化工原理甲醇-水板式精馏塔设计
一、甲醇－水板式精馏塔设计条件
（1）生产能力：3万吨/年，年开工300天
（2）进料组成：甲醇含量65%（质量分数）
（3）采用间接蒸汽加热并且加热蒸汽压力：0.3MPa
（4）进料温度：采用泡点进料
（5）塔顶馏出液甲醇含量99%（质量分数）
（6）塔底轻组分的浓度≤1%（本设计取0.01）
（7）塔顶压强常压
（8）单板压降≤0.7Kpa
（9）冷却水进口温度25℃
(10)填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料
二、设计的方案介绍
1、工业流程概述
工业上粗甲醇精馏的工艺流程，随着粗甲醇合成方法不同而有差异，其精制过程的复杂程度有较大差别，但基本方法是一致的。首先，总是以蒸馏的方法在蒸馏塔的顶部，脱出较甲醇沸点低的轻组分，这时，也可能有部分高沸点的杂质和甲醇形成共沸物，随轻组分一并除去。然后，仍以蒸馏的方法在塔的底部或侧脱除水和重组分，从而获得纯净甲醇组分。其次，根据精甲醇对稳定性或其他特殊指标的要求，采取必要的辅助办法。
常规甲醇精制流程可以分为两大部分，第一部分是预精馏部分，另一部分是主精馏部分。预精馏部分除了对粗甲醇进行萃取精馏脱出某些烷烃的作用之外，另外的还可以脱出二甲醚，和其它轻组分有机杂质。其底部的出料被加到主塔的中间入料板上，主塔顶部出粗甲醇，底部出废液，下部侧线出杂醇。
2、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。
3、精馏塔加热与冷却介质的确定
在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确控制加热温度。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以133.3℃总压是300 kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。
冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要因地制宜充分考虑。以茂名市地处亚热带为例，夏天室外平均气温28℃。因此，计算选用28℃的冷却水，选择升温10℃，即冷却水的出口温度为38℃。
4、塔顶的回流方式
对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精熘塔略高的地方，液体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至
冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，并且设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。
5、精熘塔塔釜的加热方式
加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。
三、精馏塔的物料衡算
按精甲醇每年3万吨计算，年工作日为300天。粗甲醇进料组如表2.1，
要求：(1)精甲醇的纯度为99.99% (2）甲醇收率98%
表3.1 粗甲醇进料组成
1.
甲醇的摩尔质量：M
甲醇
=32kg/kmol
水的摩尔质量：M
水
=18kg/kmol
x F=
0.65/52
0.65/32+0.35/18
=0.511
x D=
0.99/32
0.99/32+0.01/18
=0.982
x W=
0.01/32
0.01/32+0.99/18
=0.006
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量为：
M F=0.511×32+0.489×18=25.154
M D=0.982×32+0.018×18=31.748
M W=0.006×32+0.994×18=18.084 3.物料衡算
原料处理量：q
n，F =30000×103
24×300×25.154
=165.66kmol/h
165.66=q
n，D
+q
n，W
165.66×0.511=0.982q
n，D
+0.006q
n，W
联立方程解得：
q
n，D =85.71kmol/h q
n，W
=79.94kmol/h
4.平均相对挥发度
视甲醇与水为理想物系，故塔的平均挥发度的确定可运用拉乌尔定律，采用试差法计算:
x =
p?p B
°p A °?p B
°
双组分理想液体相对挥发度的计算：
α=p A
°p B °
式中：---液体温度为T 时纯组分A 、B 的饱和蒸汽压，KPa: ---溶液上分组分的平衡压力，设为操作压力 ---相对挥发度
假定温度T ，查甲醇、水的饱和蒸汽压表，采用试差法计算出，带入式中，计算出相应的x 值。若计算得到的x 值与所求混合液组成的x 值相等，则假定的T 值正 确，同时得到相应的值。
温度/℃ 压力/KPa 温度/℃ 压力/KPa 30 21.75674 85 215.199 35 27.86375 90 254.9469 40 35.36189 95 300.483 45 44.49296 100 352.4169 50 55.52686 105 411.3966 55 68.76295 110 478.1087 60 84.53133 115 553.2791 65 103.194 120 637.6736 70 125.1458 125 732.6736 75 150.8157 130 837.4025 80
180.667
135
1084.249
??B A P P ，P α??B A P P ，α
表3.2 水的饱和蒸汽压
温度/℃压力/KPa 温度/℃压力/KPa 温度/℃压力/KPa
30 4.2455 31 4.4953 32 4.7578
33 5.0335 34 5.3229 35 5.6267
36 5.9453 37 6.2795 38 6.6298
39 6.9969 40 7.3814 41 7.784
42 8.2054 43 8.6463 44 9.1075
45 9.5898 46 10.094 47 10.62
48 11.171 49 11.745 50 12.344
51 12.97 52 13.623 53 14.303
54 15.012 55 15.752 56 16.522
57 17.324 58 18.159 59 19.028
60 19.932 61 20.873 62 21.851
63 22.868 64 23.925 65 25.022
66 26.163 67 27.347 68 28.576 温度/℃压力/KPa 温度/℃压力/KPa 温度/℃压力/KPa
69 29.852 70 31.176 71 32.972
72 33.972 73 35.448 74 36.978
75 38.563 76 40.205 77 41.905
78 43.665 79 45.487 80 47.373
81 49.324 82 51.342 83 53.428
84 55.585 85 57.815 86 60.119
87 62.499 88 64.958 89 67.496
90 70.117 91 72.823 92 75.614
93 78.494 94 81.465 95 84.529
96 87.688 97 90.945 98 94.301
99 97.759 100 101.32 101 104.99 102 108.77 103 112.66 104 116.67 105 120.79 106 125.03 107 129.39
108 133.88 109 138.5 110 143.24 111 148.12 112 153.13 113 158.29 114 163.29 115 169.02 116 174.61 117 180.34 118 186.23 119 192.28 120 198.48 121 204.85 122 211.38 123 218.09 124 224.96 125 232.01
计算结果见表3.3
表3.3 塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度及相对挥发度
塔顶产品塔底产品进料液
x D=0.982x W=0.006x F=0.511
t D=337.70K t W=372.80K t F=359.30K
αD=4.12αD=3.48αD=3.70
平均相对挥发度的计算:α=√αDαWαF
3
计算得甲醇和水的平均挥发度：α=3.76
5.最小回流比及操作回流比
精馏塔操作有五种进料状况，此次设计要求采用泡点进料的方式进料。
因为设为泡点进料，所以q线方程：x Q=x F
相平衡方程：y=αx
1+(α?1)x
x Q=x F=0.511,α=3.76
解得：y q= 3.76×0.25
1+(3.76?1)×0.25
=0.797
R min=x D?y q
y q?x q
=
0.982?0.797
0.797?0.511
=0.646
设备费用和操作费用之和为最低时对应的回流比为适宜回流比。对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大，每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.8倍。
所以取R=1.8R min R=1.8×0.646=1.16
6.求精馏塔的气液相负荷
回流流量：q n,L=Rq n,D=1.16×85.71=99.42
上升蒸汽量：q n,V=(R+1)q n,D=(1.16+1)×85.71=185.13提馏回流量：q n,L‘=q n,D+q n,F=99.42+79.94=179.36
提馏上升：q n,V’=q n,V=185.13
精馏段的操作方程：
y=q n,L
n,V
x+
q n,D
n,V
x D=
99.42
x+
85.71
×0.982=0.54x+0.455
提馏段的操作方程：
y=q n,L‘
q n,V’
x?
