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日月年2015181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 72.3 工艺流程 72.4 设计方案概述8三、装置设备的工艺计算93.1 设计题目中的已知条件：93.2 物料的衡算93.3 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123.6 实际塔板数143.7 筛板的力学验算173.8 漏液验算18四、精馏塔热量衡算194.1 热量衡算1924.2 塔顶蒸汽带出热量Q 19v4.3塔底产品带出热量Q19w4.4进料带入热量Q19

2、f4.5回流带入热量 Q2014.6 塔釜加热量Q20b4.7总的热量衡算20五、 主要设备尺寸计算215.1 塔和塔板工艺尺寸计算215.2 塔径 215.3 精馏塔高度的计算225.5 堰长 225.6 堰高 225.7 塔板的分块235.8 筛孔计算及其排列255.9 塔高的计算25六、辅助设备的选择266.1 蒸汽管 266.2 回流管 2636.3 进料管 266.4 塔釜液出口266.5 间接蒸汽加热管27七、设计结果与参考文献287.1 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 是工业上应用精馏一种利用回流使液体混合物得到高纯

3、度分离的蒸馏方法，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。根可分为连续精馏和间歇精馏；精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，根据是否在混合物中加入影响可分为二元精馏和多元精馏；据混合物的组分数，恒沸精馏和加可分为普通精馏和特殊精馏（包括萃取精馏、汽液平衡的添加剂，。若精馏过程伴有化学反应，则称为反应精馏。盐精馏）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

4、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n 组分混合液较完全地分离而取得当使生产出所需纯度的两种产品。全地分

5、离，nn-1个塔。个高纯度单组分产品时，须有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。5板式塔中的塔板数或填充塔中评价精馏操作的主要指标是：产品的纯度。调节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。填料层高度，这是产品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。主要包括再沸器的加热

6、费用、中组分含量与料液中组分含量之比。操作总费用。直接影响前两项费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，用。是培养学生综合运用课程的一个总结性教学环节，课程设计是化工原理在整个教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。学计划中， 它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。即自己确定在设计中需要学生自己做出决策，课程设计不同于平时的作业，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。, 学生应该注重以下几个能力的训练和培养：通

7、过课程设计包括从已发表的文献中和从生产现场中（ 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据 的能力； 搜集 ） 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性，并注意2.在这种设计思想的指导下去分到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，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；用简洁的文字,清晰的图表来表达自己设计思想的能力。4.6二、设计方案简介 2.1设计分析一个完整的板式塔主要是由该设计选 用逐级接触式的筛板塔作为分离设备，圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受 液盘及气体和液体进、出口管等部件组因此我们对精储塔进成，这就需要对各个部件做出选择并给出合理的工艺尺寸，间的

8、关系并差取相关数据，确定相对挥发 度和回流比求行物料衡算，由ytx然后通过逐板计算法算得理论塔板数并由全 塔效率出相平衡方程和操作线方程，溢流装置等各个部件进行计算与核算校验塔 径、确定实际塔板数，最后对塔高、，最终得到符合工艺要求的精储塔并能完成生产任务。（如负荷性能图）设计方案2.2,泡点进料，要79%K溶液的常压筛板精储塔，原料液中含甲醇设计甲醇 -。塔 效率为0.8 ,塔釜出液浓度0.04%处理量为5000kg/h, 98称塔顶出7浓度，2.3工艺流程原料液由高位槽经过预热器预热后进入精储塔内。操作时连续的从冉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

9、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。为了使精储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。2.4设计方案概述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。物系属易倍。塔釜采用分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比 的2间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。具体如下：易筛板塔的优点 是结构比浮阀塔

10、更简单，塔型的选择本设计中采用筛板塔。处理能力大，比同 塔，为浮阀塔的80%左右。于加工，造价约为泡罩塔的60%左右。压降较低。 1515%。塔板效率高，比泡罩塔高径的泡罩塔可增加 10缺点是塔板安装的水 平度要求较高，否则气液接触不匀。虽然进料方式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。气温变化和前段工序波动的影有多种， 但是饱和液 体进料时进料温度不受季节、饱和液体进料时精储段和提储段的塔径相同，止匕外, 响，塔的操作比较容易控制；本次设计中为此，无论是设计计算还是实际加工制 造这样的精储塔都比较容易，采取饱和液体进料(即利用液体混合物中各设计的依据与技术来源：本设计依据于

