化工原理甲醇—水精馏塔设计.doc

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1、沈阳化工大学化工原理课程设计说明书 专 业: 制药工程 班 级： 制药1102 学生姓名：黄奎兴学 号：11220223 指导老师：王国胜 设计时间：2014.5.20-2014.6.20 成绩： 化工原理课程设计任务书设计题目： 分离甲醇-水混合液的填料精馏塔二 原始数据及条件 生产能力：年生产量甲醇1万吨（年开工300天） 原料：甲醇含量为30%（质量百分数，下同）的常温液体 分离要求：塔顶甲醇含量不低于95%，塔底甲醇含量不高于0.3%。 建厂地区：沈阳三 设计要求 （一）.一份精馏塔设计说明书，主要内容要求：（1）.前言（2）.流程确定和说明（3）.生产条件确定和说明（4）.精馏塔设计

2、计算（5）.主要附属设备及附件选型计算（6）.设计结果列表（7）.设计结果的自我总结与评价（8）.注明参考和试用的设计资料（9）.结束语（二）绘制一份带控制点工艺流程图。 （三）制一份精馏塔设备条件图四设计日期：2013年5月20日至6月20日 前言 精馏塔分为板式塔和填料塔两大类。填料塔又分为散堆填料和规整填料两种。板式塔虽然结构较简单，适应性强，宜于放大，在空分设备中被广泛采用。但是，随着气液传热、传质技术的发展，对高效规整填料的研究，一些效率高、压降小、持液量小的规整填料的开发，在近十多年内，有逐步替代筛板塔的趋势。实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的

3、。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。精馏塔的优点： 归纳起来，规整填料塔与板式塔相比，有以下优点：1)压降非常小。气相在填料中的液相膜表面进行对流传热、传质，不存在塔板上清液层及筛孔的阻力。在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的1/51/6；2)热、质交换充分，分离效率高，使产品的提取率提高；3)操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。负荷调节范围可以在30%110%，筛

4、板塔的调节范围在70%100%；4)液体滞留量少，启动和负荷调节速度快；5)可节约能源。由于阻力小，空气进塔压力可降低0.07MPa左右，因而使空气压缩能耗减少6.5%左右；6)塔径可以减小。此外，应用规整填料后，由于当量理论塔板的压差减小，全精馏制氩可能实现，氩提取率提高10%15%。 本文以甲醇和水的混合液为研究对象，因为甲醇和水在常压下相对挥发度较大，较易分离。根据物理性质，操作条件等因素条件下选用泡点进料，塔顶再沸器和塔顶回流的方式，将甲醇和水进行分离的填料精馏塔。 本课程设计者能力有限，在设计中难免会有不足之处，恳请老师和读者给予批评指正。化工原理课程设计任务书2前言3符号说明7第一

5、章 流程与生产条件的确定和说明9第一节 流程的确定和说明9一加料方式9二进料状况9三塔顶冷凝方式9四回流方式10五加热方式10六加热器10第二节 生产条件确定和说明11一塔内操作压力的选择11二塔顶全凝剂的选择11三塔底加热介质的选择11四回流状态及操作回流比的选择11第二章 精馏塔设计计算12一操作压力的选择12二气液平衡关系及数据12第三章 塔板的工艺设计14第一节 物料衡算14一精馏塔全塔物料衡算14二精馏塔物性数据计算15第二节 热量衡算17一冷凝器的热负荷17二冷却介质消耗量18三加热器的热负荷及全塔热量衡算18四.加热蒸汽消耗量21第三节 精馏塔主要尺寸的设计22一塔顶条件下的物性

6、参数22二塔釜条件下的流量及物性参数23三进料条件下的流量计物性参数24四精馏段的流量及物性参数26五提馏段27第四章 理论塔板的计算32一回流比的计算32二气液相负荷33三.塔板效率及实际塔板数33四 塔径的初步设计35五填料层的计算37第五章 附属设备及主要附件的选型计算38一冷凝器的选用38二、加热器的选用39三、塔内管径的计算及选择39四除雾沫器42五.液体分布器的选取43六塔斧设计44七填料支撑板的选择45八塔的顶部空间高度46第六章 设计结果及个人总结47第七章自我评价与说明49第八章 参考文献50符号说明英文字母 塔截面积 C 计算时的负荷系数，无因次Co 流量系数，无因次D 塔