q n,W
q n,V‘
x W=0.97x?0.003
7.计算求理论板数
塔顶流出液组成及回流液组成均为第一层板的上升蒸汽组成相同，即：y1=x D=0.982由于每层的理论板的气液两相互成平衡，故可以用气液平衡公式求得x1,
即：y1=αx1
1+(α?1)x1
解得：x1=0.935
由于从下一层板上升的蒸汽组成y2与x1符合精馏段操作线关系，故用精馏段操作线方程可由x1求得y2。
即：y2=0.54x+0.455=0.96
同理可以求得y2→x2→y3→?.→x n?1
如此重复，直至x n≤x F
此后，改用提馏段操作线方程，x1’=x w
即：y=q n,L‘
q n,V’x?q n,W
q n,V‘
x W=0.97x?0.003，求出y2‘
同理可得：x2′→y3′→x3′→?.→x m′
如此重复计算，直至计算到x m′≤x w
计算结果见下表：
有上述的计算结果可以得到：进料板为第7块，精馏段塔板数为6块，提馏段塔板数为5块。
8.全塔的效率及实际板数计算
根据奥康奈尔经验关联式：
E T=0.49(αμL)?0.245式中：——全塔效率
——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度
——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度，mPa?s
由t m=t D+t W
2=337.7+372.8
2
=355.25K，查液体粘度共线图得：
μA=0.298mPa?sμB=0.352mPa?s
进料液平均粘度计算式：lgμm=∑x i lgμi
lgμm=0.508lg(0.298)+(1?0.508)lg0.352
解得：μm=0.323mPa?s
αμ=3.76×0.323=1.21
带入奥康奈尔经验关联式得：
E T=0.49(αμL)?0.245=0.492×(1.21)?0.245=0.468
实际塔板数的计算：E T=N i
N
式中：N i——理论塔板数
N——实际塔板数
已知N i=11N=11
0.468
=23.5圆整为24块
实际精馏段塔板数6÷0.468≈13
实际提馏段塔板数5÷0.468≈11
理论进料板为第14块板，实际进料板为24块。
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.操作压力
塔顶的操作压力：P D=101.33kpa
取每层的压力降为：0.6kpa
进料板的压力：P F=101.33+0.6×13=109.13kpa
塔底板的压力：P W=101.33+0.6×24=115.73kpa
精馏段平均压力：P m=101.33+109.13
2
=105.23kpa
提馏段平均压力：P m′=115.73+109.13
2
=112.43kpa
2.操作温度
由泡点温度可知
t D=337.70K t F=359.30K t W=372.80K
精馏段的平均温度：t m=337.70+359.30
2=348.50K
T E α
L μ
提馏段的平均温度：t m′=370.80+359.30
2
=366.05K
3.平均摩尔质量
塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由x D=y1=0.982
由相平衡方程y1=x1
1+(α?1)x1
，解得x1=0.935
M VDm=0.982×32+(1?0.982)×18=31.748(kg/koml)
M LDm=0.935×32+(1?0.935)×18=13.09(kg/koml)进料板的平均摩尔质量：x F=0.508y F=0.729
M VFm=0.729×32+(1?0.729)×18=28.386(kg/koml)
M LFm=0.505×32+(1?0.508)×18=25.112(kg/koml)精馏段气、液混合物平均摩尔质量
M Vm=31.748+28.386
=30.067(kg/koml)
M Lm=13.09+25.112
2
=19.101(kg/koml)
提馏段气、液混合物平均摩尔质量:x W=0.003y F=0.0009
M VWm′=0.009×32+(1?0.0009)×18=18.0014(kg/koml)
M LWm′=0.003×32+(1?0.003)×18=18.042(kg/koml)提馏段气、液混合物平均摩尔质量
M Vm′=18.0014+28.386
2
=23.194(kg/koml)
M Lm=18.042+25.112
2
=21.577(kg/koml)
4．平均密度
（1）气相平均密度由理想气体状态方程计算，即
塔顶ρVm=P m M Vm
RT m =105.23×30.067
8.314×348.50
=1.09（kg/m3）
塔底ρVm′=P m′M Vm′
RT m =112.43×18.0014
8.314×366.05
=0.665（kg/m3）
（2）液相平均密度按公式计算:1
ρm =∑x i
P i
塔顶进料液相平均密度
由t D=337.70K，查共线图可得：
ρA=756.00kg/m3ρB=980.51kg/m3
1ρLDm =
0.982
756
+
0.018
980.51
解得：ρLDM=759.13（kg/m3）
进料液相的平均密度
由t F=359.30K，查共线图可得
ρA=735.00kg/m3ρB=969.20kg/m3
1ρLFm =
0.508
735
+
0.492
969.20
解得：ρLFM=834.17（kg/m3）
塔底进料液相平均密度
由t W=372.80K，查共线图可得：
ρA=717.10kg/m3ρB=958.15kg/m3
1ρLDm =
0.003
717.10
+
0.997
958.15
解得：ρLDM=957.18（kg/m3）
精馏段平均密度：ρLM=759.13+834.17
2
=796.65kg/m3
提馏段平均密度：ρLM=834.17+957.18
2
=895.675kg/m3
5.液面平均张力
液相平均表面张力按下式计算：σLM=∑x iσi
