1、精馏塔设计甲醇水大连民族学院化工原理课程设计甲醇水二元物料板式精馏塔设计2012年6月摘要 3绪论 41、设计方案 4一、 精馏塔的物料衡算 51、 原料液及塔顶，塔釜产品的平均摩尔质量 52、 全塔物料衡算 5二、 塔板数的确定 51、 相平衡方程的计算： 52、 精馏塔气液相负荷 63、 操作线方程的确定 64、 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 65、 全塔效率的计算 7三、 精馏塔的工艺条件及有关物料数据的计算 81、 操作压强P的计算： 82、 操作温度 T的计算： 93、 平均摩尔质量计算 94、 平均密度的计算 105、 液体表面张力的计算 1 0四、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1
2、11、 精馏段的气液体积流率及塔径 112、 提馏段的气液体积流率及塔径 12五、 塔板主要工艺尺寸的计算 121、 塔有效高度的计算： 122、 装置计算 133、 塔板布置 1 3(1)边缘区宽度确定 13六、 塔板的流体力学验算 141、 塔板压降 142、 淹塔验算 15七、 塔板负荷性能图 151、 雾沫夹带线 152、 液泛线 153、 液相负荷下限线 16八、 对设计过程的评述和讨论 17参考文献 1 7摘要利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、 液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分 （轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发
3、组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传 质过程控制原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷 凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔釜提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。在精馏段，气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分 产品。在提馏段，其液相在下降的过程中， 其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔釜 获得重组分的产品，精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别， 是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流， 为精馏过程提供了传质的必要
4、条件。 提供高纯度的回流， 使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时， 始终能保证一定的传质推动力。所以， 只要理论板足够多， 回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔釜获得高纯度的重组分产品。通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算一物料衡算、 热量衡算、工艺参数的选定、 设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、 生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本设计是以甲醇一水物系为设计物系， 以筛板塔为精馏设备分离甲醇和水。 筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系甲醇一水的精馏问题
5、进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较 完整的精馏设计过程。绪论1、设计方案本设计任务为分离甲醇和水的混合物。 对于二元混合物的分离， 应采用连续精馏流程， 因为其具有生产能力大，产品质量稳定等优点。甲醇-水混合液以汽液混合物状态 （q=1）送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，一部分采出，塔釜采用再沸器供热（附简单流程图） 。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 1.2倍。2、设计思路甲醇-水二元物料板式精馏塔设计、精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶，塔釜产品的平均摩尔质量甲醇的摩尔质量：Ma =32kg/kmol水的摩尔质量： Mb =18 kg/
6、kmol原料的摩尔分率：xF 0.46/32 0.3239440.46/32 0.54/18塔顶摩尔分率：xD 0.997/32 0.9946790.997/32+0.003/18塔釜摩尔分率：xW 0.0028190.005/32 +0.995/18进料的平均摩尔质量： M 尸=0.323944 32 (1-0.323944) 18 =22.53521 kg/koml塔顶的平均摩尔质量： MD =0.994679 32 (1 -0.994679) 18 = 31.92551 kg/koml塔釜的平均摩尔质量： Mw =0.002819 32 (1-0.002819) 18 =18.03946
