甲醇-水板式精馏塔课程设计

课程设计报告

《处理量为5000T/a的分离苯-甲苯的精馏塔的工艺

专 业：班 级：* 名：指导教师：设计》

应用化学工程与工艺 化工082 ** ***

年 月 日

1

化工原理课程设计任务书

一、设计题目：乙醇精馏塔 二、设计任务及条件

（1）、进料含甲醇30%，其余为水（均为质量分率，下同） （2）、产品甲醇含量不低于98%； （3）、釜残液中乙醇含量不高于xxx%；

（4）、生产能力17500T/Y乙醇产品，年开工7200小时 （5）、操作条件：

①间接蒸汽加热；②塔顶压强：1. 03 atm（绝对压强） ③进料热状况：泡点进料； ④单板压降：75mm液柱 三、设计内容

（1）、流程的确定与说明； （2）、塔板和塔径计算； （3）、塔盘结构设计：

i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii.流体力学验算；iii.塔板负荷性能图。 （4）、其它；i.加热蒸汽消耗量；ii.冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 四、设计成果 （1）设计说明书一份

（2）A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图。

2

目录

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1.精馏塔的物料衡算

1. 原料液及其塔顶与塔底产品的摩尔分率

甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol 水的摩尔质量为： 18.01kg/kmol

xF0.3032.040.3032.040.7018.010.194

xD0.9932.040.9932.040.0118.010.982

2. 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量

MF32.040.19418.0110.19420.73Kgmol

MD32.040.98218.0110.98231.78Kgmol

则可知：

原料的处理量：F175003002420.731000117Kmolh 根据回收率： xDDxFF99% 则有： D23Kmolh 由总物料衡算：FDW

以及: xFFxDDWxW

容易得出： W94Kmolh ,xW0.0012

2.塔板数的确定

2.1逐板计算法求取理论板层数NT

甲醇-水汽液平衡数据： x 0.00 0.02 0.04 y 0.000 0.134 0.234 x 0.15 0.20 0.30 y 0.517 0.579 0.665 x 0.70 0.80 0.90 y 0.870 0.915 0.958 4

0.06 0.08 0.10 0.304 0.365 0.418 0.40 0.50 0.60 0.729 0.779 0.825 0.95 1.00 0.979 1.000

最小回流比及其操作回流比的求解：y=0.570,x=0.194

RminxDyyx=(0.982-0.570/(0.570-0.194)

=1.096

取操作回流比为R1.8Rmin=1.81.096=1.97 2.1.1精馏塔的气、液相负荷

LRD=1.9723=45Kmolh

VR1D2.972368Kmolh

L'LF45117162Kmolh

VV68Kmolh

2.1.2精馏段、提馏段操作线方程

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精馏段操作线：yLVxDVxD0.6618x0.332 提馏段操作线：yLVxWVxW2.832x0.0016 2.1.3 用逐板计算法求塔板数：

xn

11xn由前面可得：xqxF0.194 y1xD0.982 相平衡方程：yn1解得：x10.692 依次解得： X1=0.692 Y1=0.982 X6=0.323 Y6=0.636 X2=0.674 Y2=0.790 X7=0.150 Y7=0.546 X3=0.629 Y3=0.778 X8=0.0464 Y8=0.356 X4=0.571 Y4=0.748 X9=0.0463 Y9=0.109 X5=0.459 Y5=0.710 X10=0.045 Y10=0.108 x7xq，即前面7块板是精馏段，后面起用提留段操作线方程和相平衡方程进行

计算。 X11=0.043 X12=0.041 X13=0.040 X14=0.027 Y16=0.00471 X15=0.0026 X16=0.00018 Y11=0.107 Y12=0.101 Y13=0.096 Y14=0.095 Y15=0.064 2.2理论板层数NT的求取

精馏段实际塔板数 N精=7/60%=12块 提馏段实际塔板数 N提=9/60%=15块

3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据 3.1操作压力的计算

设每层塔压降：p0.74Kpa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在

6

0.4～1.1Kpa）

进料板压力：PF101.360.74105.7Kpa 精馏段平均压力：PM101.3105.72103.5Kpa 塔釜板压力： PW101.3150.74112.4Kpa