11、精储的原理，并在满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)对设计任保证生产安全的基础上， 满足经济上的要求，足工艺和操作的要求，务进行分析并做出理论计算。8三、装置设备的工艺计算3.1设计题目中的已知条件：原料液中甲醇质量分数为17%即32.17 00.10331=X f . 180.83 .17 32 0塔顶出料液浓度质量分数为98%即 3298 0. 0.96499X d, 18 0.02980. 32 0.04%,即塔釜出料液质量分数为32 .00004 0.00022504Xw=180.9996 0.0004 32 5000kg/h处理量为E=0.8 t物理性质

12、参数k分子量沸点分子式项目 OHCH337.7 A 32 甲醇 3OH373 18 水B 23.2物料的衡算HOOHCHkgkmol ,水的分子式为千摩尔质量为甲醇的分子式为32,千,23kgkmol。原料液的平均千摩尔质量为摩尔质量为18M XM (1 X)M 19.44kg/komlBFAFF5000257.20 kmol/h F=19.44X XDwf 0.10685 采出率：一 .X FXwd由上式求出塔顶储出液量为 9D=F*0.10685=27.48 kmol/h则塔釜残液量为W=D-F=257.20-27.48=229.72 kmol/h3.3塔板数的确定甲醇和水的气液平衡数据T

13、XY001000.13496.40.020.2340.0493.50.30491.20.060.3680.0889.30.41887.70.10.51784.40.150.5790.281.70.665780.30.7290.475.30.7790.573.10.82571.20.6 0.87 69.3 0.7 0.915 67.5 0.80.958 66 0.90.979 65 0.95 164.5110水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出x-y图1.0.0.0.0.000.20.40.60.811.2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

14、回流比。采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点(0.10331, 0.10331 )作垂线即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为y=0.425x=0.10331 qqX yqD=1.68=故最小回流比为 R. mmxy-qq取操作回流比为 R=2R=2X 1.68=3.36min3.4操作线方程求精储塔的气液相负荷L=RD=3.36X 27.48=92.33kmol/hV=(R+1)D=4.46X27.48=122.56kmol/hL，=L+F=92.33+257.20=349.53 kmol/hV，=V=122.56 kmol/h精微段操作线方程：11LD92.3327.48x x x

15、0.96499 y0.7533x 0.2164提nnDnn156122.VV 122.56留段操作线方程：48.20 27. FF D92.33257.20257 L xx y x0.000nn mw56122.VV 1225622504 =2.85Xn-0.00042248.21 塔板数的确定 各个组分下甲醇对水的相对挥发度，T7.58296.47.16993.56.84391.26.6189.36.46487.76.06684.45.501 81.74.632 784.035 85.33.525 73.13.143 71.22.868 69.32.691 67.52.534 662.454

16、65作出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两条操作线，并用法求出理论板数：M.T12=8.5NT=4.5N精微段：t13提储段：N=4,由图可知第5块为进料板t48.22 塔板数由图可知:ww当 x=0.96499 时， T=65.76 C dd当 x=0.00022504 时， T=99.96 C实际板N=8.5/0.8=11块p精微段实际层数N=4.5/0.8=6精提储段实际层数N=4/0.8=5提塔顶x=y=0.96499,查平衡曲线 x=0.916idi气相 M=0.96499 X 32.04+0.03401 X 18.02=31.55 kg/kmol v

17、dm液相 M=0.916X 32.04+0.084 X 18.02=30.86 kg /kmoljdm进料板由图可知，x=0.10331 y=0.425ff气相 M=0.425 X 32.04+(1-0.425) X 18.02=23.97 kg/kmol vdm液相 M=0.10331X 32.04+(1-0.10331) X 18.02=19.46 kg /kmolldm14精储段气相 M=0.5 X (31.55+23.9)=27.73 kg /kmol vfm液相 M=0.5 义 (30.86+19.46)=25.16 kg /kmol皿平均密度因为 P=1.03atm=101.325

