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
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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，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。对于甲醇—水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，
容易分离。因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在101.325kpa 下。
由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。
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。厦门市地处亚热带，夏天室外平均气温25℃。因此，计算选用25℃ 的冷却水，选择升温10℃，即冷却水的出口温度为35℃。
4、回流比的确定
塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值范围为：min )0.2~1.1(R R =
根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用min 2R R =。
5、填料的选择
填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。填料按装填方式可分为散装填料和规整填料。
本设计选用散装填料――散装金属环距鞍填料。
环距鞍填料将环形填料和鞍形填料两者的优点集于一体，其综合性能优于鲍尔环和阶梯环，又由于本设计的物系为甲醇－水不易腐蚀，故选用金属环距鞍填料D N =25mm 。
三、工艺流程图及其简单说明
1、工艺流程图(附图一)
2、工艺流程简介
来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下水道。
加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。
在流程设计伤，釜出液为100℃左右的高温水，热值高，将其送回热水循环管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于节能考虑。在流量控制上采用自动控制，有利于节约劳动力，并使过程控制精确，并可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常维护，因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。
3、精馏塔塔顶的冷凝方式
塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，并且也容易被水冷凝，塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。
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，或加入液封装臵防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放臵略高于塔顶的位臵，并且设臵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臵的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。
四、操作条件及精熘塔工艺计算：
1 操作条件与基础数据
(1) 操作压力
精馏操作按操作压力分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏。当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸馏。对于甲醇-水系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。
(2) 气液平衡关系及平衡数据
表二甲醇－水汽液相平衡数据
温度t/°C 液相中甲醇
的摩尔分数
汽相中甲醇
的摩尔分数
温度
t/°C
液相中甲醇
的摩尔分数
汽相中甲
醇的摩尔
分数
100 0 0 78.14 0.2942 0.6658 99.41 0.0017 0.0125 76.52 0.3524 0.7044 99.25 0.0035 0.0250 75.34 0.4021 0.7341 97.80 0.0123 0.0889 74.22 0.4543 0.7595 97.35 0.0141 0.0975 73.21 0.5022 0.7853
96.92 0.0198 0.1214 71.95 0.5628 0.8123
95.82 0.0258 0.1589 70.90 0.6243 0.8350
95.06 0.0330 0.1882 69.15 0.7173 0.8773
94.13 0.0357 0.2145 68.07 0.7898 0.9098
92.24 0.0525 0.2746 67.57 0.8231 0.9225
90.00 0.0740 0.3560 67.17 0.8426 0.9300
88.57 0.0872 0.3950 66.90 0.8574 0.9385
86.93 0.1079 0.4400 66.89 0.8720 0.9422
85.37 0.1289 0.4776 65.98 0.9185 0.9638
83.38 0.1635 0.5370 65.73 0.9295 0.9682
81.95 0.1912 0.5724 65.71 0.9380 0.9712
80.25 0.2327 0.6162 64.68 0.9885 0.9947
79.06 0.2684 0.6483 64.65 1 1
(3) 物料平衡计算
①物料衡算
已知：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’＝41.3% ，x D’＝98.5% ，x w’＝0.05% (均为质量比)
x F ＝(x F’ / M A ) / [ x F’/M A ＋(1－x F’)/ M B ]
＝(41.3/ 32) / (41.3/ 32 ＋58.7/ 18 )
＝28.35%
x D ＝(x D’ / M A ) / [ x D’ /M A ＋(1－x D’) / M B ]
＝(98 .5/ 32) / ( 98.5 / 32 ＋ 1.5 / 18 )
＝97.36%
x W ＝(x W’ / M A ) / [ x W’ / M A ＋(1－x W’) / M B ]
＝(0.05 / 32) / ( 0.05 / 32 ＋99.95 / 18 )
＝0.028%
2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量
M F＝28.35% ×32 ＋71.65% ×18＝21.969kg/kmol
M D＝97.36%×32＋2.64%×18＝31.63 kg/kmol
M W＝0.028%×32 ＋99.972%×18＝18.891 kg/kmol
