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 对设计自我评价一、摘要摘要：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要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对甲醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。

首先根据设计任务，确定操作条件。

比如：操作压力的确定、进料状态等的确定。

然后设计工艺流程草图。

根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。

最后计算塔的工艺尺寸、浮阀的流体力学演算、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。

关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。

一、精馏操作对塔设备的要求和类型㈠对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。

但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：⑴气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。

对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

⑹塔内的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。

不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。

㈡板式塔类型气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。

精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。

目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

⑵操作弹性较小(约2～3)。

⑶小孔筛板容易堵塞。

二、精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：⑴设计方案确定和说明。

根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。

⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。

⑶塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。

接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。

⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。

⑸抄写说明书。

⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

二、精馏塔工艺设计计算1、设计方案的确定及概述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。

精馏是指由不同挥发度的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。

塔顶蒸汽冷凝回流和塔釜溶液再汽化是精馏高成婚度分离的充分必要条件。

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。

塔顶上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故采用最小回流比的2倍。

塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2、精馏塔物料衡算原料液及塔顶、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用公式x=BB A A AA M a M a M a ///+求出：x F =30/32/(30/32+70/18)=% x D =98/32/(92/32+2/18)=% x F 为原料液的摩尔分率， x D 为塔顶产品的摩尔分率 原料液及塔顶的平均摩尔质量M F =×32 +×18 =kmol M D =×32+×18=kmol 物料衡算原料处理量 F=26.212433010150003⨯⨯⨯=h总物料衡算 F=D+W甲醇的物料衡算Fx F =Dx D +Wx wFDFx Dx =η⨯100%= 联立求解 h kmol x Fx D D F /61.19965.0999.02072.041.91=⨯⨯==η h kmol D F W /80.7161.1941.91=-=-= 0023.08.71965.061.192072.041.91=⨯-⨯=-=WDx Fx x df w51.31)965.01(18965.032=-⨯+⨯=d M故塔釜的摩尔分率 M W =×32+×18=kmol 3、塔板数的确定 理论板层数N T 的求取甲醇—水属理想物系，可采用图解法求理论板数由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，（1）求最小回流比及操作回流比。