7、 kg/koml2、全塔物料衡算D =1.8 107 “31.92551 亠(24 300) =78.30729 kmol/hW 二 F - D =241.8681 -78.30729 =163.5608 kmol/h二、塔板数的确定1相平衡方程的计算：由化工原理书可查得如下数据:表1甲醇一水气液平衡数据温度/C10096.493.591.289.387.784.481.7x00.020.040.060.080.10.150.2y00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579温度/c7875.373.171.269.367.66664.5x0.30.40.50.60.7
8、0.80.91y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9581经以上数据拟合，可得相平衡曲线图如下:0.90.80.70.60.50.40.30.20.10图1甲醇一气液平衡曲线图拟合得曲线方程： y =-23.655x6 81.329x5 -111.02x4 77.091x 29.127x2 6.3689x 0.0096因为泡点进料，所以q =1 , xq = xF = 0.3239446 5 4 3 2yq =-23.655xq 81.329xq -111.02xq 77.091xq -29.127% 6.3689xq 0.0096 = 0.677069故最小回流比
9、为：R：,0黑一0.蠶皿9424通常操作回流比为最小回流比的 1.12.0倍即R (1.1-2.0) Rmin，这里取2.操作回流比为： 2Rmin -2 0.880488 =1.7988472、 精馏塔气液相负荷L = RD =1.798847X78.30729 =140.8628 kmol/h精馏段：V=(R +1)D =(1.798847 +1)78.30729 =219.1701kmol/h 屮賦讹 L = L + qF =140.8628 +241.8681 = 382.731kmol/h提馏段： MV=V-(1 -q)F =219.1701kmol/h3、 操作线方程的确定精馏段操
10、作线方程：L D 140.8628 丄 78.30729 yn 1 Xn Xd Xn 0.994679V V 219.1701 219.1701= 0.64271xn 0.355389提馏段操作线方程：L W 382.731 163.5608ym 1 Xm -xw Xm 0.002819V V 219.1701 219.1701= 1.746273x0.0021034、精馏塔理论塔板数及理论加料位置因为塔顶为全凝器，所以 yi =xD = 0.994679第一块板下降液体组成：6 5 4 3 2% =-23.655x, 81.329x,5 -111.02x14 77.091x1 -29.127
11、x12 6.3689x1 0.0096利用规划求解计算得出： X = 0.983182利用精馏段操作线计算第二块板上升蒸汽组成为：y2 = 0.64271 0.355389 = 0.64271 0.983182 0.355389 = 0.98729交替使用精馏段操作线方程和相平衡方程直到 Xn _ Xf ,然后改用提馏段操作线方程， 直到Xn _ Xw为止,计算结果见表：表2板号1234567y0.9946790.987290.9705050.9461750.9165240.8795740.824896X0.9831820.9570670.9192110.8730760.8155860.730
12、5120.589876板号8910111213y0.7345080.623180.4299120.1801370.0536660.012467X0.416660.2464850.1032790.0307690.0071480.000451X9 =0.246485 ： xFX13 -0.000451 ： xW精馏塔内理论板数：Nt =13 -1 =12块，其中精馏段八块，第九块为进料板，提馏段为四块板。 理论板数图解法示意如下： 塔板线 气液平衡曲线 塔釜线 对角线一 一 塔顶线 精馏段线 提馏段线 q（进料）线图2理论塔板数图解法示意图5、全塔效率的计算当精馏塔的理论板数 Nt确定之后，就可以
13、根据体系的特点、操作条件及塔板的性能，确定与 Nt块理论板具有相同分离能力的实际板数 NP:NP = Nt / EtEt 根据 O Conn ell 公式：ET = 0.49(aA m 严245 计算。由以上公式可知需计算相对挥发度 a和进料组成下液体粘度 L。5.1进料组成下液体粘度 L的计算由甲醇一水气液平衡数据：表3温度81.7/ C10096.493.591.289.387.784.4x00.020.040.060.080.10.150.2y00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579温度7875.373.171.269.367.66664.5/ Cx0.30
14、.40.50.60.70.80.91y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9581tF = 77.451用线性回归可计算出 tD =64.599 CtW =99.278 Ctn + tw 64 599 + 99 278则塔顶、塔釜的平均温度 tm二竺 也二64.599 99.278 =81.939 C2 2在 tm =81.939 C 时，查得 片2。=0.3478 mPa s,卩 CH3O 0.2763 mPa -slg 盐=0.1971lg(0 .2763) 0.802863lg (0.3478)求出m =0.332384 mPa s5.2全塔效率Et和实际塔板数