18、+4=105.325kPad单板压降 A P=70mm3X10X 13=9100Pa=9.1 kPa 液柱=0.070 x 1 x 10P=P+0.70X 13=114.425kPa df精储段平均压力 P=(105.325+114.425)/2=109.875KPam气相P= 109.875 kPamPM109.875 28.01m vm1.066 kg/mvm=lQ.8050.195fm.RT8.314 (73.88 273.15)m 液相 13 m/913.38kg970.5734.85 塔顶因为塔顶T=65.76 C33 /mkg查手册得kg=749.85/m=980; ba 3/m=

19、 756.06 kg代入公式得LDM进料板由图可知：X=0.081,进料板查气液相平衡数据可知：T=89.3 C进料板3 3 kg/m=734.85/m=970.5 所以，进料板kg ； AB进料板液相的质量分率150.12 32.04 0.195a a0.88 18.020.12 32.0413 / 913.38kgm液相密度 0.8050.195fm970.5734.85精微段液相平均密度为3 /m)=0.5 X (756=0.5 X (.06 +913.38)=834.72+ kg lfmldmlm 塔顶 C,查手册得 =65.76 由 t D=65.28mN/m b6=18.00mN/

20、m ba =0.965 乂 18.00+0.035 乂 65.28=19.651mN/m(7 LDm 进料板C,查手册得 t=89.30 由 F=62.22mN/m b6=16.8mN/m ba =0.12 乂 16.8+0.88 X 62.22=56.77mN/m(r LFm平均表面张力 精储段液相平均表面张力 为：=(19.65+56.77)/2= 38.21mN/m (TLm 塔顶=0.436mPa?s 仙=0.340mPa?s ;仙，由 t=65.76 C 查手册得bda=0.9651g0.340+0.0351g0.436g ldm=0.343叱得 ldm 进料板=0.347mPa?S

21、p =0.5mPa?s ; 由 t=89.30,查手册得 bfa =0.363 mPa?s卜得 lfm =0.353 mPa?s卜精储段的平均表面张力为刷648.23 的力学验算塔板压降气体通过筛板压降相当的液控高度 h p依式 h=h+h+h 来计算,。t干板阻 力h计算c干板阻力h,cU 2v0h 0.051()() c. CL0 由 d/6 =5/3=1.67,查图得， C=0.772m0018.701.066)( 0.051() 0.0382hm 故 c0.772834.72气流通过板上液层的阻力hc计算 气体通过液层的阻力h计算h=B h lV1.005s 1.380m/usar ,

22、 A A0.785 0.057Tfi/2i/2| )s 1.42kg m/( F1.3801.066 0查表得B =0.60故 h= 0h=B (h+h) =0.60 X(0.0467+0.0133)=0.036m 液柱 好液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力341038.214 Lh0.0037m液柱.gd834.72 9.81 0.005l。气体通过筛板的压降h=h+h+h=0.0382+0.036+0.0037=0.0779-pc g=0.0779 X 834.72 X9.81=638PaW0.7KPa A P= h 单板压降 Lpp 故设计合 理 17液面落差对于筛板塔，液

23、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 1,/)h h4.4C(0.0056 0.13 由式 u= 一。III4.4 0.772(0.0056 0.13 0.06 0.0037) 834.72/1.066=9.361m/s实际孔速 u=9.361m/s>u . 筛板稳定系数 K=u/u=18.70/9.365>1.5. 故本设计中无明显漏液漏液线I的 一/h)(0.0056 0.13h 4.4C =由U 0,minVLL0U=V/Aos,min0,min h = h + h OW«L 2.842/3hE() h= I1000

24、lwL802.842/3 hu 4.4CA0.0056 0.13hh E() / 得 wVL000,minl1000w4.4X 0.772 X 0.101 X 0.532 X=2/3L36002.84 s 0.0021834.34/1.066 1 0.130.0530.00560.6610002/3L0.01039 0.114 整理得=5.106Win漏液线数据表-1 3-36.0 3.0 1.5 ( X10L0.6 m/s) 4.5 sI30.593(mV/s)0.540.5570.57660.593S* r18四、精微塔热量衡算4.1 热量衡算用以下公式计算始：223344)+c(T)+d

