设计甲醇-水溶液的常压筛板精馏塔化工课程设计

1、化工课程设计学院：化学与化工学院班级：化工 1204姓名：李敏学号：1215010424 2015 年 1 月 8 日目录一、绪论.5二、设计方案简介.72.1 设计分析.72.2 设计方案.7工艺流程.7设计方案概述.8三、装置设备的工艺计算 .9设计题目中的已知条件： .9物料的衡算.9塔板数的确定.10甲醇和水的气液平衡数据.103.4 操作线方程.113.5 理论塔板数的确定.12实际塔板数.14筛板的力学验算.17漏液验算.18四、精馏塔热量衡算.19热量衡算.19塔顶蒸汽带出热量 QV.19塔底产品带出热量 QW.19进料带入热量 QF.19回流带入热量 QL.20塔釜加热量 QB

2、.20总的热量衡算.20五、主要设备尺寸计算.21塔和塔板工艺尺寸计算.21塔径.21精馏塔高度的计算.22溢流装置.22堰长.22堰高.22塔板的分块.23筛孔计算及其排列.255.9 塔高的计算.25六、辅助设备的选择.26蒸汽管.26回流管.26进料管.26塔釜液出口.26间接蒸汽加热管.27七、设计结果与参考文献.28计算结果总表.287.2 参考文献：.29八、主要符号说明.30九、后记.31一、绪论原理精馏一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分

3、为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分数，可分为二元精馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响汽液平衡的添加剂，可分为普通精馏和特殊精馏（包括萃取精馏、恒沸精馏和加盐精馏） 。若精馏过程伴有化学反应，则称为反应精馏。双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。精馏塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝,部分凝液作为回流液返回塔底,其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔

4、上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。当使n组分混合液较完全地分离而取得n个高纯度单组分产品时，须有n-1 个塔。精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离，关键在于回流的应用。回流包括塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难

5、挥发组分蒸气两者返回塔中。汽液回流形成了逆流接触的汽液两相，从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。塔顶回流入塔的液体量与塔顶产品量之比，称为回流比，它是精馏操作的一个重要控制参数，它的变化影响精馏操作的分离效果和能耗。评价精馏操作的主要指标是：产品的纯度。板式塔中的塔板数或填充塔中填料层高度，以及料液加入的位置和回流比等，对产品纯度均有一定影响。调节回流比是精馏塔操作中用来控制产品纯度的主要手段。组分回收率。这是产品中组分含量与料液中组分含量之比。操作总费用。主要包括再沸器的加热费用、冷凝器的冷却费用和精馏设备的折旧费，操作时变动回流比，直接影响前两项费用。课程设计是化工原理课程的一个总

6、结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。 课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。 通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养： 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力； 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理

7、性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； 3. 迅速准确的进行工程计算的能力； 4. 用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。二、设计方案简介2.1 设计分析该设计选用逐级接触式的筛板塔作为分离设备，一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、出口管等部件组成，这就需要对各个部件做出选择并给出合理的工艺尺寸,因此我们对精馏塔进行物料衡算，由间的关系并差取相关数据，确定相对挥发度和回流yxt比求出相平衡方程和操作线方程，然后通过逐板计算法算得理论塔板数并由全塔效率确定实际塔板数，最后对塔

8、高、塔径、溢流装置等各个部件进行计算与核算校验（如负荷性能图） ，最终得到符合工艺要求的精馏塔并能完成生产任务。2.2 设计方案设计甲醇-水溶液的常压筛板精馏塔，原料液中含甲醇 79%，泡点进料，要求塔顶出液浓度 98%，塔釜出液浓度 0.04%，处理量为 5000kg/h，塔效率为0.8。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品

9、。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表。设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。具体如下：塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。压降较低。缺点是塔板安装的

10、水平度要求较高，否则气液接触不匀。加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用直接流入塔内。虽然进料方式有多种，但是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，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料设计的依据与技术来源：本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离） ，并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上， 对设计任务进行分析并做出理论计算。三、装置设备的工艺计算设计题目中的已知

11、条件：原料液中甲醇质量分数为 17%，即 XF=180.833217. 03217. 0塔顶出料液浓度质量分数为 98%，即XD= 0.96499 1802. 03298. 03298. 0塔釜出料液质量分数为 0.04%，即Xw=0.00022504189996. 0320004. 0320004. 0ET 处理量为 5000kg/h 物理性质参数项目分子式分子量沸点 k甲醇 A3CH OH32水 B2H O18373物料的衡算甲醇的分子式为,千摩尔质量为 32，水的分子式为,3CH OHkmolkg2H O千摩尔质量为 18。原料液的平均千摩尔质量为kmolkgBFAFFMXMXM)1 (

12、F=257.20 kmol/h44.195000采出率：WDWFXXXXFD由上式求出塔顶馏出液量为 D=F*0.10685=27.48 kmol/h则塔釜残液量为 W=D-F=257.20-27.48=229.72 kmol/h塔板数的确定 甲醇和水的气液平衡数据TXY1000078666511水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出 x-y 图00.20.40.60.811.200.20.40.60.811.2可利用图解法求理论板层数由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出 x-y 图。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（， ）作垂线即为进料线，该线与平衡线的

