT=2.5*0.45=1.125m 令塔底空间为1.4mL=0.00085m3

13、/sHd= 所以塔高为Z=z精+z提+（0.7-0.45）*4+0.675+2=3.83+4.787+0.5+1.125+1.4=12.642m约为12.7m:溢流装置与液体流型选用单溢流，弓形降液管。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。.1溢口堰（出口堰）为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层，一般采用平直溢流堰。（1）堰长取堰长lw=0.6D=0.8*0.6=0.48m(2)堰上液层高度how平直堰的how精馏段Lh=5.66*10-4*3600=2.0376m3/h即 Lw/D=0.48/0.8=0.6查

14、液流收缩系数计算图得E=1.08所以m提馏段Lh=8.5*10-4*3600=3.06m3/h即Lw/D=0.48/0.8=0.6查液流收缩系数计算图得E=1.2所以m(3)堰高hw精馏段hw=hL-how=0.07-8.04*10-3=0.062m取0.07m提馏段hw=hL-how=0.07-6.32*10-3=0.064取0.07m所以：hl=hw+how=0.07+8.04*10-3=0.078mhl=hw+how=0.07+6.32*10-3=0.076m修正后hL对n影响不大,顾塔径计算不用修正.2降液管（1）降液管的宽度Wd与截面积Af由lw/D=0.6查弓形降液管的宽度与面积关

15、联图可得 所以Wd=0.098×0.8=0.0784m 液体在降液管内的停留时间精馏段提馏段(2) 降液管底隙高度h0因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度0=0.08m/s精馏段 过小，取0.02mhw-h0=0.07-0.02=0.05m>0.006m提馏段 hw-h0=0.07-0.022=0.048m>0.006m故降液管底隙高度设计合理.3受液盘及进口堰选用平形受液盘。不设进口堰。：塔板设计.1：塔板布置（1）开孔区（鼓泡区）面积Aa计算取边缘区宽度Wc=0.05mx=(D/2)-(Wd+Wc)=0.4-(0.0784+0.05)=0.

16、2716mR=(D/2)-Wc=0.4-0.05=0.35m即 （2）溢流区 溢流区面积Af及Af分别为降液管和受液盘所占面积（3）安定区（破沫区） 取溢流堰前的安定区宽度为Ws=0.07m 取进口堰后的安定区为Ws=0.05m（4）无效区 取无效区宽度为0.03m .2:筛板的筛孔与开孔率（1）孔径d0本设计所处理的物系无腐蚀性,可选用碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。 (2)筛板厚度 取=0.8d0=4mm(3)孔心距t 筛孔在筛板上按正三角形排列，取孔心距t=3d0=15mm(4)开孔率（5）筛孔数筛板的流体力学验算.1：塔板压降Pp气体通过筛板的压降Pp以相当的液柱高度表示时可由下式计算

17、：hp=hc+hl+hhp:气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m（1） 干板阻力hc的计算精馏段筛孔气速d0/=5/4=1.25查干筛孔的流量系数图可知流量系数C0=0.84即提馏段筛孔气速C0=0.84即（2） 气体通过液层阻力hl的计算精馏段按有效流通面积计算的气速查找充气系数0与Fa的关联图可知：0=0.58即hl=0hL=0(hw+how)=0.58*0.078=0.045m提馏段查找充气系数0与Fa的关联图可知：0=0.6即hl=0hL=0(hw+how)=0.6*0.076=0.0456m（3） 液体表面张力的阻力h的计算精馏段提馏段即精馏段板压降hp=hc+hl+h=0.049

18、+0.045+0.0032=0.0972mPp=hpLg=0.0972*783*9.82=747.38pa=0.747kpa提馏段板压降hp= hc+hl+h=0.036+0.0456+0.005=0.0866mPp=hpLg=0.0866*913*9.82=776.43pa=0.776kpa.2:雾沫夹带量ev的计算精馏段提馏段故本设计液沫夹带量在允许范围ev<0.1kg液/kg气内,所以符合要求。.3：漏液点气速ow的计算精馏段 稳定性系数K 所以无明显漏液现象 提馏段 稳定性系数K 所以无明显漏液现象 .4：液泛（淹塔）条件的校核 降液管内的清液层高度Hd的计算 精馏段 液体流过降

19、液管的压强降相当的液柱高度hd的计算 即Hd=hp+hL+hd=0.0972+0.078+5.318*10-4=0.1757m (HT+hw)=0.5(0.45+0.07)=0.26 Hd<(HT+hw)=0.26 提馏段 即Hd=hp+hL+hd=0.088+0.076+9.91*10-4=0.165m(HT+hw)= 0.5(0.45+0.07)=0.26Hd<(HT+hw)=0.26所以不会产生液泛塔板负荷性能图.1雾沫夹带线（1）精馏段取极限值ev=0.1kg液/kg气hf=2.5(hw+how)=2.5(0.07+=0.175+2.938Ls2/3整理得Ls2/3在操作范

