甲醇--水二元筛板精馏塔设计

1、 吉林化工学院 化工原理 课 程 设 计 题目 甲醇-水二元筛板精馏塔设计 教 学 院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师 2011 年 12 月 22 日 题目 甲醇水二元筛板精馏塔的设计设计条件：常压 P=1atm（绝压） 处理量：70kmol/h 进料组成0.55 馏出液组成0.965 釜液组成0.035 （以上均为摩尔分率）加料热状况 q=0.97 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 R=(1.12.0)Rmin 单板压降 0.7kPa 设计任务：1 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算）。2 画出带控制点的工艺流程图（2号图纸）、精馏塔工艺条件图（2号图纸）

2、。3 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。目录目录III摘要V第一章绪论11.1筛板塔的特点11.2设计思路1第二章精馏塔的工艺设计22.1产品浓度的计算22.2平均相对挥发度的计算22.3最小回流比的计算和适宜回流比的确定32.4物料衡算42.5精馏段和提馏段操作线方程52.6逐板法确定理论板数及进料位置52.7实际塔板数及实际加料位置和全塔效率5第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算73.1物性计算73.2精馏塔主要工艺尺寸的计算123.3精馏塔的流体力学验算173.4塔板负荷性能图193.5 塔的接管24第四章热量衡算264.1比热容及汽化热的计算264.2热量衡算27结果

3、汇总表29结束语32参考文献33主要符合说明34教师评分表37摘要在这次课程设计任务中，我们应用了化工原理精馏知识对甲醇-水二元筛板精馏塔进行了设计，使我们对课本知识进行了更深一步的认识，并且对实际操作有了一定的了解。本次设计的筛板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的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较为完整的精馏设计过程。经计算，回流比R=1.01，实际塔板为18，其中精馏段7块，提馏段11块，最终计算塔高为14.69m，筛孔数1580个，精馏段操作弹性1.81，提馏段操作弹性2.02，符合要求。关键词：甲醇；水；实际塔板数；回流比；操作弹性；精馏段；提馏段。第

4、一章绪论1.1筛板塔的特点 筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为38mm)和大孔径筛板(孔径为1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述

5、不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。1.2设计思路全塔物料衡算求理论塔板数气液相负荷计算筛板塔设计流体力学性能校正画出负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算 第二章精馏塔的工艺设计2.1产品浓度的计算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率：甲醇的摩尔质量： =32 水的摩尔质量：=18 2.2平均相对挥发度的计算 表2-1甲醇-水Antdne常数1AB甲醇水当塔顶温度tD=65.31时 联立，解得：782.78mmHg 189.64mmHg 进料温度 tF=72.25时 联立，解得：1020.94mmHg 256.84mmHg 塔底温度 tw=95.3

6、2时 联立，解得：2292.56mmHg 641.17mmHg 相对挥发度 ：2.3最小回流比的计算和适宜回流比的确定已知 q=0.99 则： 相平衡方程： 联立方程，解得：ye=0.8126, xe=0.547 所以， 根据公式查吉利兰关联图2 绘制表2-2倍数RN1.10.5840.03350.33739.1801.20.6380.3570.32258.9591.30.6910.3770.30938.7691.40.7440.3960.2928.6011.50.7970.4140.28678.4561.60.8500.4300.27678.3271.70.9690.2020.44428.2

7、121.81.0260.22510.42418.1111.91.0830.24630.40588.0192.01.1400.26640.38937.936图2-1甲醇平衡曲线图取操作回流比2.4物料衡算原料处理量 F=70kmol/h总物料衡算 F=D+W甲醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw联立，得 D=0.0108koml/s W=F-D=0.0087kmol/s2.5精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程：yn+1=xn+提馏段操作线方程：2.6逐板法确定理论板数及进料位置由q=0.97得 Xq=0.547第一块塔板上升气相组成：y1=xD=0.965代入平衡曲线 得第一块塔板下降液相组

8、成：=0.8780再将x1=0.8780代入精馏段操作线得出y2，如此反复计算得如下结果： y2=0.9213，x2=0.7535y3=0.8587，x3=0.6134y4=0.7883，x4=0.49300.547=xq即第四块板为理论加料板位置，改用提馏段操作线方程计算如下：y5=0.7106，x5=0.3970y6=0.5661，x6=0.2541y7=0.3732，x7=0.1345y8=0.2043，x8=0.0638y9=0.1045，x9=0.02975s 故降液管尺寸可用。6.降液管底隙高度，取则精馏段：提镏段：故降液管底隙高度设计合理。7.塔板布置D100mm故塔板采用分层，

