甲醇—水连续填料精馏塔 设计
化工原理课程设计说明书
设计题目：甲醇—水连续填料精馏塔
设计者：
专业：化工工艺
学号：
指导老师：
2005年07月20日
目录
一、前言 (3)
二、工艺流程说明 (4)
三、精馏塔的设计计算
1.由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率 (5)
2.全塔物料衡算 (5)
3.采用图解法，求解R Min，R (5)
4.填料塔压力降的计算 (6)
5.D、Z、P
计算 (7)
6.计算结果列表 (14)
四、辅助设备的选型计算
7.储槽的选型计算 (15)
8.换热器的选型计算 (16)
9.主要接管尺寸的选型计算 (19)
10.泵的选型计算 (21)
11.流量计选取 (21)
12.温度计选取 (22)
13.压力计选取 (22)
五、设备一览表 (23)
六、选用符号说明 (24)
七、参考文献 (25)
八、结束语 (25)
前言
甲醇俗称木醇，木精，是一种大宗有机化学品，它不仅容易运输和储藏，而且可以作为很多有机化学品的中间原料。由它可以加工成的有机化学品有100余种，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。随着近年来技术的发展和能源结构的改变，甲醇开辟了新的用途。甲醇是较好的人工合成蛋白质的原料，目前，世界上已经有30万吨的甲醇制蛋白质的工业装置在运行。甲醇是容易运输的清洁燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。用孟山都法可以将甲醇直接合成醋酸。随着近年来碳一化学工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。此外，甲醇在工业应用和实验室中是十分重要的溶剂。许多反应在甲醇作为溶剂时产率非常好。虽然有一定的毒性，但相对于其它有机溶剂来说，还是比较安全的。
本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的，所以塔釜排出的水中含有的甲醇含量不大于0.002％（wt％），以提高甲醇的回率，减少对环境的污染；塔顶得到的甲醇的浓度为98.5％（wt％），可以代替纯的甲醇直接使用，这说明塔的效率是很好的。采用填料式精馏塔，因为随着填料塔技术的不断完善，在性能上比板式塔要好很多，而且填料塔的结构比较简单，制造、维修难度和造价比板式塔低很多，所以选用填料塔，可以减少设计、制造、操作费用。也是符合实际生产需要的。
工艺流程说明
本次设计的精馏塔是用来分离回收甲醇的，要求回收甲醇的浓度达到98.5％，所采用的流程如图所示，含19%的原料液通过原料泵加压，再经过过滤器、原料预热器，再进精馏塔进行精馏分离，塔顶气相通过冷凝器冷凝，不凝气体放空。冷凝液一部分由回流泵压回塔内作为回流液，其余部分则作为产品输送到罐场包装。
塔形的选择：
具体选择塔型时，要根据被分离物料的性质和负荷，要求精馏过程的压力降、温度以及腐蚀程度等条件决定。目前主要有板式塔和填料塔两种。根据计算要求该塔分离效率高，压力降小，应采用填料塔。
填料塔与板式塔相比，具有一定的优点：
（1）生产能力大。板式塔内件的开孔率均在50%以上，而填料塔中的空隙率则超过90%，故单位塔截面积上，填料塔的生产能力
一般均高于板式塔。
（2）分离效率高。工业填料塔每米理论级大多在2级以上，最多可达10级以上，而常用的板式塔每米理论级最多不超过2级。研
究表明，在减压和常压操作下，填料塔的分离效率明显优于板
式塔。
（3）压力降小。填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。
一般情况下，板式塔的每个理论级压降约在0.4－1.1Kpa。填料
塔约为0.01－0.27KPa。压降低能降低操作费用，节约能耗。
（4）持液量小。填料塔持液量一般小于6%，而板式塔则高达8%－12%。持液量大，虽可稳定操作，但增长开工时间，增加操作
周期及操作费用。
（5）操作弹性大。填料对负荷变化的适应性很大，而板式塔的操作弹性一般很小。
（6）填料塔塔内结构简单，耐腐蚀，且灵活，价廉。
目前工业上95%以上采用填料塔，只有当液体处理量特别大或有固体时，才采用板式塔。
主机（精馏塔）的设计计算
1.由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率：
()()1165.002
.18/19.0104.32/19.004
.32/19.0/1//=-+=-+=
B F A F A F F M a M a M a x
()()9736.002
.18/985.0104.32/985.004
.32/985.0/1//=-+=-+=
B D A D A D D M a M a M a x
()()001127
.002
.18/002.0104.32/002.004
.32/002.0/1//=-+=-+=
B W A W A W W M a M a M a x
求得各个物料的摩尔分率如下：
2.全塔物料衡算 F=
平均分子量
总生产时间年处理量1
?
45.298835
.002.181165.004.321
60607200000115000=?+?????=
s kg s mol /
则有：
??
??=?+?=+???+=+=1165.045.29W 0.001127D 97360.`
45.29W D Wx Dx Fx W D F W D F
解得 W=25.956s mol / D=3.494s mol / 3.采用图解法，求解R Min ，R
甲醇－水溶液的平衡数据及部分数据。
由平衡数据在坐标纸上描点，画出甲醇－水溶液的x-y 图 （附图在后）。 由图读知N=12-1=11 ，从塔顶算起第7块塔板为进料板，塔的理论塔板数为11。
原料泡点进料，故x q =x F =0.1165,从图可知y q =0.440，故有：
649.11165
.0440.0440
.09736.0q q q Min
x y y x R D =--=--= 对于指定的物系，R Min 只取决于分离要求，即设计型计算中达到一定分离程度所需回流比的最小值，实际操作回流比应大于最小回流比。但增大回流比，起初显著降底所需塔板层数，设备费用明显下降。再增加回流比，虽然塔板层数仍可继续减少，但下降的非常慢。与此同时，随着回流比的加大，塔内上升蒸气量也随之增加，致使塔径、塔板面积、再沸器、冷凝器等设备尺寸相应增大。因此，回流比增至某一数值时，设备费用和操作费用同时上升，回流比的采用原则是使设备费用和操作费用的总费用最小。通常，适宜回流比的数值范围为R=（1.1~2.0）R Min 。本设计中取R ＝2R Min 。 R=2 R Min =2×1.649 =3.298 4. 填料塔压力降的计算
各组分的饱和蒸汽压由安托尼方程
C
T B
A Ln p s
+-
= 求得各组分的饱和蒸汽压的计算值：
塔顶的压力：109.5 kPa 塔釜的压力：（w t =103℃）
Pa P A 3874250
= Pa P B 1120600=
000225.0=A x 999775
.0=B x ∴B B A A
W x P x P P 00
+= =Pa 112370998873.0112060001127.0387425=?+? 所以精馏塔的压力降为：D W P P P -=?