式中：σi——液体混合物中各纯组分的表面张力，mN/m
x i——液体混合物中各组分的质量分数
塔顶液相平均表面张力
由t D=337.70K，查液体表面张力共线图得
σA=18.40mN/mσB=65.30mN/m σLDM=0.982×18.40+0.018×65.30=19.2442mN/m 进料板液相平均表面张力
由t F=359.30K，查液体表面张力共线图得
σA=16.10mN/mσB=61.42mN/m
σLDM=0.508×16.10+0.492×61.42=38.40mN/m 塔底液相平均表面张力
由t W=372.80K，查液体表面张力共线图得
σA=14.60mN/mσB=58.60mN/m σLDM=0.003×14.60+0.997×58.60=58.468mN/m 精馏段平均表面张力
σLM=19.2442+38.40
2
=28.82mN/m
提馏段平均表面张力
σLM′=38.40+58.468
2=48.434mN
m
6.液体平均粘度计算
液相平均粘度按下式计算
lgμLm=∑x i lgμi
式中：μi——液体混合物中各纯组分的粘度，mN/m
x i——液体混合物中各组分的质量分数，mPa?s
塔顶平均粘度
由t D=337.70K，查液体粘度共线图得：
μA=0.345mPa?sμB=0.437mPa?s
lgμLm=0.982lg0.345+0.018lg0.437解得：μLm=0.347
进料板的平均粘度
由t F =359.30K ，查液体粘度共线图得：
μA =0.279mPa ?s μB =0.341mPa ?s
lgμLm =0.504lg0.279+0.492lg0.341
解得：μLm =0.318
由t W =372.80K 查液体粘度共线图得：
μA =0.232mPa ?s μB =0.284mPa ?s
lgμLm =0.003lg0.232+0.997lg0.284
解得：μLm =0.284 精馏段平均粘度：μLm =
0.347+0.318
2=0.3325 提馏段平均粘度：μLm ′
=
0.318+0.284
2
=0.301
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
塔径依据流量公式计算，即：D =√4V
s
πμ
式中：D ——塔径，m
V s ——气体体积流量，m 3/s
μ——空塔气速，m/s
空塔气速μ的计算方法是先求得最大空塔气速μmax ，再乘以一定的安全系数
μ=(0.6~0.8)μmax
精馏段的气、液体积流率为
q V,V =q n,V M Vm 3600ρVm =185.13×30.067
3600×1.09
=1.42m 3/s
q V,L =
q n,L M Lm 3600ρLm =99.42×19.101
3600×759.13
=6.95×10?4m 3/s
q V,L q V,V (ρL ρV )1/2=6.95×10?4×36001.42×3600×(759.131.09
)1/2
=0.012 取板间距H T =0.5m ，板上层液高度?L =0.06m ，
H T ??L =0.5?0.06=0.44m
查史密斯关联图得：C 14=0.092 则C =C 14(
σLm 14
)0.2
=0.092×（
38.4014
）
0.2
=0.113
μmax =C √ρL ?ρV ρV =0.113×√759.13?1.091.09
=2.98
取安全系数为0.6，则空塔气速μ=0.6μmax =0.6×2.98=1.788m/s
塔径D =√
4V s πμ
=√4×1.42π×1.788
=1.01m
按照标准圆整后为D =1.2m 提馏段的气、液体积流率为
q V,V ′=
q n,V M Vm 3600ρVm =112.43×18.0014
3600×895.675
=6.27×10?4m 3/s
q V,L ′=
q n,L M Lm 3600ρLm =179.36×19.101
3600×0.665
=1.43m 3/s
q V,V ′q V,L ′(ρL ′ρV ′)1/2=6.27×10?4×36001.43×3600×(895.6750.665
)1/2
=0.016 取板间距H T =0.5m ，板上层液高度?L =0.06m ，
H T ??L =0.5?0.06=0.44m
查史密斯关联图得：C 24=0.096 则C =C 24(σLm 24)
0.2
=0.096×（
48.43424
）
0.2
=0.110
μmax =C √ρL ?ρV ρV =0.110×√895.675?0.6650.665
=3.42
取安全系数为0.6，则空塔气速μ=0.6μmax =0.6×3.42=2.052m/s 塔径D =√
4V s πμ
=√
4×1.42π×2.052
=0.939m
由于精馏段的塔径圆整后为D =1.2m ，故提馏段部分也圆整到D =1.2m
塔截面积为A T =π
4D 2=π
4×1.22=1.13m 2 实际空塔气速为μ=
q V,V A T =
1.421.13
=1.26m/s
2.精馏塔有效塔高的计算
精馏段的有效高度为
Z 精=(N 精?1)H T =(13?1)×0.50=6m
提馏段的有效高度为
Z 提=(N 提?1)H T =(11?1)×0.50=5m
在进料板出及提馏段各开一个人口，其高度均为0.80m 故精馏塔的有效高度为
Z =Z 精+Z 提+0.8×2=6+5+0.8×2=12.6m
六、塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置计算
因塔径D =1.2m ，可以选择使用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下： （1）堰长l w 取l w =0.66D =0.66×1.2=0.792m
（2）溢流堰的高度?w 溢流堰高度计算公式?w =?L ??0w 选用平直堰，堰上液层高度?0w 依下式计算，即
?0w
=2.841000E （q V,L ′l w
）2/3