9、查表塔板分为3块。边缘区宽度确定取8.开孔区面积计算9.筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为开孔率为 筛孔数目n为 精馏段气体通过阀孔的气速:提馏段气体通过阀孔的气速: 3.3精馏塔的流体力学验算1. 塔板压降干板阻力计算由/=1.67查图得3=0.84精馏段：1m提馏段：m气体通过液层的阻力Hl计算：精馏段： 由图查取板上液层充气系数 提馏段：4由图查3取板上液层充气系数液体表面张力的阻力计算计算精馏段：=液柱提馏段：=液柱气体通过每层塔板的液柱高可按下计算精馏段=0.038+0.0434+0.00105=0.08245m液柱 提馏

10、段=0.027+0.0441+0.00244=0.07354m液柱 2.液面落差对于D1.6m的筛板，液面落差可以忽略不计。3液沫夹带 (kg液/kg气)精馏段：提馏段：本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求4漏液筛板塔,漏液点气速带入数据得：精馏段，提馏段实际孔速:精馏段,提馏段，稳定系数:精馏段，提馏段均大于1.5小于2,所以设计无明显液漏符合要求.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高Hd()对于设计中的甲醇-水体系=0.5, Hd0.5=0.25725m由于板上不设进口堰精馏段液柱提馏段所以不会发生淹泛现象以上各项流力学验算可认为精馏段、提溜段塔径及各项工艺尺

11、寸是适合的。3.4塔板负荷性能图1、漏液线由得精馏段：=得=提馏段：得= 表3-1漏液线计算结果精馏段0.3690.3800.3880.405提馏段0.3990.4120.4290.4422、液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系： 由 精馏段： 整理得 提馏段： 整理得表3-2 液沫夹带线计算结果精馏段0.650.610.560.52提馏段0.860.810.750.703、液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式计算 精馏段： 提馏段：4液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留的下限 s 精馏段： 提镏段：5、液泛线Hd=() 由， 得 其

12、中带入数据 精馏段 提馏段 所以精馏段 提馏段表3-3 液泛线计算结果精馏段1.981.751.140.29提馏段1.961.761.320.716操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线图图3-1精馏段负荷性能图由图， 故精馏段操作弹性为/=1.81图3-2提馏段负荷性能图 由图， 故提馏段操作弹性为/=2.02精馏段提馏段操作弹性均大于1小于5,符合要求。3.5 塔的接管3.5.1 进料管 采用直管进料，管径为 查的选取25mm3mm 规格的热轧无缝钢管。3.5.2 回流管 直管回流，取 查的选取25mm3

13、mm规格的热轧无缝钢管。3.5.3塔顶蒸汽出料管采用直管出料，取则 查的选取219mm10mm规格的热轧无缝钢管。3.5.4 塔底出料管采用直管进气，取 查的选取20mm3mm 规格的热轧无缝钢管。3.5.5塔底蒸汽出料管则有 查的选取219mm8mm规格的热轧无缝钢管。第四章热量衡算4.1比热容及汽化热的计算表4-1甲醇水的比热容10甲醇温度比热容 kJmolk汽化潜热 kJkg4083.3211496088.311288094.291070100101.31030水温度比热容 kJ(kgk)汽化潜热 Jmol504.178604.18364无4224766无42153704.187804.

14、195904.2041004.212(1) 塔顶温度tD下的比热容，对于甲醇，在tD=65.31，利用插值法：对于水 同理可分别求出：(2)进料塔温度tF=72.25时，比热容(3)塔底温度tw=95.32时，比热容(4)塔顶温度下的汽化潜热根据内插法：TD =65.31 4.2热量衡算（1）0时塔顶上升的热量，塔顶0为基准（2）回流液的热量 tD =65.31 (3)塔顶馏出液热量 (4)进料热(5)塔底残液热(6)冷凝管消耗热(7)再沸器提供热：塔釜热损失10%。即即实际热负荷：计算得： 表4-2热量计算结果热量衡算结果项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热容kJ/kmol.k84