=Pa 2870109500112370=- 5. D 、Z 、P ?计算 5.1精馏段 5.1.1平均温度m t
料液泡点进料，取85F t =℃,假设67D t =℃，则精馏段平均温度
8567
()762
m t +=
=精℃ 5.1.2平均分子量m M
塔顶：9736.01==y x D
，由图可知=1x 0.950
=m V M D 0.9736?32.04+（1-0.9736）?18.02＝31.67kg/kmol
=m L M D 0.950?32.04+(1-0.950)?18.02=31.34 kg/kmol
进料板： 1165.0=F x ， 由图可知440.0=F y
=VFm M 0.440?32.04＋（1-0.440）?18.02＝24.12kg/kmol =LFm M 0.1165?32.04+(1-0.1165)?18.02=19.65kg/kmol
精馏段平均分子量：
＝＝＋精馏）＝265
.1934.312M M (LFm LDm +Lm M 25.495kg/kmol
＝
＋精馏）＝2M M (VFm VDm Vm M 2
12
.2467.31+=27.9895kg/kmol 5.1.3精馏段平均操作压力m P
塔顶压力D P ＝109500Pa ，取每层塔板压力降P ?＝11
2622
＝238.36Pa ，则进料板压强 F P ＝238.36?7+109500＝111169Pa m P ＝
2
1111691095002+=+F D P P ＝110334Pa 5.1.4液相密度Lm ρ
塔顶 由图一得950.0=A x
971
.002
.18950.0104.32950.004
.32950.0M x 1B A ＝）（＝）－＋（?-+?????=
A A A A A M x M x a
查得67℃下甲醇3/755m kg A =ρ 水3/4.979m kg =ρ 由
1A
B
Lm LA LB
a a ρρρ=+
4
.979971
.01755971.01
-+=
Lm
ρ 得： Lm ρ＝760.050kg/m 3
进料板 由图知加料板液相组成1165.0=F x
190
.002
.181165.0104.321165.004.321165.0M x 1B F ＝）（＝）－＋（?-+?????=
A F A F A M x M x a
查得85℃下甲醇3741/A Kg m ρ= 水3968.6/B Kg m ρ= 由
6
.968187
.01741187.01
-+=
LFm
ρ 得：LFm ρ＝915.988kg/m 3 故精馏段液相平均密度 3/kg 604.8392
988
.915219.763(m Lm ＝精馏）＝+ρ
5.1.5精馏段汽相平均密度 mV ρ
3
3
Vm m mV /064.127376108.31427.9895110334RT M P m kg ＝）
＋（＝（精馏）（精馏）＝???ρ 5.1.6液体粘度μ
查《化学工程手册》第一篇 ：
L A A
Log T B
μ=
-
塔顶： 67℃时
555.30555.30
0.498067273.15260.64LA Log μ=-=-+ 0.3177LA cp μ＝
658.25658.250.389567273.15283.16
LB
Log μ=-=-+ 0.4079LB cp μ= 4079
.0ln 950.013177.0ln 950.0ln )1(ln ln ?-?=-+?）＋（＝LB A LA A LD x x μμμ cp LD 3217.0=μ 进料板： 85℃时 555.30555.30
0.580185273.15260.64LA Log μ=-=-+ 0.2630LA u cp =
658.25658.250.486785273.15283.16
LB
Log μ=-=-+ 0.3260LB u cp = 3260.0ln 1165.012630.0ln 1165.0ln )1(ln ln ?-?=-+?）
＋（＝进LB A LA A L x x μμμ cp L 3179.0=进μ
则精馏段平均液相粘度 cp 3198.02
31879
.03217.0(＝精馏）＝+Lm μ
5.1.7汽相负荷计算
s m o l D R D L V /86.1176.2)1298.3()1(=?+=+=+= s kg M V W Vm V /300.01094.2786.11(3＝精馏）＝-???=
5.1.8液相负荷计算
s m o l RD L /97.872.2298.3＝?==
s kg M L W Lm L /227.010265.2597.8(3＝精馏）＝-???= 5.1.9 填料选择
目前市场上规整填料价格较昂贵，且甲醇－水不属于难分离系统，腐蚀性较小，故采用价格低、性能优良的散装金属拉西环DN25填料，查表得填料因子
=Φ257。
5.1.10 塔径计算(采用埃克特通用关联图计算) 横坐标
0268.0604
.839055.13.0227.0)(5
.05.0＝）（?=L V V L W W ρρ 查《化工传质与分离过程》 图4－33可得 纵坐标
21.0)(2.02=ΦμρρψL V F g u ===604
.8394
.979L ρρψ水 1.17
故 258.03182.0)604
.839055.1(81.917.1257)(2.022.02=????=ΦF L L V F F u g u μρρψ
得 F u ＝2.305m/s
取安全系数0.7， s m u u F /614.17.0305.27.0＝
?=?= s V V S /m 192.0055
.110265.2503.8M 33
Vm Vm ＝＝（精馏）（精馏）-???=ρ
m u
V D S
347.003
.214.3192
.044=??==
π
圆整塔径 取D=0.400m
此时700.0305
.2614.1'/53.140.014.3192
.044'2
2===??==
F S u u s m D V u π符合0.5～0.85范围,所以塔径圆整适合 5.2提馏段 5.2.1平均温度m t
料液泡点进料，取85F t =℃, 103=W t ℃则提馏段平均温度
942
103
85)(＝＝
提馏+m t ℃ 5.2.2平均分子量m M
塔底 由图可001127.0＝W x ，=W y 0.0023
=m V M W 0.0023?32.04+（1-0.0023）?18.02＝18.05kg/kmol
=m L M W 0.001127?32.04+(1-0.001127)?18.02=18.04kg/kmol
进料板 =VFm M 0.440?32.04＋（1-0.440）?18.02＝24.33kg/kmol
=LFm M 0.1165?32.04+(1-0.1165)?18.02=19.61kg/kmol
提馏段平均分子量： 82.182
61
.1902.182M M (LFm LWm ＝＝＋提馏）＝
+Lm M kg/kmol
＝＋提馏）＝2M M (VFm VWm Vm M 2
33
.2404.18+=21.19kg/kmol
5.2.3操作压力m P ’
塔釜压力W P ＝112703Pa ，则进料板压强 F P ＝112370Pa 'm P ＝
2
111169
1123702+=+F W P P ＝111769.5Pa 5.2.4提馏段平均液相密度Lm ρ 塔釜 由图一得 WA x ＝0.001127
00020
.002
.18001127.0104.32001127.004
.32001127.0M x 1B A ＝）（＝）－＋（?-+?????=
A A A A A M x M x a 查得103℃下，甲醇密度3710/A Kg m ρ= 水3956.2/
B Kg m ρ=
由
1A
B
Lm LA LB
a a ρρρ=+
2
.9560002
.017100002.01
-+=
Lm
ρ 得： Lm ρ＝956.080kg/m 3
进料板 L F m ρ＝915.988kg/m 3
故提馏段平均液相密度 3/kg 034.9362988
.91508.956(m Lm ＝提馏）＝+ρ
5.2.5提馏段汽相平均密度Vm ρ
3
3
Vm m V /776.027349108.31421.20111645.5RT M 'P m kg m
＝）
＋（＝（提馏）（提馏）＝???ρ 5.2.6提馏段平均液相粘度μ’
查《化学工程手册》第一篇 ：
L A A
Log T B
μ=
- 塔底 103℃
555.30555.30
0.6543103273.15260.64
LA Log μ'=
-=-+ 0.2217LA cp μ'＝
658.25658.25
0.5747103273.15283.16
LB Log μ'=-=-+ 0.2663LB cp μ'=
2663
.0ln )001127.01(2217.0ln 001127.0'ln )1('ln ln ?-+?=-+?LB A LA A L x x μμμ＝底 底L μ＝0.2663cp 进料板： 85℃时
3260.0ln )1165.01(2630.0ln 1165.0ln )1(ln ln ?-+?=-+?LB A LA A L x x μμμ＝进
进L μ=0.3182cp
则提馏段平均液相粘度 cp 2923.02
3182
.02663.0(＝提馏）＝+Lm μ
塔板效率
E T =0.17-0.616lg μ=0.487 N=N T /E T =22.6
实际塔板数应取23块。 5.2.7液相负荷计算
s qF L L /mol 81.2861.23120.5'＝?+=+=
s kg M L W Lm L /542.01082.1881.28('3＝提馏）＝-???=
5.2.8汽相负荷计算
s mol V V /03.8'==
'V W ＝s kg M V VM /170.01020.2103.8('3＝提馏）＝-???