7、顶馏出物流量 kmol/sD 塔径 m 阀孔直径 m E 液流收缩系数，无因次 总板效率（全塔效率），无因次 Fo 阀孔动能因数， F 进料流量 kmol/h G 重力加速度 H 塔高 m h 浮阀的开度 m 降液管底隙高度 m 板上液层高度 m 与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m液柱 K 物性系数，量纲为1 Ls 塔内液体流量 N 一层塔板上的浮阀总数 实际板层数 理论板层数 压强降 Pa p 操作压强 Pa R 回流比 最小回流比u 空塔气速 m/sM 分子量 kg/molW 塔底产品（釜残液）流量 kmol/sx 液相中易挥发组分的摩尔分数y 气相中易挥发组分的摩尔分数Z 塔高 m

8、希腊字母 相对挥发度，量纲为1 液体在降液管内停留时间 s 黏度 液相密度 气相密度 液体表面张力 N/m； 液体密度矫正系数，量纲为1 系数，量纲为1； 填料因子 1/m下标max 最大min 最小L 液相V 气相1 精馏段2 提馏段A 易挥发组分B 难挥发组分F 原料液 第一章 流程与生产条件的确定和说明 第一节 流程的确定和说明 一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，可以节省一笔动力费。但由于多了高位槽，建设费用也相应增加。采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但其结

9、构简单，安装方便，如采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。 本次试验采用泵直接加料。二进料状况进料状况一般有冷液进料、泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离不利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大。对于沈阳地区来说，存在较大温差，冷液进料会增加塔底蒸汽上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。三塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，且容易冷

10、凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。四回流方式回流方式可分为重力回流或理量或塔板数较多时，回流冷凝器不易安装在塔顶。而且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷却以回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用强制回流。五加热方式加热方式可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热，蒸汽直接由塔底进入塔内。由于总组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化，维

11、持原来的浓度，以减少理论塔板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。六加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸气作加热剂。因为塔较小，可将加热器放在塔内，即再沸器。这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。 第二节 生产条件确定和说明一塔内操作压力的选择 一般来说，主要根据物料的性质、原料的性质，对产品浓度的要求、设备来源、工厂的生产规模、能量综合利用等情况。因此，选择合理的操作条件，对本设计采用常压蒸馏，即在1atm压力条件下操作。二塔顶全凝剂的选择 全凝器的冷却剂用循环水，因塔顶蒸汽温度较高，用自来水做冷却剂方便且便宜，为了冷却作用完全，塔顶蒸汽和冷却水间必须保持适宜的温度

12、差（冷却水温度一般为1025）。三塔底加热介质的选择饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂，它冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确的控制加热温度。四回流状态及操作回流比的选择回流液体为饱和液体，回流比的大小不仅影响所需要的理论板数、塔径、塔板的结构尺寸，还影响加热蒸汽和冷却水消耗量，回流比选择原则是使塔的设备费用和操作费用的综合最低。同时也考虑到操作条件的弹性，变精馏操作回流比，从而调节塔的分离能力。在设计时若选用的回流比过大，此时所需要的理论板数很小，但这样的精馏塔在操作时，改变回流比所起的调节作用很小，不利于操作调节。因此，本设计中取R=1.5，不宜取得过大。精馏段操作线斜率： 第

13、二章 精馏塔设计计算一操作压力的选择 精馏操作常在常压、减压下进行。操作压力常取决于冷凝温度，一般除热敏物质外，凡通过常压蒸馏难以实现分离要求，并能用循环水将馏出物冷凝下来的系统，均宜采用减压蒸馏；对常压下馏出的冷凝温度过低的系统，需提高塔压或采用冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物料必须采用加压蒸馏。本设计对象是甲醇水混合液，建厂地址为沈阳，因此常采用常压蒸馏，操作压力为1atm。二气液平衡关系及数据温度t/甲醇摩尔分数温度t/甲醇摩尔分数液相x/气相y/液相x/气相y/1000073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.017