采用图解法求最小回流比。

在图中对角线上e,作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为q （,）故最小回流比04.11942.0572.0572.0965.0min =--=--=qq q d x y y x R则操作回流比可取56.104.15.15.1min =⨯==R R 图中精馏段操作线方程截距377.0156.1965.01=+=+=R x b d （2）精馏塔的气液相负荷h kmol RD L /59.3061.1956.1=⨯==h kmol D R V /20.5061.19)156.1()1(=⨯+=+= h kmol F L L /0.12241.9159.20"=+=+=h kmol V V /20.50"==（3）操作线方程精馏段3770.06094.0+=+=x x VDx V L y d提留段003290.04303.2"""-=-=x x VWx V L y w（4）图解法求理论塔板数如附图一，求解结果为 总理论板层数 N T =12 进料板位置 N F =7 2、实际板层数的求取 （1）全塔效率的计算用奥康奈尔法对全塔效率进行估算E T =(μL а)×100%由相平衡方程x x y )1(1-+=αα可得)1()1(y x x y --=α根据甲醇—水体系相平衡图查得954.0,9650.011===x x y d （第一块板） 01625.0,0023.0==w w y x （塔釜）代入方程得出0860.3,1650.7,329.111====w w ααααα甲醇-水平衡时的t 、x 、y 数据（摘于化工工艺设计手册）t-x 图查t-x 图得C t C t C t w f d ︒=︒==99.99,95.79,31.61 则精馏段平均温度C t m ︒=63.70提留段平均温度C t m ︒=97.89 全塔平均温度C t m ︒=30.80在全塔平均温度下查得s mPa O H •=3542.02μ，s mPa OH CH •=295.02μ 则全塔平均液体粘度s mPa L •=⨯+⨯=3364.03541.070.0295.030.0μ 全塔效率%55.48)(49.0245.0==-αμL T E （2）实际塔板数的计算精馏段实际板层数1542.14%55.487≈== N提留段实际板层数113.10%55.485≈==N 总塔板数N=294、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4、1操作温度的计算查t-x 图得C t C t C t w f d ︒=︒=︒=99.99,95.79,31.61则精馏段平均温度C t m ︒=63.70 提留段平均温度C t m ︒=95.89 全塔平均温度C t m ︒=30.80 4、2平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量999.01=y 查平衡曲线得999.01=xkmol kg M m VD /986.3118001.032999.0=⨯+⨯= kmol kg M m LV /986.3118)999.01(32999.0=⨯-+⨯=进料板平均摩尔质量 查6305.0,2348.0==F F y xkmol kg M m VF /83.2618)6305.01(326305.0=⨯-+⨯= kmol kg M m LF /29.2118)2348.01(322348.0=⨯-+⨯=塔釜平均摩尔质量查01625.0,0023.0==W W y xkmol kg M m VW /23.1818)01625.01(3201625.0=⨯-+⨯= kmol kg M m LW /03.1818)0023.01(320023.0=⨯-+⨯=精馏段平均摩尔质量kmol kg M m V /41.292830.26986.31=+=kmol kg M m L /64.262290.21986.31=+=提留段平均摩尔质量kmol kg M m V /53.22223.1883.26=+=kmol kg M m L /66.19203.1829.21=+=4、3平均密度的计算 （1）气相平均密度的计算由理想气体状态方程得RTMP=ρ 精馏段气体平均密度3/0432.1)63.7015.273(314.83.10141.29m kg m V =+⨯⨯=ρ提留段气体平均密度3/7560.0)97.8915.273(314.83.10153.22m kg mV =+⨯⨯=ρ（2）液相平均密度的计算iia ρρ∑=1塔顶：C t d ︒=31.61查得33/5.743,/0.98522m kg m kg OH CH O H ==ρρ3/2.7470.98502.05.74398.01m kg mLD =+=ρ进料板：C t f ︒=95.79查得33/5.728,/0.97222m kg m kg OH CH O H ==ρρ 4324.01870.03230.03230.02=⨯+⨯⨯=OH CH a3/81.8020.9726305.015.7286305.01m kg mLF =-+=ρ塔釜：C t w ︒=99.99查得3/5.9582m kg O H =ρ3/5.9582m kg O H LM m=≈ρρ则精馏段液相平均密度：3/01.775281.80220.774m kg m L =+=ρ提馏段液相平均密度：3/66.88025.95881.802m kg m L =+=ρ4、4液相平均表面张力计算（1）塔顶：由C t d ︒=31.61查得m mN m mN OH CH O H /42.17,/8.6522==σσm mN mLD /47.178.65001.042.17999.0=⨯+⨯=σ（2）进料板：C t f ︒=95.79查得m mN m mN OH CH O H /05.15,/68.6222==σσm mN m LF /50.5168.627652.005.152348.0=⨯+⨯=σ（3）塔釜：C t w ︒=99.99查得m mN m mN OH CH O H /81.12,/89.5822==σσm mN mLW /78.5889.58)0023.01(81.120023.0=⨯-+⨯=σ精馏段液相平均表面张力：m mN m L /49.34250.5147.17=+=σ提馏段液相平均表面张力：m mN mL /14.55278.5850.51=+=σ4、5液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即i i L x m μμlg lg ∑=（1）塔顶液相平均粘度的计算由C t d ︒=31.61查得s mPa s mPa OH CH O H •=•=341.0,4610.022μμs mPa LDm LDm •=⇒⨯+⨯=3411.04610.0lg 001.0341.0lg 999.0lg μμ（2）进料板液相平均粘度的计算C t f ︒=95.79查得s mPa s mPa OH CH O H •=•=276.0,3562.022μμs mPa LFm LFm •=⇒⨯-+⨯=3352.03562.0lg )238.01(296.0lg 238.0lg μμ（3）塔釜液相平均粘度C t w ︒=99.99查得s mPa s mPa OH CH O H •=•=229.0,2839.022μμs mPa LWm LWm •=⇒⨯+⨯=2838.02839.0lg 999.0229.0lg 001.0lg μμ精馏段液相平均粘度: s mPa Lm •=+=3382.023352.03411.0μ提馏段液相平均粘度:s mPa Lm •=+=3095.022838.03352.0μ5、精馏塔塔体工艺尺寸计算5、1、塔径的计算 （1）精馏段精馏段的气液相体积流率：s m VM V Vm Vm s /3800.00424.1360041.2820.5036003=⨯⨯==ρs m LM L Lm Lm s /0002921.001.775360064.2659.3036003=⨯⨯==ρ最大空塔气速VV L C u ρρρ-=max ,其中2.020)02.0(σC C =，20C 可由斯密斯关联图查得。