3、物料衡算
原料处理量：F＝12000 t/y＝（12×106 / 7200）/21.969＝75.86kmol/h
总物料衡算：75.86 ＝D ＋W
甲醇物料衡算：75.86×28.35% ＝D×97.36% ＋W×0.028%
得D＝22.074kmol/h
W＝53.786kmol/h
表一塔顶、塔底、进料液的物料数据
(二)理论塔板数的确定
甲醇－水属于理想物系，可采用以下三种方法求解理论塔板数：1、拟合相平衡曲线后逐板计算法
在101.3kpa的总压下，甲醇和水的混合物系的x－y图是建立在汽液平衡数据下，表示的是不同温度下互成平衡的汽液两相组成y与x的关系。对于理想物系，汽相组成y恒大于液相组成x，因此相平衡线位于y＝x对角线上方。平
衡线偏离对角线越远，表示该溶液越容易分离。如果已知甲醇和水的混合物系的汽液平衡关系，即汽液平衡数据，则离开理论板的互成平衡、温度相等的汽液两相组成y n与x n之间的关系就可以确定。若知道由该板下降的液体组成x n及由它的下一层塔板上升的汽相组成y n+1之间的关系，从而塔内各板的汽液相组成可逐板予以确定，从而便可以求得在指定分离条件下的理论板层数。
(1) 由手册查出甲醇－水汽液相平衡数据，拟合出相平衡方程及作出x－y图，
表二甲醇－水汽液相平衡数据[1]
温度t/°C 液相中甲醇
的摩尔分数
汽相中甲醇
的摩尔分数
温度
t/°C
液相中甲醇
的摩尔分数
汽相中甲
醇的摩尔
分数
100 0 0 78.14 0.2942 0.6658 99.41 0.0017 0.0125 76.52 0.3524 0.7044 99.25 0.0035 0.0250 75.34 0.4021 0.7341 97.80 0.0123 0.0889 74.22 0.4543 0.7595 97.35 0.0141 0.0975 73.21 0.5022 0.7853 96.92 0.0198 0.1214 71.95 0.5628 0.8123 95.82 0.0258 0.1589 70.90 0.6243 0.8350 95.06 0.0330 0.1882 69.15 0.7173 0.8773 94.13 0.0357 0.2145 68.07 0.7898 0.9098 92.24 0.0525 0.2746 67.57 0.8231 0.9225 90.00 0.0740 0.3560 67.17 0.8426 0.9300 88.57 0.0872 0.3950 66.90 0.8574 0.9385 86.93 0.1079 0.4400 66.89 0.8720 0.9422 85.37 0.1289 0.4776 65.98 0.9185 0.9638 83.38 0.1635 0.5370 65.73 0.9295 0.9682 81.95 0.1912 0.5724 65.71 0.9380 0.9712 80.25 0.2327 0.6162 64.68 0.9885 0.9947
79.06 0.2684 0.6483 64.65 1 1
在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后，可得出汽相组成y和液相组成x的函数关系式：
Y ＝0.00187＋7.03393X －40.64685X2＋157.6139X3－388035736X4＋598.11499X5－554.46395X6 ＋282.15362X7－60.45038X8
(2) 求最小回流比及操作回流比
由于本设计采用的是泡点进料，q＝1，x q＝x F＝0.2835根据拟合得到的y －x方程，可得到y q＝0.658最小回流比Rmin＝(x D－y q) / (y q –x q) 可得到Rmin＝0.843
所以回流比R＝2Rmin＝2×0.843＝1.686
(3)求精熘塔的汽、液相负荷
L＝RD＝1.686×22.074＝37.217kmol/h
V＝(R＋1) D＝2.686×22.074＝59.291kmol/h
L’＝L＋F＝37.217＋75.86＝113.077kmol/h
V’＝V＝59.291kmol/h
(4)精熘段和提熘段的操作线方程
精熘段操作线方程为：
y＝(R/ R+1)x ＋x D/（R+1）＝(1.686/2.686)x ＋0.9736/2.686
＝0.628x＋0.3395
提熘段操作线方程为：
y’＝(L’/V’)x －(W/ V’)x W ＝(113.077/59.291)x－(53.786/59.291)×0.00028
＝1.907x－0.000254
(5)逐板计算法求理论塔板数
规定塔釜是第一层塔板，从下往上依次命名为第2、3……n块。
一连续精馏塔，泡点进料，塔釜间接蒸汽加热。本设计从塔底液相组成开始计算。根据理论板的概念，从塔釜下降的液相组成x W与y1应互成平衡，就可以利用相平衡方程求出y1.从第二层塔板上升的蒸汽组成y1与x2符合提馏段操作关系，故可用提馏段操作线方程由y1求得x2。同理，x2与y2为平衡关系，可以用平衡方程由x2求得y2，再用提馏段操作线方程由y2求得x3。如此交替利用平衡方程及提馏段操作线方程进行逐板计算，直到x7≥x F时，则第6块板是加料板。由于对于间接蒸汽加热，再沸器内汽液两相可视为平衡，因此再沸器相当于一层塔板。因此提馏段所需的理论板层数是5。然后改用精馏段操作线方程由y6求得x7，再利用相平衡方程由x7求得y7。如此重复计算，直到计算到x13≥xD为止。因此，根据计算结果精馏段所需的理论板层数是6.5。在计算过程当中，每使用一次平衡关系，便对应一层理论板。
逐板计算的结果是精馏塔理论塔数为11块，提馏段5块，精馏段6.5块，进料板是第5块(不包括再沸器)。
2.根据热力学求解法[2]
用Wilson方程计算甲醇－水体系在常压下0.101MPa下的汽液平衡
已知二元体系的Wilson方程能量参数：g12－g11＝1085.13 J/mol
g21－g22＝1631.04 J/mol 查得甲醇，水的Antoine方程及液相摩尔体积与温度的关系式：
甲醇：Inp1s＝11.9673－3626.55 / ( T－34.29 )
V 1 ＝64.509－19.716×10－2 T ＋3.8735×10－4 T2
水：Inp2s＝11.6834－3816.44 / ( T－46.13 )
V2 ＝22.888－3.642×10－2 T ＋0.685×10－4 T2
由于是低压，汽相可视为理想汽体，液相为非理想溶液，汽液平衡关系式为py i＝x iγi p i s 且有y1＋y2＝1
二元体系的Wilson方程为：
In γ1＝－In ( x 1＋Λ12x2 )＋x2 [Λ12 / ( x1＋Λ12x2 )－Λ21 / ( x2＋Λ21x1 )]
In γ2＝－In ( x 2＋Λ21x 1 )－x 1[Λ12 / ( x1＋Λ12x2 )－Λ21 / ( x2＋Λ21x1 )]
Λ12 ＝( V 2 / V 1) exp[－( g12－g11 ) / (RT) ]
Λ21 ＝( V1 / V2 ) exp[－( g21－g22 ) / (RT) ]
以下做一个示例计算求解汽液相平衡数据：
以x W ＝0.0225%作为初始点，需要试差求解，设T＝372.95 K ，带入公式求得：
p1s＝3.5211×105 Pa ，V1＝44.8553 cm3/mol
p2s＝1.0059×105 Pa ，V2＝18.8329 cm3/mol
Λ12 ＝0.2959 ，Λ21＝ 1.4076 ，