5.3塔径计算(采用埃克特通用关联图计算) 横坐标
0920.0027
.936760.0168.0542.0)(''5
.05.0＝）（?=L V V L W W ρρ 查《化工传质与分离过程》 图4－33可得 纵坐标
149.0)(2.02=ΦμρρψL V F g u ===027
.9362.956L ρρψ水 1.022
继续采用散装金属拉西环DN25填料
189.02923.0)027
.936760
.0(81.9022.1257)(2.02
2.02=????=ΦF L L V F F u g u μρρψ 得u F ＝
3.698m/s
取安全系数0.7， s m u u F /588.27.0698.37.0＝?=?=
s V V S /m 224.0760
.01020.2103.8M ''33
Vm Vm ＝＝（提馏）（提馏）-???=ρ
m u
V D S 352.030
.214.3224
.04'
4=??==
π
圆整塔径 取 D=0.400m
此时50.0698
.3783.1'/783.1400
.014.3224
.04'4'2
2===??==
F S u u s m D V u π 符合0.5～0.85范围,塔径圆整合适
5.4.塔高的计算
等板高度法，取HETP ＝0.5m
5.4.1精馏段 111()T Z HETP N =? 6=T N m 0.365.0'1＝?=Z 取安全系数为1.4
m 2.44.10.3Z 1＝＝?
5.4.2提馏段 222()T Z HETP N =? 5=T N
m 5.255.0'2＝?=Z 取安全系数为1.4 m 5.34.15.22＝?=Z
Z=Z 1+Z 2＝3.5+4.2＝7.7m 5.5压降P ?的计算 5.5.1精馏段
0885.03162.0)604
.839055
.1(81.917.125768.1)(2.022.02=????=ΦL L V F g u μρρψ 0209.004
.839055.122.013.0)(5.05.0＝）（?=L V V L W W ρρ 查埃克特通用关联图得：
m Pa Z
P
/81.963?=? Pa P 7.25952.481.963(＝精馏）＝???
5.5.2提馏段
054.02923.0)027
.936760
.0(81.9022.1257783.1)(2.022.02=????=ΦL L V F g u μρρψ 0920.0207
.936760.0168.0542.0)(''5.05.0＝）（?=L V V L W W ρρ 查埃克特通用关联图得：
m Pa Z
P
/81.940?=? Pa P 4.13735.381.940(＝提馏）＝???
P P '??与检验： Pa P P P 9.39274.13735.2554)()('＝＋
＝提馏精馏?+?=?
0156.04032
9.3927
4032'=-=??-?P P P <0.05 所以假设成立，D ＝0.400m 6.计算结果列表 6.1.物料衡算
6.2.填料塔参数
辅机（辅助设备）的选型计算
7.1原料储槽的选型计算
原料液的存储量是要保证生产能正常进行，主要根据原料生产情况及供应周期而定的。
根据经验，取储槽中的原料液温度为t=25℃，此时进料液中各物料的物性是： 甲醇：3791-?=m Kg A ρ 质量浓度185.0=A a 水： 3998-?=m Kg B ρ 质量浓度815.0=B a ∴ 进料液体积流量13189.272001000150007200100015000-?=??+?=
h m a a V B
B
A A S ρρ
在工业中为了安全起见，储槽一般要留出一定空间。取储槽安全系数为0.7（安全系数，又称装填系数，是指有效容积占储槽总容积的百分率），按大工厂计算，取24小时进料量计算，故所需的储槽实际体积为： 304.757
.0189
.2247.024m V V S =?==
原料储槽 原料储槽工作于常温、常压下，甲醇是一级防爆产品。综合以上因素，最终选用立式平底锥盖容器系列（JB1422-74），选公称容积380m V g =，图号为：
R22-00-15。 7.2中间槽
中间槽是储存回流量及出料的储罐。甲醇精馏过程为连续生产，中间槽的设计依据是中间槽装液60％～80％能保持至少1～2个小时的流量，该设计任务中，槽装液70％，即取安全系数为0.7，保持流量2小时。
取储槽中的料液温度为t=40℃，此时进料液中各物料的物性是： 甲醇：3771-?=m Kg A ρ 质量浓度985.0=A a 水： 32.992-?=m Kg B ρ 质量浓度015.0=B a ∴ 进料液体积流量为：
1
3724.0298
.311
)2.992015.0771985.0(219.76549.31111
-?=+?+??=+?
?
?=h m R D M V D
D S ρ
3804.247
.0724.0247.024m V V S =?==
塔顶储槽 选用卧式无折边球形封头容器系列，标准号JB1427-74，选公称容积
325m V g =，图号为：R22-0.7-21。 7.3塔底冷凝液储槽
仍取储槽中的料液温度为t=40℃， 进料液体积流量为：
13169.0)2
.992998
.0771002.0(
286.9023.181
-?=+??=?
?=h m W M V W
W S ρ 3784.57
.0169
.0247.024m V V S =?==
塔底储槽 选用立式平底平盖容器系列，标准号JB1421-74，选公称容积36m V g =，图号为：R21A-00-15。 8.换热器的选型计算
在本设计任务中，甲醇浓度都比较高，在换热时不能直接与冷流体混合，所以应采用间壁式换热器。在冷、热流体的初、终温度相同的条件下，逆流的平均
温差较并流的大。因此，在换热器的传热量Q 及总传热系数K 值相同的条件下，采用逆流操作效果较好。若换热介质流量一定时，可以节省传热面积，减少设备费；若传热面积一定时，可减少换热介质的流量，降低操作费。因而，工业上多采用逆流操作。
同时，若换热器两端冷、热流体的温差大，可使换热器的传热面积小，节省设备投资。但要使冷、热流体温差大，冷却剂用量就要大，增加了操作费用，故温差的取值应考虑其经济合理性，即要选择适宜的换热器两端冷、热流体温差，使投资和操作费用之和最小。 8.1原料液换热器
根据《化工设计》书可知K 的取值范围一般在400)/(600~2C m W ，由于换热器在使用过程中会形成污垢，导致K 的减小， 故取K=400)/(2C m W 进料温度85F t =℃
查《化学工程手册》第1篇可得：
25℃ 甲醇0.569p C Kcal =/Kg ℃ 85℃ 甲醇0.582p C Kcal =/Kg ℃ 水 0.998p C Kcal =/Kg ℃ 水 1.000p C Kcal =/Kg ℃
12120.5690.582
0.575/0.569
ln ln
0.582PA PA PA PA PA C C C Kcal Kg C C --∴=
==℃18.424/Kcal Kmol =℃ 1212
0.998 1.0000.999/0.998
ln ln
1.000PB PB PB PB PB C C C Kcal Kg C C --∴=
==℃17.997/Kcal Kmol =℃ C Kmol Kcal C x C
x C PB A PA
A p
/04.18997.17)1165.01(424.181165.0)1(=?-+?=?-+?= ＝75.50C Kmol KJ /
进料温度为25摄氏度。如图所示：
℃
℃ t
逆流换热，采用饱和蒸汽加热：
11002575t C ?=-=? 21008515t C ?=-=?
