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1、化工原理课程设计分离甲醇-水混合液的筛板精馏塔设计潍坊学院小组成员：吴鑫李春阳袁旭目录第一章设计题目6第二章工艺计算72.1精馏塔的物料衡算72.2塔板数的确定82.2.1理论板数Nt的求取92.3工艺条件及有关物性数据计算102.3.1图解法求理论塔板数102.3.2操作压力计算 112.3.3操作温度计算112.3.4相对挥发度的计算122.3.5平均摩尔质量计算122.3.6平均密度的计算 132.3.7体平均表面张力计算152.3.8液体平均黏度计算162.3.9实际塔板数的计算172.4塔的主要工艺尺寸计算182.5塔板主要工艺尺寸的计算192.5.1溢流装置计算192.5.2塔板板
2、面布置212.5.3筛孔计算及排列 212.6筛板的流体力学验算222.6.1液面落差 232.6.2液沫夹带 232.6.3 漏液232.7负荷性能图 242.7.1漏液线（气相负荷下限线）242.7.2液体流量下限线 242.7.3液体流量上限线252.7.4过量液沫夹带线252.7.5液泛线252.7.6塔板工作线 28第三章设计总结29第四章附属设备的选型与设计314.1冷凝器的选择314.2再沸器的选择32第五章塔附件的设计335.1接管的计算与选择335.1.1进料管 335.1.2回流管 335.1.3塔底出料管335.1.4塔顶蒸汽出料管 34345.1.5 塔 底进 气管5.
3、2筒体 345.3封头345.4法兰的选取 345.5裙座355.6 人孑L35第六章塔总高度设计 366.1塔顶部空间高度 366.2塔总体高度计算 36第七章设计心得37参考文献 38-LX. 1前言精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异对其进行加热，然后 进行多次混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分加热汽化以达到分离目的 的一种化工单元操作。精馏操作应在塔设备中完成，塔设备提供气液两 相充分接触的场所，有效地实现气液两相间的传热、传质，以达到理想 的分离效果，因此它在石油化工生产中得到广泛应用。该设计选用逐级接触式的筛板塔作为分离设备，一个完整的板式塔 主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢
4、流堰、受液盘及气体和液体进 出口管等部件组成，这就需要对各个部件做出选择并给出合理的工艺尺 寸，因此我们对精馏塔进行物料衡算，由t - x- y间的关系并差取相关数 据，确定相对挥发度和回流比求出相平衡方程和操作线方程，然后通过 逐板计算法算得理论塔板数并由全塔效率确定实际塔板数，最后对塔高、 塔径、溢流装置等各个部件进行计算与核算校验（如负荷性能图），最终 得到符合工艺要求的精馏塔并能完成生产任务。第一章 设计题目及设计方案简介一设计题目分离乙醇水混合液的筛板精馏塔设计 生产能力：年处理原料能力为 12 万吨（开工率 300 天/年） 原料：乙醇含量为 25%（质量分数，以下同）的常温液体。
5、 分离要求：塔顶：甲醇纯度不低于 99%， 塔底：甲醇不得高于 0.6%。二设计方案简介设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡 点下回流至塔内该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比 取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热具体如下： 塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简 单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。 处理 能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接 触不匀。加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用泵加料。虽然进料方 式
6、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，本次设计中采取泡点进料。塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。甲醇和水不反应而且容易冷却，故 使用全冷凝器，塔顶出来的气体温度不高冷凝回流液和产品温度不高无 需进一步冷却，此分离也是为了得到甲醇故选用全冷凝器。回流方式可分为重力回流和强制回流，对于小型塔冷凝器一般安装在 塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流控制较难。如 果需要较高的塔处理或因为不易检修和清理，这种情况下采用强制回流
7、故本设计采用强制回流。加热方式为直接加热和间接加热。直接加热由塔底进入塔内。由于 重组分是水故省略加热装置。但在一定的回流比较条件下，塔底蒸汽对 回流有稀释作用，使用理论板数增加，费用增加，间接蒸汽加热器是塔 釜液部分汽化维持原来浓度，以减少理论板数。本设计采用间接蒸汽加 热。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，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。第二章 工艺计算2.1精馏塔的物料衡算 甲醇的分子式为CH OH ,千摩尔质量为32kg /mol，水的分子式为SO,千摩尔质量为18kg / mol原料液的平均千摩尔质量q :进料量(kmol / s)n.Fq ：塔顶