γ1＝ 2.2463 ，γ2＝ 1.000
y1＝0.0019 ，y2＝0.9956 ，
由于y1＋y2＝0.9975，可以近似看成符合试差的要求
可得到y1＝0.0019 / 0.9975＝0.0019 ，T1＝372.95 K
故用此方法不需甲醇－水汽液相平衡数据即可结合逐板计算法得出理论塔，且比利用某一套汽液相平衡数据来进行计算，结果更可靠。计算过程略。
同理，相平衡和操作线的交替使用，逐板计算法得到精熘段6块塔板，提熘段5块，共11块塔板(不包含再沸器)，第5块塔板进料。
与利用相平衡数据进行的逐板计算法，结果基本一致。
3、图解法( 由于准确性比较低，故略。)
4、汽液平衡数据的热力学一致性检验
采用Herington推荐的经验方法检验表二列出的数据的热力学一致性
根据γi＝py i /(x i p i s ) ，先求得各个温度下的p i s值，然后列出下表
表三利用热力学检验汽液平衡数据有关数据列表x1In(γ1/γ2) x1In(γ1/γ2)
0.0017 0.75 0.5022 －0.088
0.0035 0.733 0.6243 －0.273
0.0258 0.693 0.7173 －0.357
0.0525 0.637 0.8231 －0.464
0.1079 0.563 0.9185 －0.553
0.1912 0.402 0.9380 －0.612
0.2942 0.214 0.9885 －0.639
0.4021 0.048
In(γ1/γ2)
x 1
积分得出两个阴影部分面积：A＝0.15663 ，B＝－0.18622
I＝∫10 In ( γ1/γ2 )dx1＝A＋B＝0.0296
Σ＝∫10| In ( γ1/γ2 )dx1 |＝A－B＝0.3428
D＝( I / Σ ) ×100＝8.63
J＝150 ×θ / T m＝150 × (100－64.7) / (64.68＋273.15) ＝15.675 其中：θ ——两组分沸点差
T m ——体系最低沸点，K
150——经验常数
D (三)热量衡算 1、求塔顶温度tD ，塔釜温度t W ，进料温度t F (1)塔顶温度t D 由于确定了塔顶操作压力和液相组成，可以采用试差法计算。先假设泡点，分别代入安托尼方程求算纯组分的饱和蒸汽压，再由泡点方程核算假设的泡点。确定液相温度。汽相温度与液相温度相差不大，可近似看作相等。 假设泡点t ＝65.19℃，则纯组分的饱和蒸汽压为： 对甲醇 t p A +-=*86.23899 .157419736.7lg ? p *A ＝104.07 kpa 对水 t p B +-=* 02.22746.165707406.7lg ? p *B ＝25.23 kpa 将以上数据代入泡点方程： x=(101.325-25.23)/(104.07-25.23)= 0.965 = x D 可得：t D ＝65.19℃ (2)塔釜温度t W (内插法) 温度t/°C 液相中甲醇 的摩尔分数 汽相中甲醇 的摩尔分数 100 0 0 t W x W ＝0.000225 / 99.41 0.0017 0.0125 （来源自表二） 可得： (0－0.0017) / (0－0.000225) ＝ (100－99.41) / (100－t W ) t W ＝99.93°C (3)塔进料温度t F 温度t/°C 液相中甲醇 的摩尔分数汽相中甲醇的摩尔分数 86.93 0.1079 0.4400 t F x F ＝0.111 / 85.37 0.1289 0.4776 （来源自表二）可得： (0.1289－0.1079) / (0.111－0.1079) ＝(85.37－86.93) / ( t F－86.93) t F＝86.7°C 2、热量衡算 (1)冷凝器的热负荷 冷凝器的热负荷Q c＝(R＋1) D (I VD－I LD) 其中I VD ——塔顶上升的蒸汽的焓 I LD——塔顶熘出液的焓 I VD－I LD＝x D?H V甲＋(1－x D) ?H V水 其中?H V 甲——甲醇的蒸发潜热 ?H V水——水的蒸发潜热 蒸发潜热与温度的关系：?H V2＝?H V1 [(1－T r2) / (1－T r1)] 0.38 表四沸点下蒸发潜热列表[3] 组分沸点t /°C 蒸发潜热?Hr / (kJ/ kmol) Tc / K 甲醇64.7 35286.731 512.6 水100 40724.152 647.3 塔顶温度下的潜热计算：t D＝65.19°C时 对甲醇，T r1＝T1/ Tc＝(273.15＋65.19) / 512.6＝0.66 T r2＝T2 / Tc＝(273.15＋64.7) / 512.6＝0.659 蒸发潜热H V 甲＝35286.731×[(1－0.66) / (1－0.659)] 0.38＝35247.37 kJ/ kmol 对水，同理可得，T r2＝T2 / Tc＝0.523 T r1＝T1 / Tc＝0.576 蒸发潜热?H V 水＝40724.152×[(1－0.523)/(1－0.576)] 0.38＝42581.49 kJ/kmol 对全凝器做热量衡算(忽略热量损失) Q c＝(R＋1) D (I VD－I LD) 泡点回流，塔顶含甲醇量高，与露点接近，可得 I VD－I LD＝x D?H甲＋(1－x D)?H水 I VD－I LD＝0.965×35247.37＋(1－0.965)× 42581.49＝35504.07 kJ/kmol Q c＝(R＋1)D(I VD－I LD)＝4.03×9.786×35504.07＝1400194.48 kJ/h (2)冷却介质消耗量 常温下t＝35°C 时，C pc＝1 kcal (kg?°C)－1 且1 kcal/kmol＝4.1868 kJ/kmol 可得W c ＝Q c/ [C pc(t2－t1)]＝(1456723.6/4.1868) / [1×(45－35)] ＝34793.2 kg/h (3)加热器的热负荷及全塔热量衡算 表五甲醇，水不同温度下的比热容[单位：kcal/(kg?°C) ] 组分 tD ＝65.19 °C t F ＝86.7 °C 平均值 t W ＝99.93 °C t F ＝86.7 °C 平均值 甲醇0.725 0.78 0.753 0.84 0.78 0.81 水0.999 1.003 1.001 1.008 1.003 1.006 可得：甲醇C p1ave×(tD－t F)＝0.753×(65.19－86.7)＝－16.20 C p1ave’ ×(t W －t F)＝0.81×(99.93－86.7)＝－10.716 水C p2ave×(tD－t F)＝1.001×(65.19－86.7)＝－21.53 C p2ave’ ×(t W －t F)＝1.006×(99.93－86.7)＝13.31 ∫C p(D~F) dt ＝[C p1ave x D’＋C p2ave(1－x D’)] × (65.19－86.7) ＝[0.753×0.98＋1.001×0.02]×(－21.51)＝－16.32 ∫C p(W~F) dt ＝[C p1ave’x W’＋C p2ave’(1－x W’)]×(99.93－86.7) ＝[0.82×0.0004＋1.006×0.9996]×13.23＝13.31 且已知D＝9.786 kmol/h W＝75.447 kmol/h D’＝308.36 kg/h W’＝1358.3 kg/h Q D＝D’∫C p(D~F)dt ＝308.36×(－16.32)＝－5032.43 kcal/h＝－1201.98 