近似取E =1，则
?0w =2.841000E （q V,L ′l w ）2/3
=2.841000×1×（0.00131×36000.66
）2/3
=0.006m
取板上液层高度为?L =0.05m ，故
?w =?L ??0w =0.05?0.006=0.044m （3）弓形降液管宽度W d 及截面积A f 由l
w D =0.66，查弓形降液管参照图得：
A f A T
=
0.0722，
W d D
=0.124，故
A f =0.0722A T =0.0722×1.26=0.091 W d =0.124 D =0.124×1.2=0.1488
依式θ=
3600A f H T
q V,L
验算液体在降液管中停留的时间，即：
θ=
3600A f H T q V,L =3600×0.091×0.446.95×10?4×3600
=57.61s ≥5s
故降液管设计合理
（4）降液管底隙高度?0 计算公式?0=
q V,L ′
3600l w μ0′
取μ0′
=0.1m/s ，则
?0=q V,L ′3600l w μ0′=3600×6.95×10?4
3600×0.792×0.1
=0.009m
?w ??0=0.044?0.009=0.035m >0.006m
故降液管底隙高度设计合理 2.塔板布置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因数F 0=10，用式μ0=
0ρ求孔速μ0，即 μ0=
0√ρV
=
√1.09
=9.58m/s
求每层塔板上的浮阀数
N =q V,V
π
4
d 02
μ0
= 4.02π
4
×0.0392×9.58
=352个
取边缘区宽度W c =0.05m ，破沫区宽度W s =0.07m
A a =2[x √R 2?x 2+π°R 2sin ?1
(x )]
R =
D 2?W c =1.2
2
?0.05=0.55m x =
D 2?(W c +W s
)=1.22
?(0.1488+0.07)=0.3812m A a =2[0.3812×√0.55?0.3812+π180°×0.552sin ?1
(0.38120.55
)]=0.764m 2
浮阀排列方式采用等腰三角形交叉排列，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t′，即
t′=A a
Nt
=
0.764
352×0.075
=0.029m
而应采用小于此值t′=0.025m=25mm
按t=75mm，t′=25mm，以等腰三角形做图排列，得阀数N=364，按照N=364，重新核算孔速及阀孔动能因数
μ0=
q V,V
π
4d0
2N
=
4.02
π
4×0.0392×364
=9.24m/s
F0=μ0√ρV=9.24×√1.09=9.65阀孔动能因数变化不大，仍在9~12范围内。
塔板开孔率=μ
μ0
=
1.788
9.24
×100%=19.35%
精馏段和提馏段的浮阀排布局图
七、塔板流体力学验算
1.气相通过浮阀塔板的压降
可根据式?p=?c+?1+?σ计算塔板压降
（1）干板阻力先计算出临界孔速，即
μoc=(73.1
ρV
)1/1.825=(
73.1
4.02
)1/1.825=4.90m/s
因μo<μoc，则?c可以按照下式计算
?c=19.9μ00.175
ρL
=19.9×
4.900.175
795.65
=0.033
（2）板上充气液层阻力?1，本设计为分离甲醇和水的混合液，即液相为碳氢化合物，可取ε0=0.5，即
?1=ε0?L=0.5×0.06=0.03m
（3）克服表面张力所造成的阻力?σ，因本设计采用浮阀塔，其?σ很小，可以忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为
?p=?c+?1+?σ=0.033+0.03=0.063m
单板压降?p p=?pρL g=0.063×796.65×9.80=492Pa
2．淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度H d≤?(H T+?w)，即H d=?p+?L+?d
（1）压降相当于液柱高度?p=0.063m
（2）压头损失?d，因不设进口堰，即
?d=0.153(q V,L
l w?0
)2=0.153×（
6.95×10?4
0.792×0.009）
2
=0.0015m
（3）板上液层高度，取?L=0.05m
因此H d=?p+?L+?d=0.063+0.05+0.0015=0.11m
取?=0.5，H T=0.5m，?w=0.044m
则?(H T+?w)=0.5×(0.5+0.044)=0.272m
可见H d≤?(H T+?w)，符合防止淹塔的要求
3.雾沫夹带
先计算泛点率F1
板上液体流经长度Z L=D?2W d=1.2?2×0.1488=0.9034m
板上液流面积A b=A T?2A f=0.9034?2×0.091=0.724m2
甲醇和水可按正常系统，取物性系数K=1.0，又查泛点负荷系数C F=0.128，将以上数值代入公式得：
F1=q V,V√
ρV
ρL?ρV+1.369q V,L Z L
KC F A b
×100%
=4.02×√
1.09
796.65?1.09+1.36×6.95×10
?4×0.9024
1.0×0.128×0.7214
×100%
=43.6%
又按照该公式计算泛点率，得
F1=q V,V√
ρV
ρL?ρV
0.78KC F A T
×100%
=
4.02×√
1.09
796.65?1.09
0.78×1.0×0.128×1.26
×100%
=47.3%
计算出泛点率都在80%以下，故可知能够满足e V<0.1kg液/kg汽的要求
八、塔板负荷性能图
1.雾沫夹带线
根据雾沫夹带公式
F1=q V,V√
ρV
ρL?ρV+1.369q V,L Z L
KC F A b
×100%
对于一定物系及一定塔板结构，式中ρV，ρL，A b，K，C F及Z L均为已知值，相当于ρV=0.1的泛点率