13、交点坐标为 yqxq故最小回流比为 Rmin=qqqx-yyDX取操作回流比为 R=2Rmin 操作线方程求精馏塔的气液相负荷kmol/hkmol/h L = kmol/hV =V=1 kmol/h精馏段操作线方程：提2164. 0 x7533. 096499. 056.12248.27x56.12233.92ynn1DnnxVDxVL留段操作线方程： 0.00056.12248.2720.25756.12220.25733.92y1nwnnxxVDFxVFL22504 = 2.85Xn-0.000422 3.5 理论塔板数的确定各个组分下甲醇对水的相对挥发度各个组分下甲醇对水的相对挥发度T7

14、86665由于甲醇对水的相对挥发度受温度影响较大，因此用作图法求得理论板数作出两条操作线，并用 M.T 法求出理论板数：NT=8.5精馏段：NT提馏段：NT=4，由图可知第 5 块为进料板 实际塔板数由图可知：当 xD时， TD当 xw时， Tw=99.96实际板 NP=精馏段实际层数 N精=提馏段实际层数 N提=4/0.8=5塔顶塔顶 xD=y1,查平衡曲线 x1气相 MVDM18.02=31.55/kmol液相 MJDM=0.91632.04+0.08418.02=30.86/kmol进料板进料板由图可知， xF yF气相 MVDM/kmol液相 MLDM31)18./kmol精馏段精馏段

15、气相 MVFM/kmol液相 MLFM/kmol平均密度平均密度因为 PD单板压降 P=70mm液柱=0.07011031013=9100Pa=9.1 kPaPF=PD精馏段平均压力 Pm气相气相Pm= 109.875 kPa109.875 28.011.0668.314 (73.88273.15)mVmVmmP MRTkg/m3液相液相LM=31913.38/0.1950.805734.85970.5LFMkg m 塔顶塔顶查手册得 A=749.85/m3； B=980/m3代入公式得 LDM= 756.06/m3进料板进料板由图可知： X进料板，查气液相平衡数据可知：T进料板=8所以，进料

16、板 B=970.5/m3 ；A=734.85/m3 进料板液相的质量分率0.12 32.040.1950.12 32.04 18.02 0.88Aa液相密度 31913.38/0.1950.805734.85970.5LFMkg m 精馏段液相平均密度为LM=0.5(LDM+LFM)=0.5(756.06 +913.38)=834.72/m3塔顶塔顶由 tD，查手册得ABLDm 进料板进料板由 tF0，查手册得ABLFm平均表面张力平均表面张力精馏段液相平均表面张力为：Lm塔顶塔顶由 tD,查手册得 A=0.340mPas ；B=0.436mPaslgLDM得 LDM进料板进料板由 tF0,查

17、手册得 A=0.5mPas ；B=0.347mPas得 LFM=0.363 mPas精馏段的平均表面张力为 lm=0.353 mPas筛板的力学验算塔板压降塔板压降气体通过筛板压降相当的液控高度 hp依式 hp=hc+hl+h 来计算干板阻力干板阻力 h hc c计算计算干板阻力 hc,2000.051() ()vcLuhc由 d0/ =5/3=1.67,查图得， C0故 218.701.0660.051() ()0.03820.772834.72ch m 气流通过板上液层的阻力气流通过板上液层的阻力 hchc 计算计算气体通过液层的阻力 hl计算h=hL1.0051.380/0.785 0.

18、057saTfVum sAA1/21/201.380 1.0661.42/()Fkgsm查表得 故 hl=hL=（hW+hOW液柱液体表面张力的阻力的计算液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力3044 38.21 100.0037834.72 9.81 0.005LLhgdm 液柱气体通过筛板的压降气体通过筛板的压降hp=hc+hl+h单板压降 Pp= hpL故设计合理液面落差液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.8 漏液验算漏液验算漏液验算由式 u0,min=04.4(0.00560.13)/LLVChh =4.4 0.772 (

19、0.00560.13 0.060.0037) 834.72/1.066 实际孔速 u0=9.361m/su0,min筛板稳定系数 K=u0/u0,min故本设计中无明显漏液漏液线漏液线由 u0,min=04.4(0.00560.13)/LLVChhu0,min=Vs,min/Ao hL=hW+hOWhow= 2/32.84()1000hwLEl得 2/3000,min2.844.40.0056 0.13()/1000hwLVwLuC AhEhl=4.40.7720.1010.5322/336002.840.00560.130.05310.0021834.34/1.06610000.66sL 整

20、理得 Vs,min2/30.010390.114L 漏液线数据表漏液线数据表-1-1LS(10-3m3/s)V S (m3/s)四、精馏塔热量衡算热量衡算用以下公式计算焓：H=a(T-T0)+b(T2-T02)+c(T3-T03)+d(T4-T04)水：a=18.2964， b=472.11810-3， c=-1338.7810-6， d=1314.2410-9甲醇：a=-258.25，b=335810-3 ，c=-11638.810-6， d=14051.610-9塔顶蒸汽带出热量 QVQVVHV从甲醇水溶液的相平衡数据查得 xD，此时甲醇的比汽化热为 1120kJ/kg时，水的比汽化热为

