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1、化工原理课程设计任务书专业：化学工程与工艺班级:设计人一、设计题目分离 甲醇-水 混合液（混合气）的 填料 精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理甲醇-水 混合液（混合气）：16 万吨（开工率300天/年）;原 料： 甲醇 含量为 14 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求： 塔顶 甲醇 含量不低于（不高于）92 % ；塔底 甲醇含量不高于（不低于） 3 % 。建厂地址：沈阳三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言;2、流程的确定和说明（附流程简图）；3、生产条件的确定和说明；4、精馏（吸收）塔的设计计算；5、附属设备的选型和计算；6、设计结果列表；7、设计
2、结果的讨论与说明；&注明参考和使用的设计资料；9、结束语。（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图四、设计日期：2012年05月20日至2012年06月12日目录化工原理课程设计任务书 1目 录. 2前言 . 4第一章 流程确定和说明 41.1 加料方式的确定 51.2 进料状况的确定 51.3 冷凝方式的确定 51.4 回流方式的确定 51.5 加热方式的确定 61.6 加热器的确定 6第二章 精馏塔设计计算 62.1 操作条件与基础数据 62.1.1 操作压力 6气液平衡关系与平衡数据 72.2 精馏塔工艺计算 7物料衡算 72.2.2 热量衡算 1
3、0理论塔板数计算 142.3 精馏塔主要尺寸的设计计算 15精馏塔设计主要依据和条件 15塔径设计计算 22填料层高度的设计计算 24第三章 附属设备及主要附件的选型计算 263.1 冷凝器 263.2 加热器 273.3 塔内其他构件 28接管管径的选择 28除沫器 30液体分布器 31液体再分布器 33填料及支撑板的选择 33塔釜设计 33塔的顶部空间高度 343.4 精馏塔高度计算 34第四章 设计结果自我总结和评价 354.1 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总 354.2 自我评价和总结 354.21满足工艺和操作的要求 36满足经济上的要求 36保证生产安全 364.3 总结 3
4、6附录 . 38一、符号说明 38二、参考文献 39、八 、，刖言在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气 液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气 液传质设备之一。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。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
5、，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
6、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。 但近年来又倾向于认为在一定塔径范围内，采用新型高效填料（如 鲍尔环或鞍型填料）可以得到很好的经济效果。总之根据不同的具体情况（特别是在小直 径塔，或压降有一定限制，或有腐蚀情况时），填料塔还是具有很多适用的。本次课程设计就是针对甲醇-水体系而进行的常压二元填料精馏塔的设计及相关设备 选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳请老师指出以便 修正。第一章流程确定和说明选择精馏设备，首先应从经济考虑，在充分考虑整个系统热能的利用，降低操
7、作费用。另外还应考虑到它对操作稳定性的影响，塔的操作如不稳定就不能保证产品质量的均匀， 具体情况如下：1.1 加料方式的确定加料方式有两种：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用，但由于多了高位槽， 建设费用相应增加；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，但结构简单，安装方便。如果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。本设计采用高位槽进料。1.2 进料状况的确定进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对 分离
8、有利，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，增加建筑费用。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。1.3 冷凝方式的确定塔顶冷凝采用全冷凝器，用水冷凝，在常压下乙醇和水不反应，且容易冷 凝，故用全冷凝器符合要求。1.4 回流方式的确定回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其 优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控
9、制较难。如果需要较高的塔 处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和 清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流1.5 加热方式的确定加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔 内，由于重组分是水，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。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维 持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。1.6 加热器的确定采用U形管蒸汽间接加热器，用水蒸
10、气做加热剂。因为塔小，可将加热器放在塔内, 即再沸器，这样釜液部分气化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。第二章 精馏塔设计计算2.1 操作条件与基础数据2.1.1 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压、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，对分离有利。但 当压力太低时，对设备要求太高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏乙醇一 水系统在常压下挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。气液平衡关系与平衡数据表2-1常压下甲醇-水的气液平衡与温度关系液相甲醇摩尔百分数（X）气相甲醇摩尔百分数（y）温度/ C00100
11、.05.3128.3492.97.6740.0190.39.2643.5388.913.1554.5585.020.8362.7381.628.1867.7578.033.3369.1876.746.2077.5673.852.9279.7172.759.3781.8371.368.4984.9270.085.6289.6268.087.4191.9466.910010064.7注：摘自化工原理课程设计P710 表 19-38 (2)。2.2精馏塔工艺计算物料衡算物料衡算图W 釜液流量，Kmol h ;Xf 原料中易挥发组分的摩尔分数；Xd 馏出液中易挥发组分的摩尔分数；XW 釜液中易挥发组分
12、的摩尔分数物料衡算已知：F 160000 ta,质量分数：xf 14%, xd 92%,xw 3%M 甲醇=32.04kg/kmol M 水=18.02kg/kmol3所以：f =160000 空 kgfh 22222 kg . h30024进料平均相对分子质量：22222原料液：F1112.21Kmol/h19.98总物料衡算：F D W易挥发组分衡算：F xFD xD W xW解得 D 137.47Kmol/h得 W 974.73Kmol / h塔顶产品的平均相对分子质量：MD 32.04 0.9218.02(10.92)30.92kg/mol塔顶产品质量流量：DM7 D 30.92 13
13、7.47 4250.35kg / h塔釜产品的平均相对分子质量：MW 32.04 0.0318.02(10.03)18.44kg/mol塔釜产品质量流量： W MW W 18.44 974.73 17947.61kg/h(3)物料衡算结果表2-2物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料摩尔流量/ ( kmol/h)137.47974.731112.21摩尔分数/(%92314(4)塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：tLD，tVD，tW，tF查表2-1，用内插法解得塔顶：92.0 87.41tLD 66.9 解得：tLD66.9 C100 87.4164.7 66.911 64 解得：S 66.
14、88 C塔釜：0 3.00 5.31100 tW解得：tW95.99 C10092.9进料：20.8313.1581.685.0解得：tF 84.6214.013.15tF85.0精馏段平均温度：tvDttF66.88 86.6275.75 C22提馏段平均温度：厂 tWt2tF95.99 84.6290.31 C22(5)相对挥发度的计算取x-y曲线上两端点的温度下的平均值。查表2-1得:t=92.9 C时,YaXby(1 x)28.34 (100 5.31)7.05yBxA(1 y)x(100 28.34) 5.31y(1 x) 91.94 (100 87.41) 64所以,7.05 1.6424.35求最小回流比及操作回流比x(1 y) (100 91.94) 87.41010203()40506070 H0 90100图2-2操作线图由图2-2可知：xq 0.225Rmin1Xd(1 x