kJ/h Q W＝W’ ∫C p(W~F)dt＝1358.3×13.308＝18076.26 kcal/h＝4317.44 kJ/h 对全塔进行热量衡算Q F＋Q S＝Q D＋Q W＋Q C 以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算： Q S＝Q D＋Q W＋Q C－Q F ＝－1201.98＋4317.44＋1456723.6－0＝1459838.1 kJ/h ＝ 1.46×106 kJ/h 塔釜热损失为10％，Q S’＝Q S / 0.9 = 1.622×106 kJ/h 其中Q S——加热器理想热负荷 Q S’——加热器实际热负荷 Q D ——塔顶熘出液带出热量 Q W ——塔底带出热量 (5)加热蒸汽消耗量 当T＝406.45K ，p=300kPa ，?H r 水蒸气 ＝2168.1 kJ/kg W h＝Q S’/ ?H r水蒸气= 1.622×106 / 2168.1 = 748.12 kg/h 表六热量衡算数据结果列表 符 号 Q C W C Q F Q D Q W Q S’W h 数值1456723.6 kg/h 34793.2 kg/h －1174.95 kJ/h 4317.44 kJ/h 1.622×106 kJ/h 748.12 kg/h 五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 1、塔顶条件下的流量及物性参数 x D’＝98% ，x D＝0.965 ，M LD＝M VD＝31.51 kg/kmol ， D＝9.786 kmol/h ，D’＝308.36 kg/h，t D＝65.19°C (1)汽相密度： ρVD＝(M VD/22.4)×(T O/T)×(p/p o)＝(31.51/22.4)×[273.15/(273.15＋65.655)] ＝1.134 kg/m3 (2) 液相密度： t D＝65.19°C ，查常用溶剂相对密度表可得：ρ甲醇＝735 kg/m3 表七不同温度下水的密度 温度t/°C 密度ρ/ (kg/m3) 60 983.2 tD＝65.19°C ρ水 70 977.78 内插法求解(977.78－983.2) / (977.78－ρ )＝(70－60) / (70－65.19) 水 ＝980.135 kg/m3 可得ρ 水 1/ρLD＝x D’/ρ甲醇＋(1－x D’)/ ρ水，ρLD＝740.74 kg/m3 (3)液相粘度： tD＝65.19°C ，查有机化合物液体粘度表可得，μ甲醇＝0.33 mPa?s 表八不同温度下水的粘度 温度t/°C 粘度μ/(mPa?s) 60 0.47 tD＝65.19°C μ水 70 0.414 内插法求解 (0.414－0.47)/(0.414－μ水)＝(70－60)/(70－65.19) 可得μ水＝0.43 mPa ?s O H O H CH L x x 23lg )1(lg lg μμμ-+=， μLD ＝0.334 mPa?s (4)液体表面张力： tD ＝65.19°C ，查醇类水溶液表面张力图可得，σ甲醇＝26.5mN/m 表九 不同温度下水的表面张力 温度/°C 表面张力σ/(mN/m) 60 67.5 tD ＝65.19 σ水 70 65.6 内插法求解 (65.6－67.5)/(σ水－67.5)＝(70－60)/(65.19－60) 可得σ水＝65.14 mN/m σLD ＝σ甲醇× x D ＋σ水×(1－ x D )＝26.5×0.965＋65.14×0.035＝27.853 mN/m 表十 精熘塔顶部数据结果列表 符号 M LD M VD ρVD ρLD μLD σLD 数值 31.51 kg/kmol 31.51 kg/kmol 1.134 kg/m 3 746.27 kg/m 3 0.334 mPa?s 27.853 mN/m 2、塔底条件下的流量及物性参数： x w ’ ＝ 0.04% ，x W ＝0.0225% ，M VW ＝M LW ＝18.00315 kg/kmol ， W’＝ 1358.05 kg/h ，t W ＝99.93°C (1)汽相密度： ρVW ＝(M VW /22.4)×(T O /T)×(p/p o )＝(18.00/22.4)×[273.15/(273.15＋99.93)] ＝0.588 kg/m 3 (2)液相密度：t W ＝99.93°C ，近似可以看成是100°C ρLD＝958.4 kg/m3 (3)液相粘度： t W＝99.93°C ，查饱和水的物性参数表可得，μ水＝0.288 mPa?s μLW≈μ水＝0.288 mPa?s (4)液体表面张力： t LW＝99.93°C ，查饱和水的物性参数表可得，σ水＝60.0mN/m σLD＝σ甲醇× x D＋σ水×(1－x D) ≈σ水＝60.0mN/m 表十一精熘塔底部数据结果列表 符号M LW M VWρVWρLWμLWσLW 数值 18.00 kg/kmol 18.00 kg/kmol 0.588 kg/m3 958.4 kg/m3 0.288 mPa?s 60.0 mN/m 3 、进料条件下的流量及物性参数： x F’＝18.2% ，x F ＝11.1% ，M LF ＝19.554 kg/kmol ， F＝85.234 kmol/h ，F’＝1666.67 kJ/h ，t F＝86.7°C (1)汽相平均相对分子量： 根据甲醇－水汽液相平衡方程，x F ＝11.1%，可得y F ＝0.4502 M VF ＝0.4502 ×32＋0.5498 ×18 ＝24.303 kg/kmol (2)汽相密度： ρVF＝(M VF/22.4)×(T O/T)×(p/p o)＝(24.303/22.4)×[273.15/(273.15＋86.7)] ＝0.824 kg/m3 (3)液相密度： t F＝86.7°C，查常用溶剂相对密度表可得：ρ甲醇＝715.64 kg/m3 同以上塔顶温度下水的密度求解，利用内插法可得：ρ 水 ＝967.45 kg/m3 1/ρLF＝x F’/ρ甲醇＋(1－x F’)/ ρ水，可得ρLF＝909.1 kg/m3 (4)液相粘度： t F＝86.7°C ，查有机化合物液体粘度表可得，μ甲醇＝0.27 mPa?s 北 京 化 工 大 学 实 验 报 告 课程名称： 化工原理实验 实验日期： 2011.04.24 班 级： 化工0801 姓 名： 王晓 同 组 人：丁大鹏,王平,王海玮 装置型号： 精馏实验 一、摘要 精馏是实现液相混合物液液分离的重要方法，而精馏塔是化工生产中进行分离过程的主要单元，板式精馏塔为其主要形式。本实验用工程模拟的方法模拟精馏塔在全回流的状态下及部分回流状态下的操作情况，从而计算单板效率和总板效率，并分析影响单板效率的主要因素，最终得以提高塔板效率。 关键词：精馏、板式塔、理论板数、总板效率、单板效率 二、实验目的 1、熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法。 2、了解板式塔的结构，观察塔板上气-液接触状况。 3、测测定全回流时的全塔效率及单板效率。 4、测定部分回流时的全塔效率。 5、测定全塔的浓度或温度分布。 6、测定塔釜再沸器的沸腾给热系数。 三、实验原理 在板式精馏塔中，由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶逐板下降的回流液，在塔板上实现多次接触，进行传热和传质，使混合液达到一定程度的分离。