1212
7515
37.2875
ln ln
15m t t t C t t ?-?-?=
==??? C t 602585=-=? s mol F /61.23=
据热量衡算可得： 217.728
.3740060
50.7561.23m t K t FC S m P =???=??=
查《化工工艺设计手册》选取: 浮头式换热器，型号为：F B 325－5－40－2，公称直径325mm ，公称压力402/cm kgf ，2管程，排管数32根，管子为5.225?Φ，换热面积为5m,计算传热面积7.4m 。标准图号为：JF001。
8.2塔顶冷凝器
假设冷流体从25℃升至40℃，热流体从气体冷凝为液体
67℃时，查得甲醇、水的汽化潜热：
1074/107432.041634412.7/A r KJ Kg KJ Kmol ==?= 1850/185018.014833327.4/B r KJ Kg KJ Kmol ==?=
Kmol
KJ x r x r r D B D A /34375)9650.01(4.333279650.07.34412)1(=-?+?=-+=??
逆流换热，采用水冷却
(6725)(6740)
33.956725ln
6740
m t ---?=
=--℃
取2400/()K W m K =? s mol V /03.8=
t
据热量衡算可得： 233.2095
.3340034375
03.8m t K r V S m =??=??=
查《化工工艺设计手册》上册（第一版） 选取U 型管式换热器 型号为YA 325-25-64/64-4图号为JY006 8.3塔底再沸器
103℃时 查得甲醇、水的汽化潜热：
998/99832.041631977.5/A r KJ Kg KJ Kmol ==?= 2250/225018.014840533.3/B r KJ Kg KJ Kmol
==?=
Kmol
KJ x r x r r w B w A /66.40523001127.013.40533001127.05.31977)1）＝（－（-?+?=?+?=逆流换热， 采用130℃的水蒸气加热
130********W t t ?=-=-=℃
取2400/()K W m K =? s m o l V V /03.8'==
214.3027
4004,4053103.8''m t K r V S =??=???=
查《化工工艺设计手册》上册（第一版），选用立式虹吸式重沸器，型号为：GCH600－16－30，公称直径600mm ，公称压力162/cm kgf ，管子数32根，标准图号为：JB1146－71。计算值大于所需的实际传热面积，故符合要求。
9.主要接管尺寸的选型计算
管径设计是根据流体的特性、工艺要求及基建费用和运转、维修费用的经济比较确定。管径大，则壁厚，基建费用增加；管径小，流动阻力大，运转费用增加。初步选定流体流速后，通过计算确定管径，最后圆整到符合公称直径的要求。 9.1进料管
已知料液流率为12000吨/年 料液密度为915.988Kg/m 3,则
料液体积流率，＝988
.9156060720010150003
????=
F V 0.00064s m /3 取管内流速0.5/F u m s =，
则进料管直径 mm m u V d F
F 40040.05
.014.300064
.044==??==
π
查《化工流体流动与传热》上册 取进料管尺寸为0.445?Φ，热轧无缝钢管 标准型号为YB-231-64 9.2塔顶气体出口管
近似取精馏段体积为塔顶蒸汽体积流率T V
s mol V /03.8=, VDm M =31.55kg/kmol
=+???=??=-)
15.27367(314.81055.311095003
T R M P VDm D V ρ 1.22223/m kg
s m M V V V
VDm
r /21.02222
.11055.3103.833
=??=?=
-ρ
取管内蒸汽流速15/T u m s =， 则塔顶蒸汽出口管直径 mm m d T 5.1331335.014
.31521
.04==??=
查《化工流体流动与传热》上册 取釜液出口管尺寸为0.4152?Φ，热轧无缝钢管 标准型号为YB-231-64 9.3回流进口管
回流液密度219.763=Lm ρkg/m 3， =m L M D 30.92kg/kmol 回流液体积流率 s
m M L V L
LDm
R /1011.2219
.7631092.3020.5343--?=??=?=
ρ ＝0.7584h m /3
取管内流速0.5/F u m s =，
则回流进口管直径 mm m d R 2.230232.05
.014.31011.244
==???=-
查《化工流体流动与传热》上册 取回流管尺寸为32 2.5Φ?，热轧无缝钢管 标准型号为YB-231-64 9.4釜液出口管
化工原理甲醇—水连续填料精馏塔
化工原理课程设计说明书 设计题目：甲醇—水连续填料精馏塔 设计者： 专业： 学号： 指导老师： 2007年7 月13日
目录 一、设计任务书 (1) 二、设计的方案介绍 (1) 三、工艺流程图及其简单说明 (2) 四、操作条件及精熘塔工艺计算 (4) 五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 (14) 六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 (19) 七、附属设备及主要附件的选型计算 (23) 八、参考文献 (26) 九、甲醇－水精熘塔设计条件图
一、设计任务书 甲醇散堆填料精馏塔设计： 1、处理量：12000 吨/年(年生产时间以7200小时计算) 2、原料液状态：常温常压 3、进料浓度：41.3%(甲醇的质量分数) 塔顶出料浓度：98.5%(甲醇的质量分数) 塔釜出料浓度：0.05%(甲醇的质量分数) 4、填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料 5、厂址位于沈阳地区 二、设计的方案介绍 1、进料的热状况 精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。 2、精熘塔的操作压力 在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两
精馏塔-PPT
填料塔的附属结构填料支承板（Packing support plate ） 主要包括：填料支承装置；液体分布及再分布装置；气体进口分布装置；除沫装置等。 要求：（1）足够的机械强度以承受设计载荷量，支承板的设计载荷主要包括填料的重量和液体的重量。（2）足够的自由面积以确保气、液两相顺利通过。总开孔面积应不小于填料层的自由截面积。一般开孔率在70%以上。常用结构：栅板；升气管式；气体喷射式。
栅板（support grid）： 优点是结构简单，造价低； 缺点是栅板间的开孔容易被散装填料挡住，使有效开孔面积减小。
升气管式：具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由升气管侧面的狭缝进入填料层。
气体喷射式（multibeam packing support plate）： 具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由波形的侧面开孔射入填料层。
床层限位圈和填料压板（Bed limiter and hold down plate）填料压紧和限位装置安装在填料层顶部，用于阻止填料的流化和松动，前者为直接压在填料之上的填料压圈或压板，后者为固定于塔壁的填料限位圈。 规整填料一般不会发生流化，但在大塔中，分块组装的填料会移动，因此也必需安装由平行扁钢构造的填料限制圈。