15、 NP的计算因为上面已经计算-4.4475，所以全塔效率：ET =0.49(4.4475 0.332384) 245 =0.445251精馏段板数：9 21块0.445251提馏段板数： 9块0.445251所以全塔实际板数：Np =13/0.445251 ： 30 块三、精馏塔的工艺条件及有关物料数据的计算1、操作压强P的计算：取每层塔板压降为 P = 0.7 kpa则塔顶压强：PD = 101.3 4 = 105.3 kpa进料板压强： PF =105.3 21 0.7 =120 kpa塔釜压强： FW =105.3 30 0.7 =126.3 kpa精馏段平均压强： Pm1二勺 生二10
16、53 120二112.65 kpa2 2提馏段平均压强： Pm2 = Pw Pf二竺？ 旦 =123.15 kpa2 22、 操作温度t的计算：进料温度、塔顶温度及塔釜温度分别为：精馏段平均温度：tmtD 垃二77也=71.025 C2 2t +tu 99 278+77 451提馏段平均温度：tm2工勺 土二99.278 77.451 =88.3645 C2 23、 平均摩尔质量计算% = xD =0.994679 x)=0.983182(1) 塔顶:MVDm = 0.994679 32 (1 - 0.994679) 18 = 31.9255071 kg/kmolMLDm =0.983182
17、32 (1 -0.983182) 18 = 31.7645501kg/kmol xF =0.246485 yF =0.62318(2)进料板:MVFm =0.62318 32 (1 -0.62318) 18 = 26.7245258kg/kmolMLFm =0.246485 32 (1 -0.246485) 18 =21.4507922kg/kmol心=0.000451 yW =0.012467(3) 塔釜：MVWm -0.012467 32 (1 -0.012467) 18 = 18.1745442kg/kmolMLWm =0.000451 32 (1 -0.000451) 18 =18.0
18、063164kg/kmol精馏段平均摩尔质量:气相：Mvm1MVDm MVFm 乳9255071 26.724525 29.3250165kg/kmol液相：M Lm1M LDm M LFm31.7645501 21.4507922= 26.6076711 kg/kmol(5)提馏段平均分子量:气相：Mvm2二M VWm M VFm18.1745442 26.7245258二 22.449535 kg/kmol液相：MLm2M LWm M LFm218.0063164 21.4507922= 19.7285543 kg/kmol4、平均密度的计算(1)气相平均密度Vm的计算精馏段平均密度：诂=
19、Pm1 MVm1R Tm1112.65 29.32501658.314 (273.15 71.025)3= 1.15446327 kg m-提馏段平均平均密度：匚讪Pm2R Tm2MVm2 123.15 22.4495358.314 (273.15 88.3645)= 0.91982673 kg m-3(2)液相平均密度；m的计算由式Lm i LA-求相应的液相密度。LB、塔顶平均液体密度tD -64.599 C 时，查化工原理得， 二=755.7 kg m-3 = 980.7 kg m-30.997 32:A 0.998310280.997 32 (1 -0.997) 18LDm -(755
20、.70.99831028 (1 -0.99831023)二 755.993075kg m-3980.7对于进料板：tF =77.451 C 匚-3 c -3=740.3 kg m : B = 974.3 kg m：ALFm0 46 320 6 0.602291330.46 32 0.54 181对于塔釜:-818.480124kg m-30.60229133 (1 -0.60229133)740.3 974.3 )tW = 99.278 C A =719.4 kg m-3 订=963.4 kg m-30.005 320.005 32 0.995 1 0.00885445(0.00885445
21、十(1 0.0088544勺 (719.4=960.5154 kg m-3(3)精馏段平均液相密度提馏段平均液相密度：m25、液体表面张力的计算963.4n _ LDm +Lm1 _ 小2Sm二 755.993075 818.480124= 787.236599 kg-3 mSmFm2960.5154 818.480124二 889.497762 kg m-3根据化工手册查得不冋温度下甲醇和水的表面张力表4不同温度下甲醇和水的表面张力位置平均温度o C甲醇mN/m水 mN/m塔顶64.59916.865.33进料77.45115.3363.11塔釜99.27814.9558.94根据式二m =
22、 Xi :i平均表面张力，如下：i-1则塔顶： 6m =0.994679 16.8 (1 -0.994679) 65.33 =17.05822 mN/m进料：匚Fm =0.323944 15.33 (1 -0.323944) 63.11 =47.63197 mN/m塔釜：二 Wm =0.002819 14.95 (1 -0.002819) 58.94 = 58.81601 mN/m四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算空塔气速可按下述方法计算。现根据半经验公式计算出最大允许空塔气速C HUmax 1 一 C取板间距Ht -0.4 m，板上液层高度 hL =0.06 m分离空间的咼度为：Ht -h =0.