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量和采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。 回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。若塔在最小回流比下操作，要完成分离任务，则需要有无穷多块塔板的精馏塔。当然，这不符合工业实际，所以最小回流比只是一个操作限度。若操作处于全回流时，既无任何产品采出，也无原料加入，塔顶的冷凝液全部返回塔中，这在生产中无实验意义。但是，由于此时所需理论板数最少，又易于达到稳定，故常在工业装置开停车、排除故障及科学研究时采用。 实际回流比常取用最小回流比的1.2-2.0倍。在精馏操作中，若回流系统出现故障，操作情况会急剧恶化，分离效果也将变坏。 板效率是体现塔板性能及操作状况的主要参数，有以下两种定义方法。 （1）总板效率E e N E N 式中 E —总板效率； N —理论板数（不包括塔釜）； Ne —实际板数。 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 填料吸收塔吸收操作及体积吸收系数的测定 课程名称：过程工程原理实验（乙） 指导老师： 成绩：__________________ 实验名称： 同组学生姓名： 一、实验目的和要求（必填）二、实验内容和原理（必填） 三、主要仪器设备（必填）四、操作方法和实验步骤 五、实验数据记录和处理六、实验结果与分析（必填） 七、讨论、心得 一、实验目的 1.了解填料吸收塔的构造并熟悉吸收塔的操作。 2.观察填料吸收塔的液泛显现，测定泛点空塔气速。 3.测定填料层压降ΔP与空塔气速u的关系曲线。 4.测定含氨空气—水系统的体积吸收系数K Yα。 二、实验装置 1.本实验装置的流程示意图见图5-1。主体设备是内径70毫米的吸收塔，塔内装10×9×1陶瓷拉西环填料。 2.物系是（水—空气—氨气）。惰性气体空气由漩涡气泵提供，氨气由液氨钢瓶供应，吸收剂水采用自来水，它们分别通过转子流量计测量。水葱塔顶喷淋至填料层与自下而上的含氨空气进行吸收过程，溶液由塔底经液封管流出塔外，塔底有液相取样口，经吸收后的尾气由塔顶排至室外，自塔顶引出适量尾气，用化学分析法对其进行组成分析。 1—填料吸收塔2—旋涡气泵3—空气转子流量计4—液氨钢瓶5—氨气压力表6—氨气减压阀7—氨气稳压罐8—氨气转子流量计9—水转子流量计10—洗气瓶11—湿式流量计12—三通旋塞13、14、15、16—U型差压计17、18、19—温度计 20—液位计 图5-1 填料塔吸收操作及体积吸收系数测定实验装置流程示意图 三、基本原理 （一）填料层压力降ΔP 与空塔气速u 的关系 气体通过干填料层时（喷淋密度L =0），其压力降ΔP 与空塔气速u 如图6中直线A 所示，此直线斜率约为1.8，与气体以湍流方式通过管道时ΔP 与u 的关系相仿。如图6可知，当气速在L 点以下时，在一定喷淋密度下，由于持液量增加而使空隙率减小，使得填料层的压降随之增加，又由于此时气体对液膜的流动无明显影响，在一定喷淋密度下，持液量不随气速变化，故其ΔP ~u 关系与干填料相仿。 在一定喷淋密度下，气速增大至一定程度时，随气速增大，液膜增厚，即出现“拦液状态”（如图6中L 点以上），此时气体通过填料层的流动阻力剧增；若气速继续加大，喷淋液的下流严重受阻，使极具的液体从填料表面扩展到整个填料层空间，谓之“液泛状态”（如图6中F 点），此时气体的流动阻力急剧增加。图6中F 点即为泛点，与之相对应的气速称为泛点气速。 原料塔在液泛状态下操作，气液接触面积可达最大，其传质效率最高。但操作最不稳定，通常实际操作气速取泛点气速的60%~80%。 塔内气体的流速以其体积流量与塔截面积之比来表示，称之为空塔气速u 。 Ω = ' V u （1） 式中： u ——空塔气速，m/s V’——塔内气体体积流量，m 3/s Ω——塔截面积，m 2。 实验中气体流量由转子流量计测量。但由于实验测量条件与转子流量计标定条件不一定 相同，故转子流量计的读数值必须进行校正，校正方法详见附录四。 填料层压降ΔP 直接可由U 型压差计读取，再根据式（1）求得空塔气速u ，便可得到 一系列ΔP ~u 值，标绘在双对数坐标纸上，即可得到ΔP ~u 关系曲线。 （二）体积吸收系数K Y α的测定 1.相平衡常数m 对相平衡关系遵循亨利定律的物系（一般指低浓度气体），气液平衡关系式为： mx y =* （2） 相平衡常数m 与系统总压P 和亨利系数E 的关系如下： 甲醇—水分离过程填料精馏塔设计 1.设计方案的确定 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。甲醇常压下的沸点为64.7℃，故可采用常压操作。用30℃的循环水进行冷凝。塔顶上升蒸汽用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储槽。因所分离物系的重组分为水，故选用直接蒸汽加热方式，釜残液直接排放。甲醇-水物系分离难易程度适中，气液负荷适中，设计中选用金属环矩鞍DN50填料。 2.精馏塔的物料衡算 2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量： M 甲 =32.04kg/kmol 水的摩尔质量: M 水 =18.02kg/kmol X F =(0.46/32.04)/[0.46/32.04+0.54/18.02]=0.324 X D =(0.997/32.04)/[0.997/32.04+0.003/18.02]=0.995 X W =(0.005/32.04)/(0.005/32.04+0.995/18.02)=0.0028 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+(1-0.324)*18.02=22.56kg /kmol M D =0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kg/kmol M W =0.0028*32.04+(1-0.0028)*18.02=18.06kg/kmol 2.3物料衡算 原料处理：q n,F =3000/22.56=132.98 kmol/h 总物料衡算: 30.728=q n,D +q n,W 甲醇物料衡算: 132.98*0.324=0.995 q n,D +0.0028q n,W 解得: q n,D =43.05kmol/h q n,W =89.93kmol/h 3塔板数的确定 3.1甲醇-水属理想物系,故可用图解法求理论板层数. 3.1.1由以知的甲醇-水物系的气液平衡数据,绘出x-y图. 化工原理精馏习题课文件管理序列号：[K8UY-K9IO69-O6M243-OL889-F88688] 第一章 蒸馏 1、熟悉气液平衡方程、精馏段操作线方程、提馏段操作线方程和q 线方 程的表达形式并能进行计算； 2、能根据物料进料状况列出q 线方程并用于计算，从而根据q 线方程、 进料组成还有气液平衡方程计算出点（x q ，y q ），再进一步计算出最小 回流比R min ；例如饱和液相进料（泡点进料）时，q 线方程式x=x F ，即 x q =x F ；而饱和蒸汽进料时，q 线方程式y=x F ，即y q =x F 。 3、掌握通过质量分数换算成摩尔分数以及摩尔流量的方法，要特别注意 摩尔流量计算时应该用每一个组分的流量乘以它们的摩尔分数而不是质量分数。 