上限值也可以确定，便得出q V,V—q V,L的关系式，按照泛点率=80%，计算如下：
q V,V√
1.09
796.65?1.09+1.369×q V,L×0.752
1.0×0.128×0.672
×100%=0.8
整理得0.0372q V,V+1.022q V,L=0.069
2．液泛线
由?(H T+?w)=?p+?L+?d=?c+?1+?σ+?L+?d确定液泛线。
忽略式中?σ，将上述的公式整合得到：
?(H T+?w)=5.34ρVμ02
ρL2g
+0.153(
q V,V
l w?0
)2+(1+ε0)[?w+
2.84
1000
E（
3600q V,L
l w）
2/3
]
物系一定，塔板结构尺寸一定，则H T，?w，?0，l w，ρV，ρL，ε0及?等均为定值，
而μ0与q V,V又有如下关系，即
μ0=
q V,V π
4d0
2N
式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化，得
0.0107q2
V,V =0.1758?571.08q2
V,L
?1.32q2/3
V,L
3.液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留的时间不低于3~5s。根据下式算出液体在降液管内的停留时间
θ=3600A f H T
q V,L′
=3~5s
求出上限液体流量q V,L值，在q V,V?q V,L图上，液相负荷上限线为气体流量q V,V无关的竖直线。
以θ=5s作为气体停留的时间下限，则
(q V,V)
max =
A f H T
5
=
0.091×0.44
5
=0.008m3/s
4.漏液线
对于F1型重阀，以F0=μ0√ρV=5计算
则μ0=
ρ，又知q V,V=π
4
d02Nμ0
即q V,V=π
4d02
√ρ
式中，d0, N, ρV均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此做出与液相流量无关的水平漏液线。
以F0=5作为规定气体最小负荷标准
（q V,V）
min =
π
4
d02Nμ0=
π
4
d020
√ρV
=
π
4
×0.0392×364
√1.09
=1.19m3/s
5.液相负荷下限线
取堰上液层高度?ow=0.006m作为液相负荷下限条件，依下列?ow的计算式
?ow=2.84
1000
E[
3600（q V,L）
min
l w
]
2/3
计算出q V,V 的下限值，依次作为液相负荷的下限线，该线为与气相流量无关的竖直线
2.84E [3600（q V,L ）min w
]2/3
=0.006
取E =1
（q V,L ）min =(0.006×10002.84×1)3/2l w 3600=(0.006×10002.84)3/2×0.792
3600
=6.754×10?4
根据附表1、附表2、液相负荷上限线、漏液线及液相负荷下限线可分别作出塔板负荷性能图上的1~5共五条线，见下图
在负荷性能图上作出操作线
在负荷性能图上，作出操作点A(0.0039，2.16），连接OA ，即作出操作线。由图可看出，操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由上图查得
(q V,V )max =1.78m 3/s (q V,V )min =1.19m 3/s
操作弹性=
(q V,V )max (q V,V )min
=
1.78
1.19
=1.49
将设计记过汇总于下列表格中：
九、能量衡算
1.塔顶冷凝器的热量衡算
热量衡算式
塔顶冷凝器的热量衡算图
根据热量衡算公式：
Q V=Q L+Q D+Q W
式中：Q V——塔顶蒸汽带入系统的热量
Q L——回流液带出系统的热量
Q D——流出液带出系统的热量
Q W——冷凝水带出系统的热量
2. 各股物流的温度与压力
由塔顶蒸汽组成x D=0.982，通过汽液平衡数据表，经过试差法可知塔顶蒸汽温度是
64.5℃，该温度也为回流液和流出液的温度。
塔顶的操作压强为P =101.33KPa 3. 基准态的选择
以P =101.33KPa 、64.5℃的液态甲醇与水热量衡算的基准态， 则： 4. 各股物流热量的计算
查得甲醇与水在正常沸点下的汽化焓分别为：
?V H m 甲醇(T b )=35.28kJ.mol ?V H m 水(T b )=40.69kJ.mol
正常沸点分别为： T b 甲醇=337.85K T b 甲醇=373.15K 计算甲醇和水在64.5℃时的汽化焓： ?V H m (T 2)=?V H m (T 1)(T C ?T
T C
?T b
)0.38
式中：T C ——临界温度
查得甲醇和水的临界温度分别为：
T C 甲醇=512.64K T C 水=647.30K
对于甲醇：
对于水：
计算进入塔顶冷凝器器蒸汽的热量为：
Q V =Vx D ?r H m 甲醇(64.5)+V(1?x D )?r H m 水(64.5)
=312.77×0.982×35.30+312.77×0.018×42.62
=11081.992×103kJ/h
带入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为： Q W =11081.992×103kJ/h 6. 冷却水的用量
设冷却水的流量q m ，则：
Q W =q m C p (t 2?t 1)
取
以进出口水温的平均值为定性温度： 差得水在时的比热容为： C pm =4.22kJ/(kg.℃)
0==D L Q Q K T C 64.512=甲醇130.35)85
.33764.51265
.337512.64(35.28℃5.64-?=--?=?mol KJ H m r ）（甲醇138
.062.42)15
.37330.64765.33730.476(
69.04℃5.64-?=--?=?mol KJ H m r ）（水℃251=t ℃452=t ℃352
2
1=+=
t t t m ℃35
得 q m =Q W
C
pm (t 2?t 1
)
=11081.992×103
4.22×20
=131.3×103kg/?