25、(T-TH=a(T-T)+b(T-T-T 0。水：a=18.2964, b=472.118 X 10-3 , c=-1338.78 X10-6, d=1314.24 X10-9甲醇：a=-258.25 , b=3358X 10-3 , c=-11638.8 X 10-6 , d=14051.6 X 10-94.2 塔顶蒸汽带出热量 Q vQ= VX H w从甲醇水溶液的相平衡数据查得 x =0.965时d泡点T= 65.76 C,此时甲醇的比汽化热为 1120kJ/kg摩尔汽化热为 1120 X 32.04 =35884.8kJ/kmolT= 65.76 C时，水的比汽化热为 2500kJ/k

26、g摩尔汽化热为 2500 X 18.04 =45050kJ/kmol组成为x= 0.965的乙醇水溶液的摩尔汽化热为dH=35884.8X 0.96499+45050 乂0.03511=36210.1 kJ/kmolv塔顶蒸汽带出热量 Q为 vQ=V< H =137.71 x36210.1=4986503.702kJ/hw4.3 塔底产品带出热量 Q wQ= W H wX=0.00024, T=99.9 C WH =7538.895kJ/molw所以 Q= W H=187.73X 7583.895=1415276.758kJ /h w4.4 进料带入热量 Q fQ=FX H ffx=0.

27、194, T=82 C fH =6314.114kJ/molf19= FXH=234.38X6314.114=1479902.004kJ/h 所以 Qn 回流带入热量 Q4.5l Q=LX HLl C X=0.96499, T=65.76 l =5411.95kJ/molHJ /h =91.06 X 5411.95=492812.16k所以Q= LX Hl Q4.6塔釜加热量b釜液中甲醇的含量很小，可视为纯水。2300kJ/kg C时，水的比汽化热为在99.941446kJ/kmol 2300 乂 18.02 =摩尔汽化热为的甲醇水溶液的热量为=0.00024组成为Xw=41446X 137.

28、71=5707528.66kJ/h QQ设备向外界散发的热损失N970279.8722 kJ/h =5707528.66 X 0.17 =Q= 0.17 X Qn 总的热量衡算 4.7 +Q = Q+Q+ QGQblwv7371429.8062 kJ/h Q =Q+ Q+ nvw7680242 .864kJ/h Q = + Q+ Ck 将以上数据列入下表：-2热量衡算表出进 ） 数量（10kJ/h项目数量（kJ/h项目）4985873.176热量Q出1479902.044量料进带入热 Q顶塔蒸汽带vf1415276.758产品带Q492812.16 出热 量加塔釜热 Q量底塔 g 970279

29、.8722损的散5707528.66发热Q量热带流回入失Qnl7371429.8062合计合 7680242.864计 20五、主要设备尺寸计算5.1塔和塔板工艺尺寸计算VM 137.71 28.01vm 1.0053/sVm= s3600 36001.006LmLM 91.06 25.28Lm 0.0007663/s L m=s3600 3600834.72Lm 可得:3/h =L 义 3600=2.7576mLh3/h=VX 3600=3618 mV5.2 塔径i LhL（） 0.213 2 VVh 取 H=0.45m,取板上精液 h=0.06m LTH-h=0.39mLT vl=C由U

30、max V查史密斯关联图C=0.08420 22 sm/ A D0.785 1.0 t, 44 834.72 1.066 1.196mu 0.0740 /smax1.066取安全系数为0.7,则空塔气速为u=0.7u=0.7 X2.069=1.4486m/s mx, 4V4 1.292s 1.0656m D=1.4486u按标准塔径圆整后为 D=1.0m塔截面积为2122 0.785m/ 1.0A sD t44实际空塔气速为u=1.005/0.785s=1.280m/s5.3精微塔高度的计算 精储段有效高度为m=5X 0.45=2.25 )=(6-1HZ=(N-1) HT精t精提储段有效高度为