习题1：书上P71页课后习题第5题； 分析：本题的考察重点是质量分数与摩尔分数之间的转换，这个转换大家一定要注意，很多同学在此常会出错。在此我们采用直接将原料组成和原料流量都转换成摩尔量来进行计算，首先还是先列出所有题目给出的已知量，为了便于区分，建议大家以后再表示质量分数的时候可以使用w 来表示，而表示摩尔分数时使用x 来表示： ① 根据题目已知：w F =0.3，F=4000kg/h ，w w =0.05，另外还可以知道二硫 化碳的分子量Mcs 2=76，四氯化碳的分子量Mccl 4=154 根据这些条件可以先将进料和塔底组成转换成摩尔组成 ② =+F x =二硫化碳摩尔量二硫化碳质量分数二硫化碳分子量总摩尔量二硫化碳质量分数二硫化碳分子量四氯化碳质量分数四氯化碳分子量 0376=0.4650376+1-03154 F x =..（.） ③ 同理可以求出塔底组成 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。 皖西学院化学与生命科学系 化工原理课程设计说明书 题目：设计一台填料塔用于吸收小合成氨厂精炼在生气中的氨专业：应用化工技术 班级：0702班 学生姓名：章文杰 学号： 指导教师：徐国梅 设计成绩： 完成日期： 2009年6月19日 目录 一、文献综述 (4) （一）、引言 (4) （二）、填料塔技术 (5) （三）、填料塔的流体力学性能 (8) （四）、填料的选择 (9) （五）、填料塔的内件 (10) （六）、工艺流程的现状和发展趋势 (11) 二、设计方案简介 (12) 三、工艺计算 (13) （一）、基础物性数据 (13) 1、液相物性的数据 (13) 2、气相物性数据 (13) 3、气液相平衡数据 (13) 4、物料衡算 (14) （二）、填料塔的工艺尺寸的计算 (15) 1、塔径的计算 (15) 2、填料层高度计算 (16) 3、填料层压降计算 (18) 4、液体分布器简要设计 (20) 四、辅助设备的计算及选型 (21) 五、设计一览表 (24) 六、心得体会 (26) 七、参考文献………………………………………………………… 八、主要符号说明…………………………………………………… 九、附图（带控制点的工艺流程简图、主体设备设计条件图） 文献综述 关键词：填料塔；聚丙烯；吸收 摘要: 填料塔洗涤吸收净化工艺不单应用在化工领域 ,在低浓度工业废气净化方面也能很好地发挥作用。工程实践表明 ,合理的系统工艺和塔体设计 ,是保证净化效果的前提。本文简述聚丙烯阶梯填料应用于水吸收氨过程的工艺设计以及工程问题。 （一）引言 填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，它是化工类企业中最常用的气液传质设备之一。而塔填料塔内件及工艺流程又是填料塔技术发展的关键。从塔填料、塔内件以及工艺流程,特别是塔填料三方面对填料塔技术的现状与发展趋势作了介绍,说明了塔填料及塔内件在填料塔技术中的重要性。与板式塔相比，新型的填料塔性能具有如下特点：（1）生产能力大；（2）分离效率高；（3）压降小；（4）操作弹性大；（5）持液量小。 聚丙烯材质填料作为塔填料的重要一类，在化工上应用较为广泛，与其他材质的填料相比，聚丙烯填料具有质轻、价廉、耐蚀、不易破碎及加工方便等优点，但其明显的缺点是表面润湿性能差。研究表明，聚丙烯填料的有效润湿面积仅为同类规格陶瓷填料的 40 % ，由于聚丙烯填料表面润湿性能差，故传质效率较低，使应用受到一定的限制.为此，对聚丙烯填料表面进行处理，以提高其润湿及传质性能的研究日益受到人们的重视. 近年来，国内外一些学者做了该方面的研究工作，研究结果表明，聚丙烯填料经表面处理后，润湿及传质性能得到了较大的提高。 聚丙烯阶梯环填料为外径是高度的两倍的圆环 ,在侧壁上开出两排长方形的窗孔 , 并在一端增加了一个锥形翻边，被切开的环壁的一侧仍与壁面相连 ,另一侧向环内弯曲 ,形成内伸的舌叶 ,各舌叶的侧边在环中心相搭。鲍尔环由于环壁开孔 ,大大提高了环内空间及环内表面的利用率 ,气流阻力小 ,液体分布均匀。阶梯环与鲍尔环相比 ,其高度减少了一半 ,并在一端增加了一个锥形翻边。（二）填料塔技术 填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。 当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等 北京化工大学 实验报告 精馏实验 一、摘要 精馏是实现液相混合物液液分离的重要方法，而精馏塔是化工生产中进行分离过程的主要单元，板式精馏塔为其主要形式。本实验用工程模拟的方法模拟精馏塔在全回流的状态下及部分回流状态下的操作情况，从而计算单板效率和总板效率，并分析影响单板效率的主要因素，最终得以提高塔板效率。 关键词：精馏、板式塔、理论板数、总板效率、单板效率 二、实验目的 1、熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法。 2、了解板式塔的结构，观察塔板上气- 液接触状况。 3、测测定全回流时的全塔效率及单板效率。 4、测定部分回流时的全塔效率。 5、测定全塔的浓度或温度分布。 6、测定塔釜再沸器的沸腾给热系数。 三、实验原理 在板式精馏塔中，由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶逐板下降的回流液，在塔 板上实现多次接触，进行传热和传质，使混合液达到一定程度的分离。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量和采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。 回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。若塔在最小回流比下操作，要完成分离任务，则 需要有无穷多块塔板的精馏塔。当然，这不符合工业实际，所以最小回流比只是 一个操作限度。若操作处于全回流时，既无任何产品采出，也无原料加入，塔顶的冷凝液全部返回塔中，这在生产中无实验意义。但是，由于此时所需理论板数最少，又易于达到稳定，故常在工业装置开停车、排除故障及科学研究时采用。 实际回流比常取用最小回流比的倍。在精馏操作中，若回流系统出现故障，操作情况会急剧恶化，分离效果也将变坏。 板效率是体现塔板性能及操作状况的主要参数，有以下两种定义方法。 （1）总板效率E N e 式中E —总板效率；N—理论板数（不包括塔釜）；Ne —实际板数。 2）单板效率E ml E x n 1 x n E ml * x n 1 x n* 式中E ml—以液相浓度表示的单板效率； x n，x n-1—第n 块板的和第（n-1 ）块板得液相浓度； x n*—与第n 块板气相浓度相平衡的液相浓度。 总板效率与单板效率的数值通常由实验测定。单板效率是评价塔板性能优劣的重要数据。物系性质、板型及操作负荷是影响单板效率的重要因素。当物系与板型确定后，可通过改变气液负荷达到最高的板效率；对于不同的板型，可以在保持相同的物系及操作条件下，测定其单板效率，已评价其性能的优劣。总板效率反映全塔各塔板的平均分离效果，常用于板式塔设计中。 若改变塔釜再沸器中电加热器的电压，塔板上升蒸汽量将会改变，同时，塔釜再沸器电加热器表面的温度将发生变化，其沸腾给热系数也将发生变化，从而可以得到沸腾给热系数也加热量的关系。