8、产品流量 (kmol/s)n.Dx ：进料组成（摩尔分数，下同）Fx ：塔顶组成Dq :塔底残液流量（kmol / s）n.Wx ：塔底组成25/ 32Xf _ 25/32 + 75/18 _ 0.157999 /32x =99= 0.9823d 99/32 +1/180.6 / 32xw _ 0.6/32 + 99.4/18 _ 003384原料液以及塔顶，塔釜平均摩尔质量原料液：M = x M + (1 - x )M = 0.1579 x 32 + (1 - 0.1579) x 18 = 20.21 kg ikmolF F AF B塔顶：M 二 0.99M + (1 - 0.99)M 二
9、0.99 x 32 + (1 - 0.01) x 18 二 49.5 kg ;kmolDAB塔釜：Mw = xwM + (1 - x )M = 0.003384 x 32 + (1 - 0.003384) x 18 = 18.05 kg jkmol所以 :300x24F 二 12万吨 / 年二 12x 107 x 0.25 / 32 + 上0.25) /18二 824.65kmol / h即采出率为:D x - x0.1579 - 0.003384一=w = 0.16Fx - x0.9823 - 0.003384Dw由上式求出塔顶馏出液量为D 二 0.16F 二 0.16 x 824.65 二
10、 131.94 kmolih则塔釜残液量为W = F - D = 824.65 -131.94 = 692.71 kmolih塔顶产品流量：D二 M x D = 49.5 x 131.94 二 6531.03D塔釜产品流量：W二 W x M = 692.71 x 18.05 二 12503.4W2. 2 塔 板 数 的确 定由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出 x-y 图表 1 水-甲醇物系的气液平衡数据温度t/0C液相中的摩尔分数/x气相中的摩尔分数/y1000.000.00096.40.020.13493.50.040.23491.20.060.30489.30.080.36587.
11、70.100.41884.40.150.51781.70.200.57978.00.300.66575.30.400.72973.10.500.77971.20.600.82569.30.700.87067.60.800.91566.00.900.95865.00.950.97967.61.001.000图12.2.1理论板数N的求取T甲醇水可采用图解法求理论板层数：由表 1 可绘出甲醇水气液平衡数据图 见图 1 求最小回流比及操作回流比，用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点E（0.36,0.36 ）作垂线EF即为去q线（泡点线）该线与平衡线交点坐标为y二0.72 q由可得q线与平衡线的
12、交点坐标（xq, yq）为（0.36，0.72），则最小回流比为x - y R =-Dqmin y - xqq.9823 一 72 = 0.73取回流比R = 2 Rmin=2 x 0.73 = 1.460.72 - 0.36则精馏塔的气液负荷精馏段：V = (R + 1)D = (1.46 +1) X 131.94 = 324.6 kmoUhL 二 RD 二 1.46 x 131.94 二 192.63kmol / h提馏段：由于泡点进料q = 1所以 V = V = 324.6 kmoljhL = L + F = 192.63 + 824.65 = 1017.3 kmolh精馏段操作线方程
13、：LD= x + xV V D= 0.59 x + 0.40提馏段操作线方程：L Wy = x+ x = 3.13x + 0.0073 V V w2.3工艺条件及有关物性数据计算2.3.1 图解法求理论塔板数图2采用图解法求理论板层数，如图2 所示，求解结果为总理论板层数：N二12T进料板位置：N二8F2.3.2操作压力计算塔顶操作压力：P二101.3KPaD每层塔板压降： 0.7MPa进料板压力：P 二 101.3 + 0.7 x8 二 106.9MPaF精馏段平均压力：(103.1+106.9)2=104MPa塔底压力：P 二 101.3 + 0.7 xl2 二 111.5MPaWM提馏段平均压力：P = (111.5 +104) = 107.75MPaM2.3.3 操作温度计算塔顶气相：运用内插法98.23 - 89.62 t - 68= 91.94 - 98.2366.9 - 68t = 49.06CVD塔顶液相：98.23 - 87.41t - 66.9= 100 - 98.2364.7 - 66.9t 二 53.45CLD塔釜：0 - 0.0033840 - 5.31进料板：15.79 - 35.1346.2 -15.79100-tW100 - 92.9t -76.2F73.8 - 76.2t 二 76.20CWt 二 77.73CF则有精馏段温度：=亍=63.39兀