提馏段平均压力：PM105.7112.42109.05Kpa

3.2.操作温度的计算

查表可得 安托尼系数 H2O CH3OH A 7.07406 7.19736 B 1657.46 1574.99 C 227.02 238.23 Min～Max 10～168 -16～91 o7.074061657.46tA227.02 H2O的安托尼方程： lgpAo7.197361574.99tB238.86 CH3OH的安托尼方程：lgpB甲醇的tB

lg101.37.197361574.99tB238.86 ℃tB64.5

由泡点方程试差可得当 tD67.0℃时

Kxii1

同理可求出 tF85.2℃时

tW103.2℃时

Kxiiii1

Kx1

所以 塔顶温度 tD67.0℃

进料板温度 tF85.2℃ 塔釜温度 tW103.2℃

精馏段平均温度 tm67.085.2276.1℃

提馏段平均温度 tm103.285.2294.2℃

3.3 平均摩尔质量的计算

7

3.3.1 塔顶平均摩尔质量计算

由y1xD0.982 查平衡曲线得 x10.956

MVDm0.98232.0410.98218.0131.79Kgmol MLDm0.95632.0410.95618.0131.42Kgmol

3.3.2 进料板平均摩尔质量计算

由yF0.546 查平衡曲线得 x10.150

MVFm0.54632.0410.54618.0125.67Kgmol

MLFm0.15032.0410.15018.0120.11Kgmol

3.3.3 塔釜平均摩尔质量计算

由y10.00471 查平衡曲线得 x10.00018

MVWm0.0047132.0410.0047118.0118.08Kgmol MLWm0.0001832.0410.0001818.0118.01Kgmol

3.3.4 精馏段平均摩尔质量

MVm31.7925.67228.73Kgmol MLm31.4220.11225.77Kgmol

3.3.5 提馏段平均摩尔质量

MVm25.6718.08221.88Kgmol MLm20.1118.01219.06Kgmol

4.精馏塔的塔体工艺尺寸 4.1 精馏段塔径的计算

由上面可知精馏段L45Kmolh V68Kmolh 精馏段的气、液相体积流率为

VsVMVm3600Vm6828.7336001.011.481m3s

8

LsLMLm3600L4525.773600819.10.00084mm3s

umaxC求

LV0.2式中，负荷因子CC20()由史密斯关联图⑶查得C20再V0.020.5L图的横坐标为 FLvLV0.0162

V取板间距，HT0.40m,板上清液层高度取hL0.05m，则HThL0.35m

史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知 C200.075 气体负荷因子 CC20(0.02)0.20.08526

Umax2.43取安全系数为0.8，则空塔气速为 U0.8Umax2.430.81.94m

sVD按标准塔径圆整后为D1.0m

0.785u塔截面积为At3.14110.785m2

实际空塔气速为U实际1.4810.7851.887m

sU实际Umax1.8872.430.78安全系数在充许的范围内，符全设计要求)

4.2 提馏段塔径的计算

9

由上面可知提馏段 L389.65Kmolh V189.61Kmolh 提馏段的气、液相体积流率为

m189.6121.8836000.801.4660mVSVMVm3600V3s

umaxC图的横坐标为 FLvLV0.051

V取板间距HT0.40m，板上清液层高度取hL0.06m，则HThL0.34m 由史密斯关联图，得知 C200.076

LV0.2式中，负荷因子0.CC()由史密斯关联图⑶查得C20再求205V0.02L气体负荷因子CC200.093

20Umax3.14m取安全系数为0.7，则空塔气速为

sU0.7Umax0.73.142.20m

sD/V=0.921m

0.785u0.2按标准塔径圆整后为D0.1m 塔截面积为At3.14110.785m2

实际空塔气速为U实际1.4660.7851.868m

sU实际Umax1.8683.140.59(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)

4.3精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为 Z精N精1HT1210.404.4m 提馏段有效高度为 Z提N提1HT1510.405.6m 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m 故精馏塔有效高度为ZZ精Z提0.810.4m

5.塔板主要工艺尺寸

5.1精馏段塔板工艺尺寸计算 5.1.1溢流装置计算

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因塔径，

所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下： 5.1.1.1堰长lw 可取lw0.6D0.6m 5.1.1.2溢流堰高度hw 由hwhlhow