7.全塔热量衡算
（1）如图所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。
全塔热量衡算图
根据热量衡算公式：
由条件知： 得：
式中：——进料带入系统的热量
——加热蒸汽带入系统的热量 ——馏出液带出系统的热量 ——釜残液带出系统的热量 ——冷却水带出系统的热量
——热损失
（2）各股物流的温度
由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：
W D L B F Q Q Q Q Q ++=+B
B L Q Q Q 05.05==W
W D B F Q Q Q Q Q '++=+95.0F Q B Q D Q W Q 'W Q L
Q
（3）基准态的选择
以、的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：
（4）各股物流热量的计算
由于温度变化不大，采用平均温度： 根据比热容计算各股物流的热量：
查得：
a b c d 甲醇 水
甲醇的比热容为：
水的比热容为：
可得进料与釜残液的热量分别为：
Q F =Fx F C pm 甲醇(t F ?64.5)+F(1?x F ）C pm 水(t F ?64.5) =462.87×0.511×86.02×21.6+462.87×0.489×75.21×21.6
=807176.986（kJ/h ）
Q W =Wx W C pm 甲醇(t W ?64.5)+W(1?x W ）C pm 水(t W ?64.5) =348.72×0.006×86.02×35.15+348.72×0.994×75.21×35.15
℃10.86=F t ℃50.64=D t ℃65.99=W t kPa 33.101℃5.640=D Q ℃08.822
65
.995.64=+=
m t 3
2dT cT bT a C pm +++=15.402-1005.31?4-1029.10-?6-1046.1?05.922-10995.3-?4-1011.2-?6-10535.0?3624223.3551046.123.355)1029.10(23.3551005.3115.40??+??-+??+=---甲醇pm C ()[]K kmol J ?=/02.86()3624223.35510535.023.355)1011.2(23.35510995.3-05.92??+??-+??+=---水pm C [])/(21.75K mol J ?=
化工原理课程设计-乙醇-水连续精馏塔的设计
课程设计说明书 题目乙醇—水连续筛板式精馏塔的设计 课程名称化工原理 院(系、部、中心)化学化工系 专业应用化学 班级应化096 学生姓名XXX 学号XXXXXXXXXX 设计地点逸夫实验楼B-536 指导教师
设计起止时间：2010年12月20日至 2010 年12月31日 第一章绪论 (3) 一、目的： (3) 二、已知参数： (3) 三、设计内容： (4) 第二章课程设计报告内容 (4) 一、精馏流程的确定 (4) 二、塔的物料衡算 (4) 三、塔板数的确定 (5) 四、塔的工艺条件及物性数据计算 (7) 五、精馏段气液负荷计算 (11) 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 (11) 七、筛板的流体力学验算 (16) 八、塔板负荷性能图 (19) 九、筛板塔的工艺设计计算结果总表 (23) 十、精馏塔的附属设备及接管尺寸 (23) 第三章总结 (24) .
乙醇——水连续精馏塔的设计 第一章绪论 一、目的： 通过课程设计进一步巩固课本所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。 在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇25%的乙醇—水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均为质量分数）。 二、已知参数： （1）设计任务 ●进料乙醇 X = 25 %（质量分数，下同） ●生产能力 Q = 80t/d ●塔顶产品组成 > 94 % ●塔底产品组成 < 0.1 % （2）操作条件 ●操作压强：常压 ●精馏塔塔顶压强：Z = 4 KPa ●进料热状态：泡点进料 ●回流比：自定待测 ●冷却水： 20 ℃ ●加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPa ●单板压强：≤ 0.7 ●全塔效率：E T = 52 % ●建厂地址：南京地区 ●塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏
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
化工原理课程设计精馏塔详细版
广西大学化学化工学院 化工原理课程设计任务书 专业：班级： 姓名： 学号： 设计时间： 设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 （取至南京某厂药用酒精生产现场） 设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。 2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。因沿 程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分 率）。 5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=（1.1——2.0）R 。 min 设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负 荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师：时间
1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒 精生产现场） 1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。 2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。 因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇， 产量为40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％ (质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶 采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) R。 min 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接 管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡 图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条 件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总 和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日 设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。 1.2.2 选择塔型 精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为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[1]知：板式塔直径放大
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
化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计
资料 前言 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是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达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。 在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 |
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目录 第一章绪论 (1) 精馏条件的确定 (1) 精馏的加热方式 (1) 精馏的进料状态 (1) 精馏的操作压力 (1) 确定设计方案 (1) 工艺和操作的要求 (2) 满足经济上的要求 (2) 保证安全生产 (2) 第二章设计计算 (3) 设计方案的确定 (3) 精馏塔的物料衡算 (3) 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 (3) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3) 物料衡算 (3) 塔板计算 (4) 理论板数NT的求取 (4) 全塔效率的计算 (6) 求实际板数 (7) 有效塔高的计算 (7) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 操作压力的计算 (8) 操作温度的计算 (8) 平均摩尔质量的计算 (8) 平均密度的计算 (10) 液体平均表面张力的计算 (11) 液体平均黏度的计算 (12) 气液负荷计算 (13)