15、.52-89.3876.62-热量Q（kJ/h）.56.706.264.0345.71 结果汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段T m (C)平均温度68.7583.75M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质量28.6122.10M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量30.4824.94lm (kg/m)液相平均密度802.11881.41vm (kg/m)气相平均密度1.090.91m (dyn/cm)液体平均表面张力10.3226.425m (mpas)液体平均粘度0.33920.3194Vs(m/s)气相流量0.610.577Ls (m/s)液相流量0.0.N实际塔板数711Z( m)

16、有效段高度2.74.5D(m)塔径0.80.8H T(m)板间距0.450.45 (m)板厚0.0030.003溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l W (m)堰长0.520.52h W (m)堰高0.06450.0614hl (m)板上液层高度0.070.07h OW (m)堰上液层高度0.00550.00859h O (m)降液管底隙高度0.00930.018W d (m)降液管宽度0.10.1W s (m)安定区宽度0.070.07W c (m)边缘区高度0.040.04Aa (m)有效传质面积0.30690.3069A T (m)塔横截面积0.50240.5024A

17、f (m)降液区面积0.03420.0342A O （m）筛孔面积0.0310.031d O（m）筛孔直径0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n筛孔数目15801580（%）开孔率10.110.1U （m/s）空塔气速1.211.14安全系数0.70.7U O（ （m/s）筛孔气速19.6819.13K稳定系数1.681.506H c （m液柱）干板阻力0.0380.027H l （m液柱）液体有效阻力Hl0.04340.0441H（m液柱）液体表面张力阻力0.001050.00244H p （m液柱）总阻力0.082450.07354P（pa）每层塔板压降649636 (

18、s)停留时间40.08 28.29ev (0.1kg液/kg干气)液沫夹带量0.08020.0286 液泛 合格合格漏液合格合格E液流收缩系数1.001.00C O孔流系数0.840.84液层充气系数0.620.63相对泡沫密度0.50.5C液泛气相负荷因子0.0660.079Fa气相动能因子1.361.21液相负荷上限0.00385 0.00385液相负荷下限0. 0.汽相最大负荷0.65 0.37 汽相最小负荷0.85 0.40操作弹性1.812.02df进料管直径0.0210.021dr回流管直径0.2470.247dv塔顶蒸汽出料管直径0.2140.214dw塔底出料管直径0.0174

19、0.0174dV塔底蒸汽出料管直径0.24030.2403结束语化工原理课程设计二周黄金周已经结束，但是对我来说一切才刚刚开始，因为还有很多东西没有消化，我有颇多收获：1.很多时候我都是照课本扒，缺乏独立思考，尽信书不如无书，所以我也和同学沟通 ,认真听讲老师指出的重点2.这次设计提高了我对word exel 等软件的应用水平，看似简单的东西用起来错误百出，所以平时要多加练习2. 课程设计也教会我们做事要持之以恒，有耐心，搞理科的要耐得住寂寞，在看似枯燥的计算中寻找乐趣最后非常感谢曾庆荣老师对我们的悉心教导，让我们对化工原理充满热爱，在以后的成长中受益匪浅 参考文献1 刘光启，马连湘，刘杰主编

20、 化学化工物性数据手册.无机卷.有机卷 北京;化学工业出版社 2002.3.2陈敏恒，丛德滋，方图南，化工原理（下册）M，北京，化学工业出版社，2006.5.3王卫东; 化工原理课程设计;北京;化学工业出版社 2011.9.主要符合说明符号意义单位安全系数-表面张力mN/mhw凹形受液盘深度mm液体在降液管内停留时间sA传热面积m2Aa开孔面积m2Ad降液管截面积m2Af弓形降液管截面积m2AJ精馏段操作点-Ao壳程流通面积m2As换热器所需换热面积m2As换热器实际换热面积m2AT塔截面积m2At提馏段操作点-C计算液泛速度的负荷因子-C20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子-Co孔流系数-D塔径mde换热器管子的当量直径mdo筛孔直径mmE液流收缩系数-ET塔板效率-eV单位质量气体夹带的液沫质量液/气F进料摩尔质量kmol/hF管子排列方式对压力降得校正系数-fo壳程流体得摩擦系数-G质量流量kg/hh0降液管底隙高度mh1气体通过液层得阻力mhc干板阻力mHd降液管内液层高度mhd降液管压强降相当液柱高度mhL板上液层高度mhow溢流堰高度mhp与单板压降相当的液层高度mHT板间距mh降液管内液层高度mk塔板的稳定性系数-L换热器管长mLW堰长mM摩尔质量kg/kmoln开筛孔数目NB折