液体分布器（Liquid distributor） 作用：将液体均匀分布于填料层顶部。 莲蓬头分布器： 一种结构十分简单的液体喷洒器，其喷头的下部为半球形多孔板，喷头直径为塔径的1/3~1/5，一般用于直径在0.6m以下的塔中。它的主要缺点是喷洒孔易堵塞，且气量较大时液沫夹带量大。
化工原理课程设计,甲醇和水的分离精馏塔的设计
郑州轻工业学院 ——化工原理课程设计说明书 课题：甲醇和水的分离 学院：材料与化学工程学院 班级： 姓名： 学号： 指导老师： 目录 第一章流程确定和说明 (2) 1.1.加料方式 (2)
1.2.进料状况 (2) 1.3.塔型的选择 (2) 1.4.塔顶的冷凝方式 (2) 1.5.回流方式 (3) 1.6.加热方式 (3) 第二章板式精馏塔的工艺计算 (3) 2.1物料衡算 (3) 2.3 塔板数的确定及实际塔板数的求取 (5) 2.3.1理论板数的计算 (5) 2.3.2求塔的气液相负荷 (5) 2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算 (6) 2.3.4 实际板数 (7) 2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度 (7) 第三章精馏塔的工艺条件及物性参数的计算 (9) 3.1 平均分子量的确定 (9) 3.2平均密度的确定 (10) 3.3. 液体平均比表面积张力的计算 (11) 第四章精馏塔的工艺尺寸计算 (12) 4.1气液相体积流率 (12) 4.1.1 精馏段气液相体积流率： (12) 4.1.2提馏段的气液相体积流率： (13) 第五章塔板主要工艺尺寸的计算 (14) 5.1 溢流装置的计算 (14) 5.1.1 堰长 (14) 5.1.2溢流堰高度： (15) 5.1.3弓形降液管宽度 (15) 5.1.4 降液管底隙高度 (16) 5.1.5 塔板位置及浮阀数目与排列 (16) 第六章板式塔得结构与附属设备 (24) 6.1附件的计算 (24) 6.1.1接管 (24) 6.1.2 冷凝器 (27) 6.1.3再沸器 (28) 第七章参考书录 (28) 第八章设计心得体会 (29)
甲醇—水连续精馏筛板塔的设计
目录 设计任务书 3 设计说明书4 1 概述 4 2 设计方案确定 5 3 设计计算 (5) 精馏塔的物料衡算 5 3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 5 3.1.2塔顶产品产量、釜残液量及进料流量计算6 塔板数的确定6 N的求取6 3.2.1、理论板层数 T 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算9 3.3.1操作压力计算9 3.3.2操作温度计算10 3.3.3平均摩尔质量计算10 3.3.4平均密度计算11 3.3.5体积流率计算12 3.3.6液体平均表面张力的计算12 3.3.7液体平均粘度计算13 精馏塔的塔体工艺尺寸计算13 3.4.1塔径的计算13 3.4.2塔高的计算15 塔板主要工艺尺寸计算15 3.5.1精馏段计算16 3.5.2提馏段计算17 筛板的流体力学验算19 3.6.1精馏段流体力学验算19 3.6.2提馏段流体力学验算21
塔板负荷性能图23 3.7.1精馏段负荷性能图23 4附属设备的选型26 5所设计筛板的主要结果汇总29 6设计评述30 7参考文献 31
设计任务书 一、设计题目 甲醇—水连续精馏筛板塔的设计 二、设计任务 （1）原料液中甲醇含量：质量分率=30%（质量），其余为水。 （2）塔顶产品中甲醇含量不得低于97%（质量）。 （3）残液中甲醇含量不得高于%（质量）。 （4）生产能力：56200t/y 甲醇产品，年开工320天。 三、操作条件 （1）精馏塔顶压强：KPa （表压） （2）进料热状态：泡点进料 （3）回流比：R =min R （4）单板压降压：≯ （5）冷凝器冷却剂：水，冷却剂温度：1t =25 C ?；2t =40 C ? （6）再沸器加热剂：饱和水蒸气，加热剂温度：P =3at （表压）热损失：1Q =5%B Q 四、要求 （1）对精馏过程进行描述 （2）对精馏过程进行物料衡算和热量衡算 （3）对精馏塔进行设计计算 （4）对精馏塔的附属设备进行选型 （5）画一张精馏塔的装配图 （6）编制设计说明书 五、设计说明书的要求 （1）目录（2）设计题目及原始数据（任务书）（3）简述精馏过程的生产流程及特点（4）精馏过程有关计算（物料衡算、热量衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径、塔板设计、接管设计等）（5）附属设备的选型（裙座、再沸器、冷凝器等）；（6）设计结果概要（主要设备尺寸、衡算结果等）（7）设计评述（8）参考文献。
填料精馏塔设计示例
4.3 填料精馏塔设计示例 4.3.1 化工原理课程设计任务书 1 设计题目 分离甲醇-水混合液的填料精馏塔 2 设计数据及条件 生产能力：年处理甲醇-水混合液0.30万吨（年开工300天） 原料：甲醇含量为70%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶甲醇含量不低于98%，塔底甲醇含量不高于2% 建厂地址：沈阳 3 设计要求 （1）编制一份精馏塔设计说明书，主要内容： ①前言； ②流程确定和说明； ③生产条件确定和说明； ④精馏塔的设计计算； ⑤主要附属设备及附件的选型计算； ⑥设计结果列表； ⑦设计结果的自我总结评价与说明； ⑧注明参考和使用的设计资料。 （2）编制一份精馏塔工艺条件单，绘制一份带控制点的工艺流程图。 4.3.2 前言
在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热等单元操作中。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题。 塔设备按其结构形式基本上可分为两类：板式塔和填料塔。以前，在工业生产中，当处理量大时多用板式塔，处理量小时采用填料塔。近年来由于填料塔结构的改进，新型的、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效能又保持了压降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推广到大型汽液操作中。在某些场合还代替了传统的板式塔。如今，直径几米甚至几十米的大型填料塔在工业上已非罕见。随着对填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。 板式塔为逐级接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、操作弹性大、持液量小等优点。同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。 本设计目的是分离甲醇-水混合液，处理量不大，故选用填料塔。 塔型的选择因素很多。主要因素有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。 1 与物性有关的因素 ①易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，故选用填料塔为宜。因为填料不易形成泡沫。本设计为分离甲醇和水，故选用填料塔。 ②对于易腐蚀介质，可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料，对于不腐蚀的介质，则可选金属性质或塑料填料，而本设计分离甲醇和水，腐蚀性小可选用金属填料。 2 与操作条件有关的因素 ①传质速率受气膜控制的系统，选用填料塔为宜。因为填料塔层中液相为膜状流、气相湍动，有利于减小气膜阻力。 ②难分离物系与产品纯度要求较高，塔板数很多时，可采用高效填料。 ③若塔的高度有限制，在某些情况下，选用填料塔可降低塔高，为了节约能耗，故本设计选用填料塔。 ④要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料。 4.3.3 流程确定和说明 1 加料方式 加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可