选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有

lhhow2.841000Elw23并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E1.0 ，

则

hw0.0083m

取板上清液层高度hl0.05m 故hw0.0417

5.1.1.3 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由WdD0.6 查⑷可求得

AfAT0.057 WdD0.125m

Af0.0570.7850.0448m2 Wd0.1251.00.125m 并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

3600AfHT0.4036000.044821.31s5s其中HT即为板间距Lh36000.00840.40m，Lh即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 5.1.1.4降液管底隙高度ho

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hoLh3600lwuo取uo0.07m

sho0.0084360036000.60.070.020024m0.02mhwho0.04170.0200240.021671910.006m

故降液管底隙高度设计合理

55mm 选用凹形受液盘，深度hw5.1.2塔板布置 5.1.2.1塔板的分块

因为D800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。 5.1.2.2 边缘区宽度确定 取WsWs65mm , Wc35mm 5.1.3开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下面式子计算，则有

Aa2xr2x2r2180sin1xr 其中 xD2WdWs

rD2Wc并由WdD0.125m, 推出Wd0.125

由上面推出Aa0.530m2 5.1.4 筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径

do5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t3 do15mm

筛孔的数目n为

n1.155Aot22721个开孔率为0.907dot210.1%

气体通过阀孔的气速为

uoVsAo1.481Aa27.67m

s5.2提馏段塔板工艺尺寸的计算 (计算公式和原理同精馏段)

5.2.1溢流装置计算

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因塔径D1.0m，

所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下： 5.2.1.1 堰长lw 可取lw0.6D0.6m 5.2.1.2 溢流堰高度hw

由hwhlhow可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有

lhhow2.841000Elw23并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E1 ，则

how0.0159m取板上清液层高度hl0.06m

故 hw0.060.01590.0441m

5.2.1.3弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由

Wd0.6 查图⑷可求得 DAfAT0.057 WdD0.125m Af0.0570.7850.044745m

Wd0.1251.00.125m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

3600AfHT0.4036000.0447458.14s5s其中HT即为板间距Lh36000.00220.40m，Lh即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 5.2.1.4降液管底隙高度ho

则ho0.0022360036000.60.170.022m0.02m

hwho0.04170.0220.0197m0.006m

hoLh3600lwuo取 uo0.17m

故降液管底隙高度设计合理

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55mm。 选用凹形受液盘，深度hw5.2.2 塔板布置 5.2.2.1 塔板的分块

因为D800mm，所以选择采用分块式，查表⑷可得，塔板可分为3块。 5.2.2.2 边缘区宽度确定 取WsWs65mm , Wc35mm 5.2.3 开孔区面积计算

开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有

Aa2xr2x2r2180sin1xr 其中 xD2WdWs

rD2Wc并由WdD0.125m，推出Wd0.125

由上面推出Aa0.530m2 5.2.4 筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径

do5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t3 do15筛孔的数目n为

n1.155Aot22721个

开孔率为0.907dot10.1%

2气体通过阀孔的气速为

uoVsAo1.466Aa27.38m

s6.筛板的流体力学验算 6.1精馏段的力学验算

6.1.1塔板的压降 6.1.1.1干板的阻力hc计算 干板的阻力hc计算由公式

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hc0.051uocovl并取

22do1.67 ,可查史密斯关联图得，co0.772

27.671.01所以hc0.0510.0786m液柱

0.772819.16.1.1.2气体通过液层的阻力hl的计算 气体通过液层的阻力hl由公式

hlhL

uaVSATAf1.4810.7850.00471.897m

s0.50.5kg可查⑸得，得0.54 Fo1.8971.011.90sm0.5所以hl0.540.04170.00830.027m液柱 6.1.1.3液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力的阻力h由公式hh0.0038m液柱