14、1.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18 表一 甲醇水汽液相平衡数据表 摘自 化工工艺设计手册下册P110表19-38（8） 图一 甲醇-水-X-Y图 第三章 塔板的工艺设计 第一节 物料衡算一精馏塔全塔物料衡算1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率已知F=1万吨 质量分数 Xf=30% XD=95% Xw=0.3% 水的摩尔质量 =18.02 kg/kmol 甲醇的摩尔

15、质量 =32.04 kg/kmol 进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为、：2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3.物料衡算原处理量 物料衡算 F=D+W （1） （2）联立（1）（2）解得 W=52.88 kmol/h D=14.15 kmol/h塔顶进料塔斧质量分数（%）91.4419.420.16摩尔质量Kg/kmol30.8020.7218.04摩尔流量 14.1567.0352.88质量流量kg/h435.821388.89952.89 表二 物料衡算结果表 温度t/甲醇摩尔分数温度t/甲醇摩尔分数液相x/气相y/液相x/气相y/1000073.846.2077.5692.9

16、5.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.0171.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18二精馏塔物性数据计算1.操作温度计算利用上表一中的数据由内插法可求得、进料： 塔顶： 塔釜： 则精馏段的平均温度 = 74.71 提馏段的平均温度 =91 2. 相对挥发度的计算精馏段相对挥发度的计算XA=0.5543 YA=0.7644XB=0.4457

17、YB=0.2356提馏段相对挥发度计算XA=0.0979 YA=0.3106XB=0.9021 YB=0.68943. 回流比的计算根据1.01325105 Pa下甲醇-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。泡点进料，所以q=1，即q为一直线。本平衡具有下凹部分,操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。 第二节 热量衡算一冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷 Qc(R1) D (IVDILD) 其中 IVD 塔顶上升的蒸汽的焓 ILD 塔顶熘出液的焓 IVDILDxD HV甲(1xD) HV水其中 HV甲 甲醇的蒸发潜热 HV水 水的蒸发潜热组分沸点t /C蒸发潜热 Hr / (kJ/ kg)

18、Tc / K甲醇64.71105512.6水1002257647.3蒸发潜热与温度的关系：H V2 HV1 (1Tr2) / (1Tr1) 0.38 表三 沸点下蒸发潜热列表 摘自化工原理修订版 ，上册附录4及附录18 塔顶温度下的潜热计算：tD67.04C时对甲醇，Tr1T1/ Tc(273.1567.04) / 512.60.664Tr2T2 / Tc(273.1564.07) / 512.60.659蒸发潜热HV甲1105(10.664) / (10.659) 0.38 1098.833 kJ/ kg 对水，同理可得，Tr2T2 / Tc0.576 Tr1T1 / Tc0.526蒸发潜热

19、HV水2257(10.526)/(10.576)0.38 2356.547 kJ/kg 对全凝器做热量衡算(忽略热量损失) Qc(R1) D (IVDILD) 泡点回流，塔顶含甲醇量高，与露点接近，可得 IVDILDxD H甲(1xD)H水IVDILD0.91441098.83(1-0.9144) 2356.5471206.493 kJ/kgQc(R1)D(IVDILD)2.08435.821206.493=1.094106 kJ/kg二冷却介质消耗量 设冷却介质进出口温度分别为 25 35则平均温度下t30C 时，Cpc4.25kJ/(kg.)可得 Wc Qc/ Cpc(t2t1)1.094

20、106/(4.2510) =25741.18 kg/h三加热器的热负荷及全塔热量衡算比热容的计算 由公式 计算 (a.b.c的单位：k J / k molK)甲醇的；a=18.40 b=101.5610-3 c= -28.6810-6水 的； a=29.16 b=14.4910-3 c= -2.02210-61.温度下（67.04） =18.40+101.5610-3(273.15+67.04)28.6810-6（273.15+67.04)2=49.630 kJ/(kmolK) = 29.16+14.4910-3(273.15+67.04)2.02210-6 (273.15+67.04)2=3

21、3.753 kJ/(kmolK) 2.温度下（82.22）=18.40+101.5610-3(273.15+82.22)28.6810-6（273.15+82.22）2=54.481 kJ/(kmolK) =29.16+14.4910-3(273.15+82.22)2.02210-6(273.15+82.22)2=34.202 kJ/(kmolK)3.温度下（99.78） =18.40+101.5610-3(273.15+99.78)28.6810-6（273.15+99.78）2=56.264 kJ/(kmolK) =29.16+14.4910-3(273.15+99.78)2.02210-