甲醇精馏的方法
1.4.2 甲醇精馏的典型工艺流程甲醇精馏产生工艺有多种，分为单塔精馏，双塔精馏，三塔精馏与四塔精馏(即三塔加回收塔) (1) 单塔流程描述 采用铜系催化剂低压法合成甲醇,由于粗甲醇中不仅还原性杂质的含量大大减少,而且二甲醚的含量几十倍地降低,因此在取消化学净化的同时,可将预精馏及甲醇-水-重组分的分离在一台主精馏塔内同时进行,即单塔流程,就能获得一般工业上所需要的精甲醇。单塔流程更适用于合成甲基燃料的分离,很容易获得燃料级甲醇。 单塔流程(见图1.1)为粗甲醇产品经过一个塔就可以采出产品。粗甲醇塔中部加料口送入,轻组分由塔顶排出,高沸点的重组分在进料板以下若塔板处引出,水从塔底排出,产品甲醇在塔顶以下若干块塔板引出。 (2) 双塔流程描述 双塔工艺是由脱醚塔,甲醇精馏塔或者主塔组成。主塔在工厂中产量在100万吨/年以下,仅仅能提供简单的过程,所以设备和投资较低。 传统的工艺流程，是最早用于30MPa压力下以锌铬催化剂合成粗甲醇的精制。主要步骤有：中和、脱醚、预精馏脱轻组分杂质、氧化净化、主精馏脱水和重组分，最终得到精甲醇产品。在传统工艺流程上，取消脱醚塔和高锰酸钾的化学净化，只剩下双塔精馏(预精馏塔和主精馏塔)。其高压法锌铬催化剂合成甲醇和中、低压法铜系催化剂合成甲醇都可适用。 从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔，此塔为常压操作。为了提高预精馏塔后甲醇的稳定性，并尽可能回收甲醇，塔顶采用两级冷凝。塔顶经部分冷凝后的
大部分甲醇、水及少量杂质留在液相作为回流返回塔，二甲醚等轻组分(初馏分)及少量的甲醇、水由塔顶逸出，塔底含水甲醇则由泵送至主精馏塔。主精馏塔操作压力稍高于预精馏塔，但也可以认为是常压操作，塔顶得到精甲醇产品，塔底含微量甲醇及其它重组分的水送往水处理系统（见图1.2）。 (3) 三塔流程描述 三塔工艺是由脱醚塔，加压精馏塔和常压精馏塔组成，形成二效精馏与二甲醇精馏塔甲醇产品的镏出物的混合物。三塔流程（见图1.3）的主要特点是，加压塔塔顶冷凝潜热用作常压塔塔釜再沸器的热源，形成双效精馏二效精馏，因此热量交换在加压塔顶部和常压塔底部之间进行。这种形式节省大约30%~40%的能源，同时降低了循环冷却水的速度。 从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔，在塔顶除去轻组分及不凝气，塔底含水甲醇由泵送加压塔。加压塔操作压力为57bar(G)，塔顶甲醇蒸气全凝后，部分作为回流经回流泵返回塔顶，其余作为精甲醇产品送产品储槽，塔底含水甲醇则进常压塔。同样，常压塔塔顶出的精甲醇一部分作为回流，一部分与加压塔产品混合进入甲醇产品储槽。 (4) 四塔流程描述 四塔流程（见图1.4）包含预精馏塔、加压精馏塔、常压精馏塔和甲醇回收塔。粗甲醇经换热后进入预精馏塔，脱除轻组分后(主要为不凝气、二甲醚等)，塔底甲醇及高沸点组分加压后进入加压精馏塔，加压精馏塔顶的气相进入冷凝蒸发器，利用加压精馏塔和常压精馏塔塔顶、塔底的温差，为常压塔塔底提供热源，同时对加压塔塔顶气相冷凝。冷凝后的精甲醇进入回流罐，一部分作为加压塔回流，一部分作为精甲醇产品出装置，加压塔塔底的甲醇、高沸组分、
甲醇-水溶液连续精馏塔课程设计91604
目录 设计任务书 一、概述 1、精馏操作对塔设备的要求和类型 (4) 2、精馏塔的设计步骤 (5) 二、精馏塔工艺设计计算 1、设计方案的确定 (6) 2、精馏塔物料衡算 (6) 3、塔板数的确定 (7) 的求取 (7) 3.1理论板层数N T 3.2实际板层数的求取 (8) 4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4.1操作温度的计算 (11) 4.2平均摩尔质量的计算 (11) 4.3平均密度的计算 (12) 4.4液相平均表面张力计算 (12) 4.5液体平均粘度计算 (13) 5、精馏塔塔体工艺尺寸计算 5.1塔径的计算 (14) 5.2精馏塔有效高度的计算 (15) 6、塔板主要工艺尺寸计算 6.1溢流装置计算 (16) 6.2塔板的布置 (17) 6.3浮阀计算及排列 (17) 7、浮阀塔流体力学性能验算 (19) 8、塔附件设计 (26) 7、精馏塔结构设计 (30)
7.1设计条件 (30) 7.2壳体厚度计算………………………………………………… 7.3风载荷与风弯矩计算………………………………………… 7.4地震弯矩的计算………………………………………………… 三、总结 (27) 化工原理课程设计任务书 一、设计题目: 甲醇-水溶液连续精馏塔设计 二、设计条件: 年产量: 95%的甲醇17000吨 料液组成(质量分数): (25%甲醇，75%水) 塔顶产品组成(质量分数): (95%甲醇，5%水) 塔底釜残液甲醇含量为6% 每年实际生产时间: 300天/年,每天24小时连续工作 连续操作、中间加料、泡点回流。 操作压力：常压 塔顶压力4kPa(表压) 塔板类型：浮阀塔 进料状况：泡点进料 单板压降：kPa 7.0 厂址：安徽省合肥市 塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.5Mpa 三、设计任务 完成精馏塔的工艺设计,有关附属设备的设计和选型,绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图,编写设计说明书. 设计内容包括： 1、 精馏装置流程设计与论证 2、 浮阀塔内精馏过程的工艺计算 3、 浮阀塔主要工艺尺寸的确定 4、 塔盘设计 5、 流体力学条件校核、作负荷性能图 6、 主要辅助设备的选型 四、设计说明书内容 1 目录 2 概述(精馏基本原理) 3 工艺计算 4 结构计算 5 附属装置评价 6 参考文献 7 对设计自我评价 摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主
甲醇精馏塔设计说明书
设计条件如下： 操作压力：105.325 Kpa（绝对压力） 进料热状况：泡点进料 回流比：自定 单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压） 全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇- 水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取 甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） ②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e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675） 故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h
甲醇—水填料精馏塔设计示例-精选.