4l计算,则有 lgdo气体通过每层塔板的液柱高度hp，可按下面公式计算

hphchlh0.07860.0270.00380.1094m液柱

气体通过每层塔板的压降为

phplg0.1094819.19.81879.07pa0.9Kpa（设计允许值）

6.1.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。 6.1.3液沫夹带

液沫夹带量，采用公式

ua5.7105.710637.97103evHhLfT0.068kg液0.1kg液kg气kg气63.21.8970.40.125由

3.2hf2.5hL2.50.050.125m 所以可知液沫夹带量在设计范围之内。

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6.1.4漏液

对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式

实际孔速为uo27.67muo,min稳

s定系数为 Kuouo,min27.673.141.5 8.81故在本设计中无明显漏液。 6.1.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子

HdHThw甲醇与水属于一般物系，取）

名称 接管公称直径Dg 100 接管 外径×厚度 108×6 接管伸出长度 150 补强圈（内径、外径） 200/112 规格

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八.附：一些特殊符号所代表的实际意义 英文字母

Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 的液注高度 m

ρ----密

Af---- 降液管的截面积, m2 Ao---- 筛孔区面积, m2 AT----塔的截面积 m2 C----负荷因子 无因次

C20----表面张力为20mN/m的负荷因子

do----筛孔直径 D----塔径 m

ev----液沫夹带量 kg液/kg气 ET----总板效率 R----回流比

Rmin----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol tm----平均温度 ℃

g----重力加速度 9.81m/s2 Fo----筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)

hl----进口堰与降液管间的水平距离 m

hc----与干板压降相当的液柱高度 mhd----与液体流过降液管的压降相当

hf----塔板上鼓层高度 m hL----板上清液层高度 m

h1----△与板上液层阻力相当的液注高PP----气体通过每层筛板的压降 度 m

t----筛孔的中心距 ho----降液管的义底隙高度 m how----堰上液层高度 m

hW----u出口堰高度’o----液体通过降液管底隙的速度 m h’W----Wc----进口堰高度边缘无效区宽度 m hσ----Wd----与克服表面张力的压降相当的弓形降液管的宽度 液注高度Ws---- m

破沫区宽度 H----板式塔高度 m HB----塔底空间高度 m Hd----降液管内清液层高度 m HD----塔顶空间高度 m HF----Z----进料板处塔板间距板式塔的有效高度 m

HP----人孔处塔板间距 m HT----塔板间距 m H1----封头高度 m

H2----θ裙座高度----液体在降液管内停留时间 m K----υ稳定系数----粘度

σ----表面

Ψ----液

下标

max----最

min----最

L----液相

V----气相

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lW----堰长 m

Lh----液体体积流量 m3/h Ls----液体体积流量 m3/s n----筛孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa

△Pp---气体通过每层筛的压降 KPa T----理论板层数 u----空塔气速 m/s u0,min----漏夜点气速 m/s

uo’ ----液体通过降液管底隙的速度 m/s

Vh----气体体积流量 m3/h Vs----气体体积流量 m3/s Wc----边缘无效区宽度 m Wd----弓形降液管宽度 m Ws ----破沫区宽度 m 甲醇的一些理化性质：

摩尔质量 32.04 g/0.7918 g/c–97 ℃ 64.7 ℃ 0.59 密度 熔点 沸点 黏度Z ---- 板式塔的有效高度 m

希腊字母

δ----筛板的厚度 m

θ----液体在降液管内停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面张力N/m φ----开孔率 无因次 α----质量分率 无因次 下标

Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的

化学式 闪点 临界温度 临界压力 临界密度 (20 ℃) CH3OH 11 ℃ 239.58.09℃ MPa 0.272g/ml mPa·s mol m3 18

九.参考文献

【1】吴俊生 邵惠鹤《精馏设计操作和控制》 中国石化出版社 【2】潘国昌 郭庆丰 《化工设备设计》 清华大学出版社

【3】张卫勇，房鼎业，朱炳晨等，大型甲醇合成反应器模拟设计,华东理工大学学报，2000,2(1):81-86

【4】王志魁 《化工原理第三版》 化学工业出版社 359-380 【5】贾绍义 柴诚敬 《化工原理课程设计》 天津大学出版社 108

【6】陈敏恒 丛得滋 方图南 齐鸣斋《化工原理第三版上、下册》 化学工业出版社 2006.5

【7】刘光启,马连,湘刘杰.《化学化工物性数据手册（有机卷）（无机卷）》.化学工业出版社.2002,5

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