甲醇精馏课程设计

化工原理课程设计课程设计题目：年产10万吨废甲醇溶媒回收精馏塔的设计院系名称：化学与环境工程学院班级：学号：学生：社会实践时间：指导老师：二O一二年一月目录一、概述1.1 设计依据 (1)1.2技术来源 (1)1.3 设计任务及要求 (1)二、计算过程1. 塔型选择 (2)2. 操作条件的确定2.1 操作压力 (3)2.2 进料状态 (3)2.3 加热方式 (3)2.4 热能利用 (4)三、有关的工艺计算3.1 最小回流比及操作回流比的确定 (5)3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 (5)3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 (5)3.4 热能利用 (6)3.5 理论塔板层数的确定 (6)3.6 全塔效率的估算 (7)N (8)3.7 实际塔板数P四、精馏塔主题尺寸的计算4.1 精馏段与提馏段的体积流量 (9)4.1.1 精馏段 (9)4.1.2 提馏段 (10)4.2 塔径的计算 (11)4.3 塔高的计算 (12)五、塔板结构尺寸的确定5.1 塔板尺寸 (13)5.2 弓形降液管5.2.1 堰高 (14)5.2.2 降液管底隙高度h0 (14)5.2.3 进口堰高和受液盘 (14)5.3 浮阀数目及排列5.3.1 浮阀数目 (14)5.3.2 排列 (15)5.3.3 校核 (15)六、流体力学验算h (16)6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)ph (16)6.1.1 干板阻力ch (16)6.1.2 板上充气液层阻力16.1.3 由表面张力引起的阻力h (16)6.2 漏液验算 (16)6.3 液泛验算 (17)6.4 雾沫夹带验算 (17)七、操作性能负荷图7.1 雾沫夹带上限线 (18)7.2 液泛线 (18)7.3 液体负荷上限线 (18)7.4 漏液线 (18)7.5 液相负荷下限线 (19)7.6 操作性能负荷图 (19)八、各接管尺寸的确定8.1 进料管 (19)8.2 釜残液出料管 (20)8.3 回流液管 (20)8.4 塔顶上升蒸汽管 (20)8.5 水蒸汽进口管 (21)一、概述甲醇是一种透明、无色、易燃、有毒的液体，略带酒精味。

熔点－97.8度，沸点64.8度，闪点12.22度，自燃点47度，相对密度0.7915(20度/4度)，爆炸极限下限6%，上限36.5%，能与水、乙醇、乙醚、苯、丙酮和大多数有机溶剂相混溶。

它是重要有机化工原料和优质燃料。

主要用于制造甲醛、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。

甲醇亦可代替汽油作燃料使用。

甲醇是假酒的主要成分，过多食用会导致失明，甚至死亡！塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

1.1 设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。

1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。

1.3 设计任务及要求原料：甲醇~水溶液，年产量12000吨甲醇含量：42%(质量分数)，原料液温度：45℃设计要求：塔顶的甲醇含量不小于99.7%(质量分数)塔底的甲醇含量不大于0.5%(质量分数)表1 甲醇~水溶液体系的平衡数据二：计算过程 1. 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为6667/kg h ，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。

2. 操作条件的确定 2.1 操作压力由于甲醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压其中塔顶压力为33.010Pa ⨯ 塔底压力3[3.010(265~530)]N Pa ⨯+2.2 进料状态虽然进料方式有多种，但是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，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料2.3 加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇~水体系中，甲醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。

2.4 热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。

因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。

虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。

为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。

3. 有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。

甲醇的摩尔质量32/A M kg kmol =，水的摩尔质量18/B M kg kmol = 原料液的摩尔组成：33240/320.32840/3260/18CH OH f CH OH H On x n n ===++同理可求得：0.995,0.083D W x x == 原料液的平均摩尔质量：32(1)0.328320.6721822.54/f f CH OH f H O M x M x M kg kmol =+-=⨯+⨯=同理可求得： 31.93/,19.16/D W M kg kmol M kg kmol == 45℃下，原料液中2333971.1/,705/H O CH OH kg m kg m ρρ==由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2。