甲醇—水分离装置的工艺设计 摘要 甲醇是一种重要的化工原料，其用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫酸二甲脂等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。 甲醇易于吸收水蒸汽、二氧化碳和某些其它物质，因此只有用特殊的方法才能制得完全无水的甲醇。精馏是应用最广的传质分离操作，板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功地取代泡罩塔是效益巨大的成果。板式塔的设计已达到较高水平，设计结果比较可靠。马伦戈尼效应造成的界面湍动现象和汽液两相间的不同接触工况的研究，使认识得到了深化，对传质效率的研究有所促进。具有各种特点的新型塔板开发研究不断取得成果。对于塔板上汽液两相流动和混合状况、雾沫夹带及它们对效率的影响研究不断深入，但离得到一个通用而可靠的效率估算模型尚有较大距离，特别是多元系统的效率。进一步深入进行塔中汽液两相流动状况的研究，对于预测压降、传质效率和塔板的可操作区域，对于认识至今了解甚少的降液管中状况都十分有意义。 关键词：甲醇；精馏；板式塔
目录 摘要 (1) 目录 (2) 前言 (3) 第一章文献综述 (5) 1.1甲醇 (5) 1.1.1甲醇的性质 (5) 1.1.2甲醇的用途 (5) 1.1.3甲醇工业 (5) 1.1.4甲醇的下游产品 (6) 1.2精馏原理 (7) 1.3板式塔 (8) 1.3.1 板式塔分类 (8) 1.3.2 板式塔的结构 (8) 1.3.3 板式塔的特点 (10) 1.3.4 板式塔的作用 (10) 第二章设计部分 (12) 2.1设计任务 (12) 2.2 设计方案的确定 (12) 2.3 设计计算 (12) 2.3.1 精馏塔的物料衡算 (12) 2.3.2 精馏塔塔板数的确定 (13)
甲醇-水精馏课程设计—化工原理课程设计
甲醇-水分离过程板式精馏塔的设计 1.设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇和水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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1.8倍。塔釜采用间接蒸汽加热①。 2.精馏塔的物料衡算 2.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量M A=32.04kg/kmol 水的摩尔质量M B=18.02 kg/kmol x F= 0.46/32.04 0.324 0.46/32.040.54/18.02 = + x D= 0.95/32.04 0.914 0.95/32.040.05/18.02 = + x W= 0.03/32.04 0.0171 0.03/32.040.97/18.02 = + 2.2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F=0.324*32.04(10.324)*18.0222.56 +-=kg/kmol M D=0.914*32.04(10.914)*18.0230.83 -=kg/kmol M W=0.0171*32.04(10.0171)*18.0218.26 +-=kg/kmol 2.3.物料衡算 原料处理量F= 30000*1000 184.7 24*300*22.56 =kmol/h 总物料衡算184.7=D+W 甲醇物料衡算184.7*0.324=0.914D+0.0171W 联立解得D=63.21 kmol/h W=121.49 kmol/h 3.塔板数的确定 3.1.理论塔板层数N T的求取 3.1.1.由手册查的甲醇-水物系的气液平衡数据
甲醇-水溶液连续精馏塔课程设计
合肥学院 Hefei University 化工原理课程设计 题目:甲醇-水溶液连续精馏塔设计 系别: 生物与环境工程系 专业:_ 09食品科学与工程（2）班学号: 09020620 姓名: 指导教师: 胡庆国 2011年10月15 日
目录 设计任务书 一、概述 1、精馏操作对塔设备的要求和类型 (4) 2、精馏塔的设计步骤 (5) 二、精馏塔工艺设计计算 1、设计方案的确定 (6) 2、精馏塔物料衡算 (6) 3、塔板数的确定 (7) 理论板层数N T的求取 (7) 实际板层数的求取 (8) 4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 操作温度的计算 (11) 平均摩尔质量的计算 (11) 平均密度的计算 (12) 液相平均表面张力计算 (12) 液体平均粘度计算 (13) 5、精馏塔塔体工艺尺寸计算 塔径的计算 (14) 精馏塔有效高度的计算 (15) 6、塔板主要工艺尺寸计算 溢流装置计算 (16) 塔板的布置 (17) 浮阀计算及排列 (17) 7、浮阀塔流体力学性能验算 (19) 8、塔附件设计 (26) 三、总结 (27)
化工原理课程设计任务书 一、设计题目:甲醇-水溶液连续精馏塔设计 二、设计条件: 处理量: t/a (15 000) 料液组成(质量分数): (30%) 塔顶产品组成(质量分数): (98%,) 塔顶易挥发组分回收率: (99%) 每年实际生产时间: 330天/年,每天24小时连续工作 连续操作、中间加料、泡点回流。 操作压力：常压 进料状况：泡点进料 塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为 塔顶冷凝水用冷却水的进、出口温度差20~40℃ 三, 设计任务 完成精馏塔的工艺设计,有关附属设备的设计和选型,绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图,编写设计说明书. 设计内容包括： 1、精馏装置流程设计与论证 2、浮阀塔内精馏过程的工艺计算 3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定 4、塔盘设计 5、流体力学条件校核、作负荷性能图 6、主要辅助设备的选型 四,设计说明书内容 1 目录 2 概述(精馏基本原理) 3 工艺计算 4 结构计算 5 附属装置评价 6 参考文献 7 对设计自我评价
直接蒸汽加热填料精馏塔设计指导书
简单填料精馏塔设计 设计任务：规定F 、xF 、xD 、xW ，设计出能完成分离任务的板式精馏塔 1. 回流比 ● 最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - (1) 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min 0(1)(1)e e W y R D qF L V R D q F x x -+==+--- (2) 所需基础数据：气液相平衡数据 丙酮-水 xi = [0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相丙酮平衡浓度 yi = [0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0]; % 汽相丙酮平衡浓度 ti=[ 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ];%平衡温度 甲醇-水 xi = [0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相甲醇平衡浓度 yi = [0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00]; % 汽相甲醇平衡浓度 ti=[ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 ];%平衡温度 ● 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 2 全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 F S D W +=+ (3) F D W Fx Dx Wx =+ (4) 其中 (1)(1)S V R D q F ==+-- (5) W L RD qF ==+ (6) 联立式(3)、式(4)得： F W D W x qx D F x Rx -=+ (7)
化工原理课程设计之甲醇水连续筛板塔设计
化工原理课程设计题目甲醇-水连续精馏塔的设计 姓名胡士彭 学号200907120237 年级2009级 专业化学工程与工艺 系（院）化学化工学院 指导教师杨兰 2012年5月
（一）设计题目 甲醇-水连续精馏塔的设计 （二）设计任务及操作条件 1) 进料：甲醇含量为42 %（质量百分率，下同）的常温液体； 2) 产品的甲醇含量为90%； 3) 残液中甲醇含量为1%； 4) 年处理甲醇-水混合液：30000吨（开工率300 天/年）； 5) 操作条件 a) 塔顶压力：常压b) 进料热状态：泡点进料 c) 回流比：R=2.7Rmin d) 加热方式：间接蒸汽e) 单板压降：≤0.7kPa （三）板类型 筛板塔 （四）厂址 临沂地区 （五）设计内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算； 9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。
本设计主要符号说明： 英文字母 A a---- 塔板的开孔区面积，m2 △P P----气体通过每层筛板的压降A f---- 降液管的截面积, m2 t----筛孔的中心距 A o---- 筛孔区面积, m2u’o----液体通过降液管底隙的速度A T----塔的截面积m2 W c----边缘无效区宽度 C----负荷因子无因次W d----弓形降液管的宽度 C20----表面张力为20mN/m的负荷因子W s----破沫区宽度 d o----筛孔直径Z----板式塔的有效高度 D----塔径m 希腊字母 e v----液沫夹带量kg液/kg气θ----液体在降液管内停留时间 E T----总板效率μ----粘度 R----回流比ρ----密度 Rmin----最小回流比σ----表面张力 M----平均摩尔质量kg/kmol φ----液体密度校正系数、开孔率t m----平均温度℃下标 g----重力加速度9.81m/s2 max----最大的 F o----筛孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2) min----最小的 hl----进口堰与降液管间的水平距离m L----精馏段液相的 h c----与干板压降相当的液柱高度m V----精馏段气相的、 h d----与液体流过降液管的压降相当的液注高度m L'----提馏段液相的 h f----塔板上鼓层高度m V'----提馏段气相的 h L----板上清液层高度m h1----与板上液层阻力相当的液注高度m ho----降液管的义底隙高度m h ow----堰上液层高度m h W----出口堰高度m h’W----进口堰高度m hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度m H----板式塔高度m H d----降液管内清液层高度m H D----塔顶空间高度m H F----进料板处塔板间距m H T----塔板间距m K----稳定系数 l W----堰长m q v,L,h----液体体积流量m3/h q v,v,h----气体体积流量m3/h
甲醇水筛板精馏塔课程设计
化学与化学工程学院 《化工原理》专业课程设计 设计题目常压甲醇－水筛板精馏塔设计 姓名：潘永春 班级：化工101 学号： 2010054052