21、2500kJ/kg摩尔汽化热为250018.0445050kJ/kmol组成为 xDHv kJ/kmol塔顶蒸汽带出热量 QV为 QV=VHvkJ/h塔底产品带出热量 QWQWWHWXWHW所以 QWWHW=187.737583.895=1415276.758kJ /h进料带入热量 QfQfFHfxf=0.194, T=82Hf所以 QnFHf=234.386314.114=1479902.004kJ /h回流带入热量 QLQLLHLXLHL所以 QLLHL=91.065411.95=492812.16kJ /h塔釜加热量 QB釜液中甲醇的含量很小，可视为纯水。时，水的比汽化热为 2300kJ

22、/kg摩尔汽化热为230018.0241446kJ/kmol组成为 XwQ QB B设备向外界散发的热损失 QNQN0.17QB5707528.660.17970279.8722 kJ/h总的热量衡算QLQFQB = QVQWQNQVQWQN7371429.8062 kJ/hQLQFQB7680242 .864kJ/h将以上数据列入下表： 热量衡算表热量衡算表-2-2进出项目数量（kJ/h）项目数量（10kJ/h）进料带入热量 QF塔釜加热量 QB回流带入热量 QL合计塔顶蒸汽带出热量QV塔 底产品带出热量QW散发的热损失 QN合计五、主要设备尺寸计算塔和塔板工艺尺寸计算VS=137.71 2

23、8.011.00536003600 1.006VmLmVMm3/sLS=91.06 25.280.00076636003600 834.72LmLmLM m3/s可得：Lh=Ls3/hVh=Vs3600=3618 m3/h塔径12()0.213hLVhLV取 HT=0.45m,取板上清液 hLHT-hL由 Umax=Clvv查史密斯关联图C20221.00.785/44TADm smax834.72 1.0660.07401.196/1.066um s取安全系数为 0.7，则空塔气速为maxD= 44 1.2921.06561.4486sVmu塔截面积为221.00.785/44TADm s实

24、际空塔气速为精馏塔高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（6-1）HTm提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（5-1）m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提m溢流装置因塔径 D=1.0m5s故符合要求。降液管底隙高度降液管底隙高度 h h0 0取降液管底的流速为0 =0.08m/s,根据 h0=Lh/(lw03600)计算得：h0=0.000766 36000.66 0.08 3600hw-h0故降液管底隙高度设计合理，符合要求选用凹形受液盘，深度 h=50nm塔板的分块因为 D800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为 3 块。如下图所示: 塔板分块示意图边缘区宽度确定边

25、缘区宽度确定取 WS=SW=0.065m,WC开孔区面积计算开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即Aa=2(X22XR +1802RSin-1RX)其中X=D/2-（Wd+WsR=D/2-WC故Aa=2(X22XR +1802RSin-1RX)=2(0.311220.4650.311+20.465180 Sin-10.3110.465)2 筛孔计算及其排列取筛孔的孔径 d0为 5mm，正三角形排列，碳钢板原为 =3mm取 t/d0筛孔数目22=2731 个开孔率为 =0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2气体通过阀孔的气速为u0=Vs/A05.9 塔高的计算H=（

26、n-n F-n P-1）HT+n FHF+n PHP+HD+HB+H1+H2 H塔高，m；n实际塔板数（不包括加热釜） ，11 块；nF进料板数，3 个；HF进料孔处板间距，0.45m；nP人孔数（包括塔顶塔底空间所开人孔;塔顶塔底空间各一个，进料板处一个，见工艺图） ，5 个；HB塔底空间高，3m；HP设人孔处的板间距，0.8m；HD塔顶空间高，取 1.2m；HT板间距，0.45m；H1封头高度，0.5m；H2裙座高度；3m;求得：六、辅助设备的选择塔进出口管径的选择 6.1 蒸汽管Vs=4d2 u，d 为蒸汽管的直径， u 为气体速度，取为 30m/s d=4Vsu= 4 1.0053.1

27、4 30取 2196.0 系列的管子6.2 回流管取回流速度 u=0.5m/s,LS=0.000766 m3/sd=0.785Lsu=0.0007660.785 0.56.3 进料管u=0.5m/s，泡点时31885.32/0.300.70734.85970.5kg m/ m3d=4Fsu = 4 234.38 20.74885.32 3600 0.56.4 塔釜液出口时查表： 水=958.4/ m3， 乙醇=785/ m30.0024 32.040.0024 32.040.9976 18.02waLWD=10.004260.99574785958.4 =957.49/m3Ws=187.73 18.0536003600 957.49LDMW3/sd=4Wsu=4 0.000983.14 0.7= 0.042m=42mm6.5 间接蒸汽加热管查表得 =1.618/m3d=043600uV=4 137.71 18.053600 1.618 3.14 20=0.165m=165mm管径的选择见下表： 塔进出口管径列表塔进出口管径列表-3-3蒸汽管回流管塔釜液出口进料管间接蒸汽加热管七、设计结果与参考文献 计算结果总