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-水分离过程板式精馏塔设计
滨州学院 课程设计任务书 一、课题名称 甲醇——水分离过程板式精馏塔设计 二、课题条件（原始数据） 原料：甲醇、水溶液 处理量：3200Kg/h 原料组成：33%（甲醇的质量分率） 料液初温：20℃ 操作压力、回流比、单板压降：自选 进料状态：冷液体进料 塔顶产品浓度：98%（质量分率） 塔底釜液含甲醇含量不高于1%（质量分率） 塔顶：全凝器 塔釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板 生产时间：300天/年，每天24h运行 冷却水温度：20℃ 设备形式：筛板塔 厂址：滨州市 三、设计内容 1、设计方案的选定 2、精馏塔的物料衡算 3、塔板数的确定 4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数） 5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算 7、塔板的流体力学验算
8、塔板负荷性能图（精馏段） 9、换热器设计 10、馏塔接管尺寸计算 11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸） 12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸） 13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容 ⑴课程设计任务书 ⑵课程设计成绩评定表 ⑶中英文摘要 ⑷目录 ⑸设计计算与说明 ⑹设计结果汇总 ⑺小结 ⑻参考文献 14、有关物性数据可查相关手册 15、注意事项 ⑴写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源 ⑵每项设计结束后列出计算结果明细表 ⑶设计最终需装订成册上交 四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1、设计动员，下达设计任务书0.5天 2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天 3、初步确定设计方案及设计计算内容5-6天 4、绘制总装置图2-3天 5、整理设计资料，撰写设计说明书2天 6、设计小结及答辩1天
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
化工原理课程设计——精馏塔设计
南京工程学院 课程设计说明书（论文）题目乙醇—水连续精馏塔的设计 课程名称化工原理 院(系、部、中心)康尼学院 专业环境工程 班级K环境091 学生姓名朱盟翔 学号240094410 设计地点文理楼A404 指导教师李乾军张东平 设计起止时间：2011年12月5日至 2011 年12月16日
符号说明 英文字母 A a——塔板开孔区面积，m2； A f——降液管截面积，m2； A0——筛孔面积； A T——塔截面积； c0——流量系数，无因此； C——计算u max时的负荷系数，m/s； C S——气相负荷因子，m/s； d0——筛孔直径，m； D——塔径，m； D L——液体扩散系数，m2/s； D V——气体扩散系数，m2/s； e V——液沫夹带线量，kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次； E T——总板效率，无因次； F——气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）； F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；g——重力加速度，9.81m/s2； h1——进口堰与降液管间的距离，m； h C——与干板压降相当的液柱高度，m液柱； h d——与液体流过降液管相当的液柱高度，m； h f——塔板上鼓泡层液高度，m； h1——与板上液层阻力相当的高度，m液柱； h L——板上清夜层高度，m； h0——降液管底隙高度，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柱高度，m液柱； H——板式塔高度，m； 溶解系数，kmol/(m3·kPa)； H B——塔底空间高度，m； H d——降液管内清夜层高度，m； H D——塔顶空间高度，m； H F——进料板处塔板间距，m； H P——人孔处塔板间距，m； H T——塔板间距，m；K——稳定系数，无因次； l W——堰长，m； L h——液体体积流量，m3/h； L S——液体体积流量，m3/h； n——筛孔数目； P——操作压力，Pa； △P——压力降，Pa； △P P——气体通过每层筛板的压降，Pa；r——鼓泡区半径，m， t——筛板的中心距，m； u——空塔气速，m/s； u0——气体通过筛孔的速度，m/s； u0，min——漏气点速度，m/s； u'0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；V h——气体体积流量，m3/h； V s——气体体积流量，m3/h； W c——边缘无效区宽度，m； W d——弓形降液管宽度，m； W s——破沫区宽度，m； x——液相摩尔分数； X——液相摩尔比； y——气相摩尔分数； Y——气相摩尔比； Z——板式塔的有效高度，m。 希腊字母 β——充气系数，无因次； δ——筛板厚度，m； ε——空隙率，无因次； θ——液体在降液管内停留时间，s；μ——粘度，mPa； ρ——密度，kg/m3； σ——表面张力，N/m； ψ——液体密度校正系数，无因次。 下标 max——最大的； min——最小的； L——液相的； V——气相的。
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-水精馏塔化工原理课程设计
南京工业大学 《化工原理》课程设计 设计题目 常压甲醇－水筛板精馏塔设计 学生姓名 陈献富 班级、学号 化工070313 指导教师姓名 刘晓勤、王晓东 课程设计时间2010年6月14日-2010年6月25日 课程设计成绩 指导教师签字
化学化工学院 课程名称化工原理课程设计 设计题目常压甲醇－水筛板精馏塔设计 学生姓名周佳佳专业化学工程与工艺 班级学号1001090605 设计日期2010 年6 月14 日至2009 年6 月25日 设计条件及任务： 设计体系：甲醇－水体系 设计条件： 进料量：F= 200 kmol/h 进料浓度：Z F= 0.35 （摩尔量分数） 进料状态：q= 1.08 操作条件： 塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。 塔顶冷凝水采用深井水，温度t＝12℃； 塔釜加热方式：间接蒸汽加热，采用3kgf/cm2(表压)水蒸汽 全塔效率：E T = 52% 分离要求：X D= 0.995（质量分数）；X W= 0.002（质量分数）； 回流比：R/R min =1.6 指导教师刘晓勤、王晓东 2010年6月11日
目录
绪论 1.精馏简介 蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是一种属于传质分离的。广泛应用于炼油、、轻工等领域。蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其挥发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。以本设计所选取的甲醇-水体系为例，加热甲醇（沸点64.5℃）和水（沸点100.0℃）的混合物时,由于甲醇的沸点较低（即挥发度较高）,所以甲醇易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。经过多次部分汽化部分冷凝，最终在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。 在工业精馏设备中，使部分汽化的液相与部分冷凝的气相直接接触，以进行气液相际传质，结果是气相中的难挥发组分部分转入液相，中的易挥发组分部分转入气相，也即同时实现了液相的部分汽化和气相的部分冷凝。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是 大规模的生产中精馏的应用更为广泛。本设计着重讨论常压下甲醇-水双组分体系精馏。 2.塔设备简介 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液 接触件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量踏板，气 体以鼓泡活喷射形式穿过板上液层进行质、热传递，气液相组成成阶梯变化，属逐级 接触逆流操作过程。填料塔内有定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体 逆流而上（也有并流向下者）与液相接触进行质、热传递，气相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3） 气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料 消耗少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物 系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及 设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。