22、6(273.15+99.78)2=34.451 kJ/(kmolK)组分tD=340.19tF=355.37平均值tw=372.93tF=355.37平均值甲醇49.63054.48152.05656.26454.48155.372水33.75334.20233.97834.45134.20234.326 表四 甲醇.水在不同温度下混合物的比热容计算表由表四可得 ：甲醇 Cp1ave(tD tF)52.056/32.04(340.19-355.37) -24.663 kJ/kmol Cp1ave (tW tF)55.372/32.04(372.93-355.37) 30.372 kJ/kmol

23、 水 Cp2ave(tD tF)33.978/18.02(340.19-355.37) 28.623 kJ/kmol Cp2ave (tW tF)34.326/18.02(372.93-355.37) 33.450 kJ/kmol Cp(DF) dt Cp1avexDCp2ave(1xD) (340.19-355.37) 52.056/32.040.9533.978/18.020.05(340.19-355.37) 24.861 kJ/kmol Cp(WF) dt Cp1avexWCp2ave(1xW)(372.93-355.37) 55.372/32.040.003+34.326/18.02

24、0.997（372.93-355.37） 33.440 kJ/kmol 且已知D=435.82kg/h W=952.899kg/h QDDCp(DF)dt 435.82(24.861)-10834.92 kJ/h QWW Cp(WF)dt952.89933.44031864.942 kJ/h对全塔进行热量衡算 QFQSQDQWQC 以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算： QSQDQWQCQF -10834.9231864.9421.0941060 1.115106 kJ/h塔釜热损失为10，QS QS / 0.9 = 1.239106 kJ/h其中 QS 加热器理想热负荷 QS 加热器实际热

25、负荷 QD 塔顶熘出液带出热量 QW 塔底带出热量四.加热蒸汽消耗量当T406.45K ，p=300kPa ，Hr水蒸气 2168.1 kJ/kg Wh QS/ Hr水蒸气 = 1.239106 / 2168.1 = 571.43 kg/h符号QCWCQFQD数值1.09106kg/h25741.18kg/h0-10834.95kj/h符号QWQSWh数值3186.942kJ/h1.23106kJ/h571.43kJ/h 表五 热量衡算数据结果列表 第三节 精馏塔主要尺寸的设计温度5060708090100甲醇密度760751743734725716水密度988.1983.2977.8971.

26、8965.8958.4 表六 不同温度下甲醇和水的密度 摘自化工原理修订版上册附录7及附录14一 塔顶条件下的物性参数XD=0.9144 D=14.15 kmol/h1.气相平均摩尔质量为 =30.84 kg2.液相平均摩尔质量为约等于气相MLD=30.84 kg/kmol3. 气相密度4.液相密度 TLD=66.19 用内插法求甲醇和水的密度解得符号数值30.84kmol/h30.84kmol/h755.05Kg/m31.105Kg/m314.15Kmol/h 表七 塔顶数据结果表二塔釜条件下的流量及物性参数 1.液相平均摩尔质量因为甲醇的浓度很小，所以液相可视为纯水2.气相密度3. 液相密

27、度 用内插法计算 约等于水的密度 = =958.57kg/m3 符号W数值18.02kmol/h18.02kmol/h958.57Kg/m30.5892Kg/m352.88Kmol/h 表八 塔釜数据结果表三进料条件下的流量计物性参数 XF=01942 F=67.03 kg/h查表一得 XF 13.15 19.42 20.83 YF54.55YF 62.731.气相平均摩尔质量为 2. 液相平均摩尔质量 3.气相密度 4.液相密度tF=82.22时用内插发求甲醇和水的密度由公式 解得=84.081kg/m3符号F数值26.604kmol/h20.743kmol/h884.01Kg/m30.91

28、3Kg/m367.03Kmol/h 表九 进料数据结果表四精馏段的流量及物性参数1.精馏段 则液相组成 = =0.5543 气相组成 = =0.7644 所以 =32.040.5543+18.02(1-0.5543)=25.79 kg/kmol =32.040.7644+18.02(1-0.7644)=28.74 kg/kmol2.=74.71时：求甲醇的密度 求水的密度 精馏段液相和气相密度的计算由公式混合液密度=(为质量分数，为平均相对分子质量）可求得液相密度。将数据代入上式。 解得L=358.39 kg/m3由下面公式 可求得混合气密度 =将数据代入公式 符号数值25.79kmol/h2