31、 m ) X 0.4=4 X0.45=1.8H= (5-1Z= (N-1) t0.8m 在进料板上方开一人孔，其高度为故精储塔的有效高度为+0.8=2.25+1.8+0.8=4.85m+ZZ=Z提精溢流装置5.4.因塔径D=1.0m<2.2m可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘5.5堰长取溢流堰长L=0.66 x D=0.66mw 5.6堰高h-h由h=owM由式计算，即选用平直堰，堰上液层高度4842.2斜)xE(h = L1000wE=1 取36000.000766 2.842/3=0.007m )=h x (0w0.661000=0.06m 取板上精液高度 hL=0.06-0.0

32、07=0.053m=h-hh owLWAfWd弓形降液管宽度与降液管面积/D=0.66,l由查弓形降液管的宽度与面积图得：W22W/D=0.124A/A=0.0722TdfW=0.124X D=0.124X 1.0=0.124m d 2=0.0722 XA=0.0567XDm2 =0.0722 X A Tf . 4降液管停留时间以检验降液管面积：3600 A H3600 0.0567 0.40Tf=23.02s>5sT= r-/0.000766 3600Lh故符合要求。降液管底隙高度h 0取降液管底的流速为 x 3600)计算得：x =0.08m/s,根据 h=L/(l 00.00076

33、6 3600=0.0145m=h0,0.66 0.08 3600h-h=0.053-0.0145=0.03851m>0.006m0w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 ' =50nm5.7 塔板的分块因为D>800mm故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。如下图所示：23塔板分块示意图边缘区宽度确定=0.035mW=0.065m,WR Wcss开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即2 RX22-1)A=2(X+SinXR a . 180R=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311m +W ) X=D/2- (WM中 sd=1.0/2-0.

34、035=0.465mR=D/2-W2 RX22-1)Sin A=2(X+ 故 XR a . 180R2 0.4650.311 22-10.311 0.465) +=2 X (0.311 X Sin .1800.4652 =0.532m245.8 筛孔计算及其排列取筛孔的孔径d为5mm正三角形排列，碳钢板原为6 =3mmo取t/d=3.00孔心品E t=3.0 x 5.0=15.0mm筛孔数目22=2731 个 n= 1.155Ao/t =1.155 X 0.532/0.015 22=0.0101 =0.907(0.005/0.015 )开孔率为=0.907(do/t ) 气体通过阀孔的气速为u

35、=V/A=1.005/(0.0101 X0.532)=18.07m/s 00s5.9 塔高的计算H= (n-n -n-1 ) H+nH+nH+H+H+H+HDTFF1 pfb pH塔图, mn实际塔板数(不包括加热釜)，11块；n进料板数，3个；fH进料孔处板间距，0.45m； Fn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)，5H塔底空间高，3m； bH设人孔处的板间距，0.8m； pH塔顶空间高， 取1.2m； dH板间距，0.45m； tH封头高度，0.5m； 1H裙座高度；3m; 2求得：H=13.9m25六、辅助设备的选择塔进出口管径的选择6.1

36、 蒸汽管2d u , dVsE蒸汽管的直径，u为气体速度，取为30m/s 一 41.005 4Vs4=0.2065=206.5mmd=303.14 u取219X6.0系列的管子6.2 回流管3/s u=0.5m/s,L=0.000766 m 取回流速度 s 0.000766Ls= 0.0442m=44.2mm d=u0.785 0.785 0.5 取 50X2.5 系列的管6.3 进料管13 m/ 885.32 kg，/ m kg u=0.5m/s,泡点时 0.700.30970.5734.8520.74 234.384Fs4= 0.0623m=62.3mm=d= 0.5885.323600U 取 50x 2.5 系列的管6.4塔釜液出口33 / m=785 kg =958.4 kg/ m p ,乙醇C 时查表：Tw=99.8p 水0.0024 32.04 a=0.00426w 0.0024 32.04 0.9976 18.0210.004260.995743 =/m p kg =957.49 lwd958.47856W187.73 18.05 3/sWs=0.00098m 957.