20、围中，任取几个Ls值，根据上式算出Vs值列于下表中：Ls()0.00050.00150.0020.0045Vs()0.8750.8070.7790.665提馏段hf=2.5(hw+how)=2.5(0.07+=0.175+3.264Ls2/3整理得Vs2/3在操作范围中，任取几个Ls值，根据上式算出Vs值列于下表中：Ls()0.00050.00150.0020.0045Vs()1.0470.9560.9190.766.2:液泛线（2）精馏段由式hp=hc+hl+h Hd=hp+hL+hd Hd=(HT+hw)hl=0hL=0(hw+how)=0.58*( hw+how )=0.58*( 0.0

21、7+)=0.0406+0.682Ls2/3故hp=0.086Vs2+0.0406+0.682Ls2/3+0.0032=0.0438+0.086Vs2+0.682Ls2/3Hd=0.0438+0.086Vs2+0.682Ls2/3+0.078+1660.156Ls2=0.1218+0.086Vs2+0.682Ls2/3+1660.156Ls2(HT+hw)=0.5(0.45+0.07)=0.26即0.26=0.1218+0.086Vs2+0.682Ls2/3+1660.156Ls2整理得： Vs2=1.607-7.93Ls2/3-19304.14Ls2任取几个Ls值(2-18)式计算Vs值，见下

22、，作出液泛线（2）Ls(m3/s)0.00050.00150.0020.0045Vs(m3/s)1.2461.2081.1851提馏段hl=0hL=0(hw+how)=0.6*( hw+how )=0.6*( 0.07+)=0.042+0.783Ls2/3故hp=0.056Vs2+0.042+0.783Ls2/3+0.005=0.047+0.056Vs2+0.783Ls2/3Hd=0.047+0.056Vs2+0.783Ls2/3+1372.03Ls2+0.076=0.123+0.056Vs2+0.783Ls2/3+1372.03Ls2(HT+hw)=0.5(0.45+0.07)=0.26即0

23、.26=0.123+0.056Vs2+0.783Ls2/3+1372.03Ls2整理得：Vs2= Ls2/3-24500.54 Ls2任取几个Ls值计算Vs值，见下，作出液泛线（2）Ls(m3/s)0.00050.00150.0020.0045Vs(m3/s)1.5341.4861.4581.253.3:液相上限线(3)以=3s作为液体在降液管中停留的下限在Ls.max=0.0039m3/s处作出垂线得液相负荷上限线.4:漏液线（气相负荷下限线）（4）精馏段 hL=0.07+=0.07+1.175Ls2/3 A0=0.034m2 即：据上式，取若干个Ls值计算相应Vs值,见下表，作漏液线0.0

24、0050.00150.0020.00450.3790.3940.4010.425 提馏段 hL=0.07+=0.07+1.306Ls2/3 A0=0.034m2即： 据上式，取若干个Ls值计算相应Vs值,见下表，作漏液线0.00050.00150.0020.00450.4350.4580.4670.502.5：液相负荷下限线（5）取堰上液层高度最小允许值how=0.006m精馏段整理得Ls.min=3.65*10-4m3/s提馏段整理得Ls.min=3.11*10-4m3/s.6：塔的操作弹性画图看精馏段OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为Vs.max,与漏夜线的交点对应气相负荷为V

25、s.min可知：>3 符合要求提馏段>3 符合要求负荷性能图精馏提馏3.4:板式塔的结构与附属设备：塔板结构由于本设计塔径为0.8m，即选用整块式结构：冷凝器的选择本设计取传热系数K=2000w/m2.冷却水温度35-20逆流操作：t1=44.6 t2=29.6冷凝蒸汽量由于甲醇的摩尔分数为0.98，所以忽略水的冷凝热。r=1100.18KJ/kgQ=G1*r=1100.18*0.821=903.38kw水的比热容为Cp=4.1862KJ/kg.K则水的冷却用量为平均温度差为换热器面积安全系数取1.2，则A=1.2*11.48=13.78m2：再沸器计算热负荷3.5：设计一览表参数

26、符号参数名称精馏段提馏段ET塔板效率0.470.47NT有效塔板数45L（mpa.s）液相粘度0.31270.3127N实际塔板数911Z（m）有效段高度3.834.787Tm()平均温度69.2186.777HT（m）板间距0.450.45hL(m)板上液层高度0.0780.076安全系数0.70.7Tm()平均温度69.2186.777Ml（kg/kmol）液相平均摩尔质量28.1119.559Mv(kg/kmol)气相平均摩尔质量30.3324.221L（kg/m3）液相密度783913v（kg/m3）气相密度1.0790.82（mN/m）液体平均表面张力30.92756.3Ls（m3/s）液相流量5.66*10-48.5*10-4Vs(m3/s)气相流量0.7610.8