由牛顿冷却定律，可知 Q A t m 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 填料精馏塔设计任务书 一、设计题目：填料塔设计 二、设计任务：苯-甲苯精馏塔设计 三、设计条件： 1、年处理含苯41%（质量分数，下同）的苯-甲苯混合液3万吨； 2、产品苯含量不低于96%； 3、残液中苯含量不高于1%； 4、操作条件： 填料塔的塔顶压力：4kPa（表压） 进料状态：自选 回流比：自选 加热蒸汽压力：101.33kPa（表压） 5、设备型式：规整填料塔 6、设备工作日：300天/年，24h连续运行 四、设计内容和要求 序号设计内容要求 1 工艺计算物料衡算、热量衡算、理论塔板数等 2 结构设计塔高、塔径、分布器、接口管的尺寸等 3 流体力学验算塔板负荷性能图 4 冷凝器的传热面积和冷却介质的 用量计算 5 再沸器的传热面积和加热介质的 用量计算 6 计算机辅助计算将数据输入计算机，绘制负荷性能图 7 编写设计说明书目录、设计任务书、设计计算及结果、流程图、参考资料等 目录 第1章流程的确定和说明 (3) 1.1加料方式 (3) 1.2进料状态 (3) 1.3冷凝方式 (3) 1.4回流方式 (3) 1.5加热方式 (3) 1.6加热器 (4) 第2章精馏塔设计计算 (5) 2.1操作条件和基础数据 (5) 2.1.1操作压力 (5) 2.1.2基础数据 (5) 2.2精馏塔工艺计算 (7) 2.2.1物料衡算 (7) 2.2.2热量衡算 (9) 2.2.3理论塔板数计算 (11) 2.3精馏塔的主要尺寸 (12) 2.3.1精馏塔设计的主要依据 (12) 2.3.2塔径设计计算 (15) 2.3.3填料层高度的计算 (16) 第3章附属设备及主要附件的选型计算 (17) 3.1冷凝器 (17) 3.1.1计算冷却水流量 (18) 3.1.2冷凝器的计算与选型 (18) 3.2再沸器 (18) 3.2.1间接加热蒸汽 (18) 3.2.2再沸器加热面积 (18) 3.3塔内其他结构 (19) 3.3.1接管的计算与选择 (19) 3.3.2液体分布器 (20) 3.3.3除沫器 (21) 3.3.4液体再分布器 (22) 3.3.5填料支撑板的选择 (22) 3.3.6塔底设计 (23) 3.3.7塔的顶部空间高度 (23) 第4章结束语 (24) 参考文献 (25) 化工原理课程设计计算说明书 题目：甲醇—水精馏塔设计 学院名称：化学工程学院 专业：化学工程与工艺 班级: 11-1 姓名：赵讯 学号：11402010116 指导教师：张亚静 2014年1月10日 目录 第一章设计任务书 (1) 第二章设计原则 (2) 第三章设计步骤 (3) 第四章精馏塔的工艺计算 (4) 第五章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9) 第六章塔板主要工艺尺寸的计算 (11) 第七章筛板的流体力学验算 (15) 第八章塔板负荷性能图 (18) 第九章辅助设备的计算和选型 (21) 设计评述 (27) 参考文献 (27) 第一章设计任务书 1.1 设计题目 设计题目：甲醇—水分离过程板式精馏塔的设计 设计要求：年产纯度为99%(质量分数，下同）的甲醇，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.05%，原料液中含甲醇22%。 生产能力11100L/h 1.2操作条件 1) 操作压力常压 2) 进料热状态饱和进料 3) 回流比自选 4) 塔底加热蒸气压力0.3Mpa（表压） 1.3塔板类型 筛孔塔 1.4 工作日 每年工作日为330天，每天24小时连续运行。 1.5 设计说明书的内容 (1) 流程和工艺条件的确定和说明 (2) 操作条件和基础数据 (3) 精馏塔的物料衡算； (4) 塔板数的确定； (5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板主要工艺尺寸的计算； (8) 塔板的流体力学验算； (9) 塔板负荷性能图； (10)主要工艺接管尺寸的计算和选取 (11) 塔板主要结构参数表 (12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论 北 京 化 工 大 学 化 工 原 理 实 验 告 ： ： ： ： ： ： 实验名称 班级 姓名 学 号 同组成员 实验日期 精馏实验 2015.5.13 实验 日 期 精馏实验 一、实验目的 1、熟悉填料塔的构造与操作； 2、熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法； 3、了解板式精馏塔的结构，观察塔板上汽液接触状况； 4、掌握液相体积总传质系数K a的测定方法并分析影响因素 x 5、测定全回流时的全塔效率及单板效率； 6、测量部分回流时的全塔效率和单板效率 二、实验原理 在板式精馏塔中，混合液的蒸汽逐板上升，回流液逐板下降，气液两相在塔板上接触，实现传质、传热过程而达到分离的目的。如果在每层塔板上，上升的蒸汽与下降的液体处于平衡状态，则该塔板称之为理论塔板。然而在实际操做过程中由于接触时间有限，气液两相不可能达到平衡，即实际塔板的分离效果达不到一块理论塔板的作用。因此，完成一定的分离任务，精馏塔所需的实际塔板数总是比理论塔板数多。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量与采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。 回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。若塔在最小回流比下操作，要完成分离任务，则需要有无穷多块板的精馏塔。这在工业上是不可行的，所以最小回流比只是一个操作限度。若在全回流下操作，既无任何产品采出，也无原料加入，塔顶的冷凝液全部返回塔中，这在生产中无实验意义。实际回流比常取最小回流比的1.2~2.0倍。 本实验处于全回流情况下，既无任何产品采出，又无原料加入，此时所需理论板最少，又易于达到稳定，可以很好的分析精馏塔的性能。影响塔板效率的因素很多，大致可归结为：流体的物理性质（如粘度、密度、相对挥发度和表面张力等）、塔板结构以及塔的操作 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 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) 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 化工原理课程设计 题目: 填料吸收塔的设计 教学院: 化学与材料工程学院 专业: 应用化工技术级(1)班 学号: 15 40 20 22 学生姓名: 罗全海刘勇万丽蓉张硕 指导教师: 胡燕辉屈媛 年 6 月14 日 目录 1 绪论 .............................................................................. 错误!未定义书签。 1.1吸收技术概况 ...................................................... 错误!未定义书签。 1.2吸收过程对设备的要求及设备的发展概况...... 错误!未定义书签。 