化工原理课程设计精馏塔详细版模板
重庆邮电大学 化工原理课程设计任务书 专业: 班级: 姓名: 学号: 设计时间: 设计题目: 乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 设计条件: 1. 常压操作, P=1 atm( 绝压) 。 2. 原料来至上游的粗馏塔, 为95——96℃的饱和蒸汽。因沿 程热损失, 进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3. 塔顶产品为浓度92.41%( 质量分率) 的药用乙醇, 产量为 40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%( 质量分 率) 。 5．塔釜采用饱和水蒸汽加热( 加热方式自选) ; 塔顶采
用全凝 器, 泡点回流。 6．操作回流比R=( 1.1——2.0) R min。 设计任务: 1. 完成该精馏塔工艺设计, 包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程图, t-x-y相平衡图, 塔板负荷性能图, 筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精流塔的设计说明书, 包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师: 时间 1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计
1.1.2 设计条件 1.常压操作, P＝1 atm( 绝压) 。 2．原料来至上游的粗馏塔, 为95－96℃的饱 和蒸气。因沿程热损失, 进精馏塔时 原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%( 质量分率) 的药 用乙醇, 产量为40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大 于0.03％(质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热( 加热方式自 选) ; 塔顶采用全凝器, 泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) R。 min 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计, 包括辅助设备及 进出口接管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图, t-x-y相 平衡图, 塔板负荷性能图, 筛孔布置图 以及塔的工艺条件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书, 包括设计结 果汇总和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日
甲醇-水分离板式精馏塔的设计资料
河西学院 Hexi University 化工原理课程设计 题目: 甲醇-水板式分离精馏塔设计学院: 化学化工学院 专业: 化学工程与工艺 学号: 2014210036 姓名: 张小宝 指导教师: 冯敏 2016 年11 月29日
化工原理课程设计任务书一、设计题目 甲醇-水分离板式精馏塔设计 二、设计任务及操作条件 1.设计任务 生产能力（进料量）5万吨/年 操作周期每年300天，每天24小时运行 进料组成含甲醇46% （质量分率，下同） 塔顶产品组成甲醇含量不低于99.7% 塔底产品组成甲醇含量不高于0.5% 2.操作条件 操作压力常压 进料热状态自选 塔底加热蒸汽压力0.3MPa(表压) 单板压降≤0.7kPa 3.设备型式筛板或浮阀塔板 4.厂址张掖 三、设计内容 1.设计方案的选择及流程说明 2.塔的工艺计算 3.主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4.辅助设备选型与计算 5.设计结果汇总 6.工艺流程图及精馏工艺条件图 7.设计评述
目录 1 概述 (1) 1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用..................................... (1) 1.2 精馏塔对塔设备的要求 (1) 1.3 常用板式塔类型及本设计的选型 (2) 1.4 流程的确定和说明 (2) 2 精馏塔的物料衡算 (2) 2.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (2) 2.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (3) 2.3 物料衡算 (3) 3 塔板数的确定 (3) 3.1 理论板层数 N的求取 (3) T 3.1.1 相对挥发度的求取 (3) 3.1.2 求最小回流比及操作回流比 (4) 3.1.3 求精馏塔的气、液相负荷 (5) 3.1.4 求操作线方程 (5) 3.1.5 采用图解法求理论板层数 (6) 3.2 实际板层数的求取 (6) 3.2.1 液相的平均粘度 (6) 3.2.2 精馏段和提馏段的相对挥发度 (7) 3.2.3 全塔效率E T和实际塔板数 (7) 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7) 4.1 操作压力的计算 (7) 4.2 操作温度计算 (8) 4.3 平均摩尔质量计算 (8) 4.4 平均密度计算 (9) 4.4.1 气相平均密度计算 (9) 4.4.2 液相平均密度计算 (9)
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
化工原理课程设计乙醇水精馏塔毕业设计
化工原理课程设计 题目：乙醇水精馏筛板塔设计 设计时间：
化工原理课程设计任务书（化工1） 一、设计题目板式精馏塔的设计 二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板精馏塔的设计 三、工艺条件 生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年 进料热状况：自选 回流比：自选 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降：≤0.7Kpa 工艺参数 组成浓度（乙醇mol%） 塔顶78 加料板28 塔底0.04 四、设计内容 1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2.工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。 3.主要设备的工艺尺寸计算 板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4.流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5.主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。 管径计算。 五、设计结果总汇 六、主要符号说明 七、参考文献 八、图纸要求 1、工艺流程图一张(A2 图纸) 2、主要设备工艺条件图（A2图纸）
目录 前言 (4) 1概述 (5) 1.1 设计目的 (5) 1.2 塔设备简介 (6) 2设计说明书 (7) 2.1 流程简介 (7) 2.2 工艺参数选择 (8) 3 工艺计算 (9) 3.1物料衡算 (9) 3.2理论塔板数的计算 (10) 3.2.1 查找各体系的汽液相平衡数据 (10) 如表3-1 (10) 3.2.2 q线方程 (9) 3.2.3 平衡线 (11) 3.2.4 回流比 (12) 3.2.5 操作线方程 (12) 3.2.6 理论板数的计算 (12) 3.3 实际塔板数的计算 (13) 3.3.1全塔效率ET (13) 3.3.2 实际板数NE (14) 4塔的结构计算 (15) 4.1混合组分的平均物性参数的计算 (15) 4.1.1平均分子量的计算 (15) 4.1.2 平均密度的计算 (16) 4.2塔高的计算 (17) 4.3塔径的计算 (17) 4.3.1 初步计算塔径 (17) 4.3.2 塔径的圆整 (18) 4.4塔板结构参数的确定 (19) 4.4.1溢流装置的设计 (19) 4.4.2塔盘布置（如图4-4） (19) 4.4.3 筛孔数及排列并计算开孔率 (20) 4.4.4 筛口气速和筛孔数的计算 (21) 5 精馏塔的流体力学性能验算 (21) 5.1 分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算 (21) 5.1.1液沫夹带校核 (21) 5.2.2塔板阻力校核 (22) 5.2.3溢流液泛条件的校核 (24) 5.2.4 液体在降液管内停留时间的校核 (25) 5.2.5 漏液限校核 (25) 5.2 分别作精馏段、提留段负荷性能图 (25) 5.3 塔结构数据汇总 (28) 6 塔的总体结构 (29) 7 辅助设备的选择 (30)
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。