表2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称 原料液 馏出液 釜残液 /%f x 42 99.7 0.5 f x (摩尔分数) 0.289 0.995 0.083 摩尔质量/kg kmol22.046 31.93 19.16 沸点温度t /℃83.8378.6299.383.1 最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，0.328q f x x ==，过点(0.328,0.328)e 做直线0.328x =交平衡线于点d ，由点d 可读得0.68q y =，因此：m i n 0.9950.680.8950.680.328d q q qx y R y x --===-- 可取操作回流比min 2 1.79R R ==3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：3100001063.0/3002422.046F kmol h ⨯==⨯⨯由全塔的物料衡算方程可写出：0V F D W +=+ 00y =(蒸汽S) 13.51/D kmol h =00f D W V y Fx Dx Wx +=+ 87.183/W k m o l h = 'W L L qF RD qF ==+=+ 1q =(泡点) 037.67/V kmol h =3.3 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：(1)()C VD LD Q R D I I =+- 可以查得1266/,253.9/VD LD I kJ kg I kJ kg ==，所以6(1 1.05)65.8539.81(1266253.9) 5.30610/C Q kJ h =+⨯⨯-=⨯取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃则 平均温度下的比热 4.174/pc c kJ kg C =⋅º，于是冷凝水用量可求：621 5.30610127120/() 4.174(3525)C C pc Q W kg h c t t ⨯===-⨯-3.4 热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量f Q 可记为：21()f f pf f f Q W c t t =-其中83.834564.42fm t C +==º 在进出预热器的平均温度以及64.4fm t C =º的情况下可以查得比热4.275/pf c kJ kg C =⋅º，所以，364800010 4.275(83.8345) 1.10710/30024f Q kJ h ⨯=⨯⨯-=⨯⨯釜残液放出的热量12()w w pw w w Q W c t t =- 若将釜残液温度降至255w t C =º 那么平均温度99.385577.22wm t C +==º其比热为 4.191/pw c kJ kg C =⋅º，因此，6364.85 4.191(99.3855) 1.22810/w Q kJ h =⨯⨯-=⨯可知，w f Q Q >，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 3.5 理论塔板层数的确定精馏段操作线方程：10.640.35711D n n n x Ry x x R R +=+=+++提馏段操作线方程：1 1.9760.08113n m w m L qF Wy x x x L qF W L qF W++=-=-+-+-q 线方程：0.328x =在~y x 相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出12T N =块(含塔釜)其中，精馏段10块，提馏段2块。

3.6 全塔效率的估算用奥康奈尔法('O conenell )对全塔效率进行估算： 由相平衡方程式1(1)x y x αα=+-可得(1)(1)y x x y α-=-根据乙醇~水体系的相平衡数据可以查得： 10.995D y x == 10.98x = (塔顶第一块板) 0.68f y = 0.86f x = (加料板) 0.083w x = 0.38w y = (塔釜) 因此可以求得：10.246,0.346, 6.77f w ααα=== 全塔的相对平均挥发度：310.76m f w αααα=⋅⋅=全塔的平均温度：78.6283.8399.3887.3033D f Wm t t t t C ++++===º在温度m t 下查得230.327,0.38H O CH OH mPa s mPa s μμ=⋅=⋅ 因为L i Li x μμ=∑所以，0.1740.38(10.174)0.3270.336Lf mPa s μ=⨯+-⨯=⋅ 全塔液体的平均粘度：()/3(0.3270.380.327)/30.344Lm Lf LD LW mPa s μμμμ=++=++=⋅ 全塔效率0.2450.24510.49()0.4949.1%(0.760.344)T L E αμ-==⨯≈⨯ 3.7 实际塔板数P N/12/0.4527P T T N N E ===块(含塔釜)其中，精馏段的塔板数为：10/0.49123=块 4. 精馏塔主题尺寸的计算 4.1 精馏段与提馏段的体积流量 4.1.1 精馏段整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量： 122.331.9327.115/22f M M M kg kmol ++=== 液相平均温度：83.8378.6281.222f Dm t t t C ++===º表3 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)质量分数'0.35f x =1''0.9D y x == '0.732f y =1'0.885x = 摩尔分数0.174f x =10.779D y x ==f 1摩尔质量//kg kmol22.3Lf M =38.7Lf M =32.45Vf M =39.81Vl M =温度/℃83.8378.62在平均温度下查得23233971.1/,735/H O CH CH OH kg m kg m ρρ== 液相平均密度为：322''11LmLmLmCH CH OHH Ox x ρρρ-=+其中，平均质量分数'0.350.8850.6032Lm x +== 所以，3814/Lm kg m ρ=精馏段的液相负荷65.85/L RD kmol h == 365.85302.43/814n LmLML m h ρ⨯===同理可计算出精馏段的汽相负荷。