指导教师：朱宪 荣 课程设计时间2013、6、8——2013、6、20 化工原理课程设计任务书 专业：化学与化学工程学院：化工101 姓名：潘永春 学号 20100054052 指导教师朱宪荣 设计日期： 2013 年6月8日至 2013年6月20日 一、设计题目：甲醇－水精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件： 1、设计任务 生产能力（进料） 413.34Kmol/hr 操作周期 8000小时/年 进料组成甲醇0.4634 水0.5366（质量分率下同） 进料密度 233.9Kg/m3 平均分子量 22.65 塔顶产品组成 >99% 塔底产品组成 <0.04% 2、操作条件 操作压力 1.45bar （表压） 进料热状态汽液混合物液相分率98% 冷却水 20℃ 直接蒸汽加热低压水蒸气 塔顶为全凝器，中间汽液混合物进料，连续精馏。 3、设备形式筛板式或浮阀塔
4、厂址齐齐哈尔地区 三、图纸要求 1、计算说明书（含草稿） 2、精馏塔装配图（1号图，含草稿） 一．前言5 1.精馏与塔设备简介 5 2.体系介绍 5 3.筛板塔的特点 6 4.设计要求: 6 二、设计说明书7 三．设计计算书8 1.设计参数的确定8 1.1进料热状态8 1.2加热方式8 1.3回流比（R）的选择8 1.4 塔顶冷凝水的选择 8 2.流程简介及流程图 8 2.1流程简介8 3.理论塔板数的计算与实际板数的确定9 3.1理论板数计算9 3.1.1物料衡算9 3.1.2 q线方程9 3.1.3平衡线方程10 3.1.4 Rmin和R的确定10 3.1.5精馏段操作线方程的确定10 3.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定10 3.1.7提馏段操作线方程的确定10 3.1.8逐板计算10 3.1.9图解法求解理论板数如下图: 12 3.2实际板层数的确定12 4精馏塔工艺条件计算12 4.1操作压强的选择12 4.2操作温度的计算13
甲醇水溶液精馏塔工艺的设计
摘要 甲醇最早由木材和木质素干馏制的，故俗称木醇，这是最简单的饱和脂肪组醇类的代表物。无色、透明、高度挥发、易燃液体。略有酒精气味。分子式 C-H4-O。近年来，世界甲醇的生产能力发展速度较快。甲醇工业的迅速发展，是由于甲醇是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。由甲醇转化为汽油方法的研究成果，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。近年来碳一化学工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。甲醇化工已成为化学工业中一个重要的领域。 目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化,总体的趋势是走高。随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料—甲醇的价格还会稳步提高。国又有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法是至关重要的。 本计为分离甲醇－水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐，设计对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备计算、热量衡算、换热器设计等工艺计算。 关键字：精馏泡点进料物料衡算
目录 1精馏塔的物料衡算 (2) 1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (2) 1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (2) 1.3物料衡算 (3) 2塔板数确定......................................... N的求取 (3) 2.1理论板层数 T 2.1.1求最小回流比及操作回流比 (3) 2.1.2求精馏塔的气、液相负荷............. 错误!未定义书签。 2.1.3求操作线方程 (4) 2.2实际板层数的求取........................ 错误!未定义书签。 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 3.1操作压力 (5) 3.2操作温度 (5) 3.3平均摩尔质量计算 (5) 3.4平均密度计算 (6) 3.5液体平均表面力的计算 (8) 3.6液体平均粘度............................ 错误!未定义书签。4精馏塔的塔体工艺尺寸计算. (9) 4.1塔径的计算.............................. 错误!未定义书签。 4.1.1精馏段塔径计算...................................... 4.1.2 提馏段踏进计算..................................... 4.2精馏塔有效高度的计算 (12) 5 塔板主要工艺尺寸的计算 (13) 精馏段 5.1溢流装置计算............................ 错误!未定义书签。 l............................. 错误!未定义书签。 5.1.1堰长 W h (1) 5.1.2溢流堰高度 W
精馏塔设计指导书
简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。 1 全塔物料衡算求产品流量与组成 （1）常规塔 全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 F χF = D χD + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F Dx Fx η= 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： W D W F x x x x F D --= (2) 直接蒸汽加热 总物料 * 0F S D W +=+ 易挥发组分 ** 00F D W Fx S y Dx W x +=+ 式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ； χ*W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 2 计算最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+==+--- 基础数据：气液相平衡数据
3 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 4 计算精馏段、提馏段理论板数 ① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 ② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += =-? ? 因 111 D n n x R y x R R += +++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += =-? ? 因 11 W n n x R y x R R +'+= -'' 蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W +--'= ==+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI WI FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 2 3 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38211( )1r V V r T H H T -?=?-
南昌大学甲醇-水连续精馏塔的课程设计
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=１atm 2、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 ３.1.１: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，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。 3．1.5: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，q＝1。 3.1．６：加热方式 本次采用间接加热,设置再沸器 3.1.7: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＝(1.2~2)Rｍｉn 经后面简捷法计算对应理论板数N时,可知,R=２Rmin时,理论板数最少，所以回流比选择为最小回流比的2倍。
化工原理填料精馏塔课程设计_图文
设计任务书 一、设计题目 丙酮-水连续精馏塔设计 二、设计条件 ⑴处理量10000kg/h，进料含丙酮70% ⑵塔顶操作压力常压（绝压），饱和液体进料 ⑸填料塔精馏设计 ⑹塔顶产品丙酮浓度不低于96%（质量分率） 塔底釜液丙酮不高于10%（质量分率） 三、设计任务书的要求 1.目录 2.绪论（简述选取的设计方案依据、主要设备的特征与比较） 3.设备的物料计算 4.设备的热量计算 5.设备的工艺计算 6.设备的结构计算 7.流体阻力的校核 8.辅助设备的选型 9.结束语（对本设计的评价、建议） 10.参考文献 四、设计图纸内容 1.操作装置的工业流程图（3#图纸） 2.主要设备的结构装配图（2#图纸）
目录 绪论........................................................................–1 –第一章．流程的确定和说明..........................................–2 –一．加料方式............................................................–2 –二．进料状况............................................................–2 –三．塔顶冷凝方式......................................................–2 –四．回流方式............................................................–2 –五．加热方式............................................................–3 –六．加热器...............................................................–3 –第二章精馏塔的设计计算..........................................–4 –一．操作条件与基础数据.............................................–4 –2.1.1.操作压力.........................................................–4 –2.1.2.气液平衡关系及平衡数据....................................–4 –二．精馏塔的工艺计算................................................–5 –2.2.1.物料横算.........................................................–5 –2.2.2.热量衡算.........................................................–8 –2.2.3.理论塔板数的计算 (11) 三．精馏塔主要尺寸的设计计算 (13) 2.3.1.精馏塔设计的主要依据和条件 (13) 2.3.2.塔径设计计算 (15) 2.3.3.填料层高度设计计算 (18)