1.3吸收的应用概况 .................................................. 错误!未定义书签。 1.4设计方案介绍 ...................................................... 错误!未定义书签。 1.5填料选择 .............................................................. 错误!未定义书签。 1.5.1填料塔选择原则 ......................................... 错误!未定义书签。 1.5.2填料种类 ..................................................... 错误!未定义书签。 1.6填料尺寸的的选择: ........................................... 错误!未定义书签。 1.7填料材质的选择: ............................................... 错误!未定义书签。 2 吸收塔的工艺计算 ...................................................... 错误!未定义书签。 2.1 基础物性数据处理 ............................................. 错误!未定义书签。 2.1.1 液相物性数据 ............................................ 错误!未定义书签。 2.1.2气相物性数据 ............................................. 错误!未定义书签。 2.1.3气液平衡数据 ............................................. 错误!未定义书签。 2.1.4物料衡算 ..................................................... 错误!未定义书签。 2.1.5 液气比的计算 ............................................ 错误!未定义书签。 2.1.6吸收剂的用量 ............................................. 错误!未定义书签。 2.2 塔径的计算及校核 ............................................. 错误!未定义书签。 2.2.1物性数据: ................................................... 错误!未定义书签。 2.2.2 泛点气速、塔径的计算........................... 错误!未定义书签。 2.2.3 数据校核..................................................... 错误!未定义书签。 化工原理课程设计 起止时间2010年12月27日～2011年1月7日题目甲醇-水分离过程填料精馏塔设计学院名称核资源与核燃料工程学院 学生姓名林江平 班级核化082 指导教师肖志海 职称副教授 院长谭凯旋 2010年12月27日 甲醇—水分离过程填料精馏塔设计 目录 一，设计任务 (3) 二，中英文摘要 (4) 三，前言 (5) 四，设计方案的确定 (6) 五，设计计算 (8) 1,精馏塔的物料衡算 (8) 2,塔板数的确定 (8) 3,精馏塔的工艺条件及物性数据的计算 (10) 4,精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (11) 5,填料层压降计 (13) 6，设计一览表 (13) 六，设计过程心得 (14) 七，参考文献 (16) 一设计任务书 1．处理量：8000 （吨/年） 2. 料液浓度：45％（wt%） 3．产品浓度：98％（wt%） 4．易挥发组分回收率：99.5％ 5．每年实际生产时间：7200小时/年 6．操作条件 1）塔顶压力： 4KPa（表压） 2）进料热状况：饱和液体进料 3）回流比： 4 4）塔底加热蒸汽压力： 0.3MPa（表压） 7. 填料类型：金属阶梯环填料 8．设计内容 a）精馏塔的物料衡算； b）塔板数的确定； c）精馏的工艺条件及有关物性数据的计算； d）精馏塔的塔体工艺尺寸计算； e）填料层压降计算； f）绘制生产工艺流程图； g）绘制精馏塔设计条件图； h）对设计过程的评述和有关问题的讨论。 甲醇－水溶液汽液相平衡数据（摩尔） 0.20.40.60.811.20 0.5 1 1.5 甲醇—水分离过程填料精馏塔设计 林江平 （南华大学核资源与核燃料工程学院，衡阳，421001） 摘要：本设计对甲醇—水分离过程填料精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程进行了选择和确定。2、对生产的主要设备—填料塔进行了工艺计算设计,其中包括：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填料层压降的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足生产工艺的需要，有一定应用 化工原理实验报告 一、实验目的 1. 熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法； 2. 了解板式塔的结构，观察塔板上气-液接触状况； 3. 测定全回流时的全塔效率及单板效率。 4. 测定全塔的浓度分布。 二、摘要 在板式精馏塔中，由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶主板下降的回流液，在塔板上实现多次接触，进行传热与传质，使混合液达到一定程度的分离。对于双组分混合液的蒸馏，若已知汽液平衡数据，测得塔顶流出液组成D X 、釜残液组成W X ，液料组成F X 及回流比R 和进料状态，就可用图解法在y x 图上，或用其他方法求出理论塔板数T N 。塔的全塔效率T E 为理论塔板数与实际塔板数N 之比。精馏塔的单板效率M E 可以根据液相通过测定塔板的浓度变化进行计算。本实验在板式精馏塔全回流的情况下，通过测定乙醇丙醇体系混合液在精馏塔中的传质的一些参数，计算精馏塔的总板效率和某几块板的单板效率（液相单板效率），分析该塔的传质性能和操作情况。 三、实验原理 在板式精馏塔中，混合液的蒸汽逐板上升，回流液逐板下降，气液两相在塔板上接触，实现传质、传热过程而达到分离的目的。如果在每层塔板上，上升的蒸汽与下降的液体处于平衡状态，则该塔板称之为理论塔板。然而在实际操做过程中由于接触时间有限，气液两相不可能达到平衡，即实际塔板的分离效果达不到一块理论塔板的作用。因此，完成一定的分离任务，精馏塔所需的实际塔板数总是比理论塔板数多。 回流是精馏操作得以实现的基础。塔顶的回流量与采出量之比，称为回流比。回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。本实验处于全回流情况下，既无任何产品采出，又无原料加入，此时所需理论板最少，又易于达到稳定，可以很好的分析精馏塔的性能。影响塔板效率的因素很多，大致可归结为：流体的化工原理精馏实验报告
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