29、8.74kmol/h358.39Kg/m31.0074Kg/m3 表十 精馏段数据结果表五提馏段 1.则液相组成 = =0.0979 气相组成 = =0.3106 所以 =32.040.0979+18.02(1-0.0979)=19.39 kg/kmol =32.040.3106+18.02(1-0.3106)=22.37 kg/kmol2. =91.00 时，求甲醇的密度 求水的密度提馏段液相和气相密度由公式混合液密度=(为质量分数，为平均相对分子质量）可求得液相密度。将数据代入上式。 解得由下面公式 可求得混合气密度 =将数据代入公式符号数值19.39kmol/h22.37kmol/h91

30、5.308Kg/m30.749Kg/m3 表十一 提馏段数据结果表 六.液体的表面张力一元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算： 注：=，= =，=，B=，A=，+=1 式中下角标W、O、S分别代表水、有机物及表面部分；、指主体部分的分子数；、指主体部分的分子体积；、为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。 B= +=1 A=B+Q A=温度/60708090100甲醇表面张力/18.417.616.815.714.5水表面张力/66.264.362.660.758.8表十二 不同温度下甲醇和水的表面张力摘自化工原理修订版上册附录7及附录19 1. 精馏段混合物表面张力的计算（=74.71）

31、甲醇的表面张力： 水的表面张力：= -0.270A=B+Q =-0.491-0.270=-0.761-0.761 与 联立 解得 解得 2提留段混合物表面张力的计算（=91.00）甲醇表面张力： 水的表面张力：= -0.2806A=B+Q =0.630-0.2806=0.34940.3494 与 联立 解得 解得 七.粘度计算 物质 粘度mPas温度/20406080100甲醇 0.5800.4390.3440.2770.228水 1.0020.6530.4660.3540.282 表十三 不同温度下甲醇和水的粘度 摘自化工原理修订版上册 附录4及附录14 1.=74.71时 ，即精馏段,水的

32、粘度 ，甲醇的粘度和混合粘度。由公式 2.=91.00时，即提留段时，甲醇的粘度，水的粘度，混合粘度。由公式 第四章 理论塔板的计算 理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法。一回流比的计算根据1.01325Pa下甲醇-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。泡点进料，所以q=1，即q为一直线。本平衡具有下凹部分,操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。 二气液相负荷1.精馏段 质量流量： 体积流量： 2.提馏段 质量流量： 体积流量： 三.塔板效率及实际塔板数理论塔板数 通过画图得，如下图所示 图二 理论塔板数图板效率与塔板结

33、构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质相关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。此处板效率用康奈尔公式计算。其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 L塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPas1.精馏段， 2.提馏段， 加料板进料位置在第11块板。 四 塔径的初步设计1.精馏段： 由=（安全系数），安全系数=0.60.8，式中C可由史密斯关联图查出。 横坐标数值： 取板间距：=0.40m，=0.06m，则=0.34m查图可知：=0.07，=0.071=1.34 =0.7=0.71.34=0.938 =0.563 m按标准塔径圆整后为=0.6 m塔截面积为=0.2826 实际空塔气速为=839

34、.67/0.2826/3600=0.825 2. 提馏段横坐标数值：=0.0587取板间距：=0.40m，=0.06m，则=0.34m查图可知：=0.07，=0.0811=0.0811=2.834 =0.7=0.72.834=1.984 =0.430 m按标准塔径圆整后为=0.6 m塔截面积为=0.2826 实际空塔气速为=1039.05/3600/0.2826=1.021 五填料层的计算1.填料层高度的计算（需查表得每米理论级数（NTSM）（1.）精馏段动能因子经查每米理论级数（NTSM）=2.9m-1精馏段填料层高度（2） 提馏段经查每米理论级数（NTSM）=2.95m2.填料层压降的计算（1） 精馏段用精馏段动能因子F查液体负荷L分别为5和10时的每米填料压降，在用内插法算得L=5.509m3/(m2.h)时的每米压降 L 5 10 p/Z 0.0052 0.0055 当