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1、化工原理课程设计设计题目 年产3万5千吨甲醇精馏塔的设计学生姓名 指导老师 学 院 化学化工学院 专业班级 制药2003级4班 完成时间 2005年11月 甲醇生产过程精馏塔的设计1 甲醇水连续精馏塔设计条件（） 生产能力：35000吨/年，年开工7200小时（） 料液组成：甲醇含量30%（质量分数）（） 采用间接蒸汽加热（） 采用泡点进料（） 塔顶馏出液甲醇含量98%（质量分数）（） 塔顶易挥发组分99%（质量分数）（） 塔顶压强1.05atm（绝对压强）（） 单板压降70Kpa液柱（） 加热蒸气压力：0.5Mpa（表压） 主要使用数据表1 甲醇水溶液汽液相平衡数据（摩尔）xyxyxy0.0
2、00.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825 设计方案的确定本设计任务为甲醇的精馏。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易挥发物系，最小回流比较小，塔釜采用间接蒸汽加热，
3、塔底产品经冷却后送至储罐。4 主要工艺计算4.1 原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率xF= 0.194xD= 0.965xw=0.0024图1 精溜塔工艺流程图4.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0. 19432.04+(1-0.194)18.02=20.74kg/kmolMD=0.96532.04+0.03518.02=31.55 kg/kmolMW=0.002446+(1-0.0024)18.02=18.10 kg/kmol4.3 物料衡算 原料处理量 F= kg/kmol总物料衡算 F=D+W又 xF=0.194 xD =0.965由得 D=46.65kmol/h 代入上式得：
4、W=F-D =187.73kmol/h甲醇物料衡算 FxF=xDD+Wxwxw =0.00244.4 塔板数的确定1 理论塔板层数Nt的求取可利用图解法求理论板层数由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图2。求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图（二）中对角线上，自点（0.194，0.194）作垂线即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.574 xq=0.194故最小回流比为 Rmin=取操作回流比为 R=2Rmin=20976=1.9524.4.1 操作线方程求精馏塔的气液相负荷L=RD=1.95246.65=91.06kmol/hV=(R+1)D=2.
5、95246.65=137.71kmol/hL=L+F=91.68+234.38=325.44 kmol/hV=V=137.71 kmol/h精馏段操作线方程： 提留段操作线方程：4.4.2 理论塔板数的确定作出两条操作线，并用M.T法求出理论板数：NT=10.5精馏段：NT=6提馏段：NT=4.5，由图可知第7块为进料板 图2 理论塔板数示意图4.4.3 塔板效率和实际塔板数由查图可知当 xD=0.965时， TD=65.76当 xw=0.0024时， Tw=99.64平均温度：tm=（65.76+99.64）/2=82.7当t=82.7时， 求得，pA=199.25kPa而 求得，pB =5
6、2.794 kPaa=pA/ pB =199.25/52.794=3.774求得 a=3.72当进料液黏度在82.7时L=xFA+(1-xA)B=0.1940.48+（1-0.194）0.3447=0.37095aL=1.4000用Oconnell法ET=0.49(aL)-0.245=0.45实际板NP=块精馏段实际层数N精=6/0.45=13块提馏段实际层数N提=4.5/0.45=10块4.5 物性数据计算4.5.1平均分子量4.5.1.1 塔顶 xD=y1=0.965,查平衡曲线x1=0.916气相 MVDM=0.96532.04+0.03518.02=31.55/kmol液相 MJDM=
7、0.91632.04+0.08418.02=30.86/kmol4.5.1.2 进料板由图可知， xF=0.120 yF=0.460气相 MVDM=0.4632.04+(1-0.46)18.02=24.47/kmol液相 MLDM=0.1232.04+(1-0.12)18.02=19.70/kmol4.5.1.3精馏段气相 MVFM=0.5(31.55+24.47)=28.01/kmol液相 MLFM=0.5(30.86+19.70)=25.28/kmol4.5.2 平均密度因为 PD=1.03atm=101.325+4=105.325kPa单板压降 P=70mm液柱=0.0701103101
8、3=9100Pa=9.1 kPaPF=PD+0.7013=114.425kPa精馏段平均压力 Pm=(105.325+114.425)/2=109.875KPa4.5.2.1 气相Pm= 109.875 kPakg/m34.5.2.2 液相LM=(1) 塔顶因为塔顶 T=65.76查手册得 A=749.85/m3； B=980/m3代入公式得 LDM= 756.06/m3（2） 进料板由图2可知： X进料板=0.120，查气液相平衡数据可知：T进料板=82所以，进料板 B=970.5/m3 ；A=734.85/m3 进料板液相的质量分率液相密度 精馏段液相平均密度为LM=0.5(LDM+LFM
9、)=0.5(756.06 +913.38)=834.72/m34.5.3 表面张力由公式m=分别进行计算4.5.3.1 塔顶由tD=65.76，查手册得A=18.00mN/m B=65.28mN/mLDm =0.96518.00+0.03565.28=19.651mN/m4.5.3.2 进料板由tF=82.00，查手册得A=16.8mN/m B=62.22mN/mLFm=0.1216.8+0.8862.22=56.77mN/m4.5.3.3 平均表面张力精馏段液相平均表面张力为：Lm=(19.65+56.77)/2= 38.21mN/m4.5.4 液体平均粘度的计算液体平均粘度的计算公式lgL
10、M=4.5.4.1 塔顶由tD=65.76,查手册得A=0.340mPas ；B=0.436mPaslgLDM=0.965lg0.340+0.035lg0.436得 LDM=0.3434.5.4.2 进料板由tF=82.00,查手册得A=0.5mPas ；B=0.347mPas得 LFM=0.363 mPas精馏段的平均表面张力为 lm=0.353 mPas4.6 塔和塔板工艺尺寸计算VS=m3/sLS= m3/s可得：Lh=Ls3600=2.7576m3/hVh=Vs3600=3618 m3/h4.6.1 塔径取HT=0.45m,取板上清液hL=0.06mHT-hL=0.39m由 Umax=
11、C查史密斯关联图C20=0.084取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.72.069=1.4486m/sD= 按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为实际空塔气速为u=1.005/0.785s=1.280m/s4.6.2 精馏塔高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（13-1）HT=120.45=5.4m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（15-1）0.4=90.45=4.05m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=5.4+4.05+0.8=10.25m4.6.3 溢流装置因塔径D=1.0m5s故符合要求。4.6
12、.3.5降液管底隙高度h0取降液管底的流速为 =0.08m/s,根据h0=Lh/(lw3600)计算得：h0=0.0145mhw-h0=0.053-0.0145=0.03851m0.006m故降液管底隙高度设计合理，符合要求选用凹形受液盘，深度 h=50nm4.6.4 塔板布置4.6.4.1 塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。如下图所示:图3 塔板分块示意图4.6.4.2边缘区宽度确定取WS=0.065m,WC=0.035m 4.6.4.3 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即Aa=2(X+Sin-1)其中X=D/2-（Wd+Ws）=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311mR=D/2-WC=1.0/2-0.035=0.465m故Aa=2(X+Sin-1)=2(0.311+ Si