23、4-0.06 =0.34 m气液动能参数为：Lh( !2 = O.O。13225600 787.236599)J= 002233166Vh 匚 1.54645406 3600 1.15446327气体负荷因子C20由史密斯关联图查取，查得C20 =0.072C5计宀 .072 (穿宀 0.079266 m/sUmax 1 - C=0.079266787.236599-1.15446327V 1.15446327=2.06838841 m/s求出最大允许空塔气速 Umax后，要想得到适宜的空塔气速，需乘以安全系数。2、提馏段的气液体积流率及塔径取板间距Ht =0.4 m，板上液层高度 hL =0
24、.06 m分离空间的高度为： HT -hL =0.4-0.06 =0.34 mLhjU 0.00235799 3600 889.497762 12气液动能参数为： -(-)2 ( ) 2 = 0.04934927Vh P/ 1.48586791 汉 3600 0.91982673气体负荷因子C20由史密斯关联图查取，查得 C20 = 0.07C心严“07 (曾宀.08513606 m/s0.91982673Umax1 二C、： LV =0.08513606 ,889.497762-.91982673= 2.64611233m/s取安全系数为 0.7，则空塔速度为 u =0.7umax =0.7
25、 2.64611233 = 1.85227863 m/s= 1.01088584 m200 mm塔径的计算值不是整数，应予以圆整。根据我国压力容器公称直径标准，直径在 1m以上间隔为故直径应取1.2 m。根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为 D = 1.2 m五、塔板主要工艺尺寸的计算1、塔有效高度的计算：精馏段有效高度为： 乙=(叫-1)HT =(21 T) 0.4 =8 m提馏段有效高度为： Z2 = (N2 -1)H T = (9 -1) 0.4 二 3.2 m在提溜段开1个人孔，在精馏段开 1个人孔，其高度均为：0.8m，故精馏塔的有效高度为:Z =30 0.4 0.8 2
26、 =13.6 m2、装置计算根据实际经验，一般情况下塔径小于 2 m时选用单流型，大于 2.2 m时才考虑双流型。在工业精馏塔中多采用，因D =1.2 m，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：(1)溢流堰长lWlW =0.6D =0.6 1.2 =0.72m溢流堰高度hW hW = h_ - hOw选平直堰，堰上液高度为 hOW，近似取E =1，23 Lh 2 3 3600 0.0012.84 10 E（）3 =284 10 1 （0.72w取板上清液层高度 hL =50 mm，故 hw = hL - hw 二 0.05 - 0.01000527 二 0.0399
27、9473 m(3)弓形降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af由=0.6，查弓型降液管图 得 Wd/D =0.115,Af .At =0.054故 Wd =0.115 1.2 =0.138mAf =0.054州=0.054 0.785 1.20.061m2故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速 u0二0.08 m/s，依下式计算降液管底隙高度 h00.0013225 36000.72 0.08 3600hw -ho = 0.03999473 - 0.02296 二 0.01703 m 0.006 m 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘 深度hW二50 mm3、
28、塔板布置(1)边缘区宽度确定入、出口安全区 Ws二Ws =0.07m ,边缘区宽度 Wc = 0.06 m。由以上可知 Wd= 0.138m（2）开孔区面积计算：2 2 2 XAa =2 (x . r -x - r arcs in )180 rx=D_(Wd Ws) =12 (0.138 0.07) =0.392 m2 2D 1.2r Wc 0.06 = 0.54 m2 2 辽 0 392故有效传质区面积 Aa =2 (0.392 . 0.542 -0.3922 0.542 arcsin 92) = 0.76495538 m2180 0.54(3)筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 、:=0.003 m碳钢板，取筛孔直径 d0 =0.005 m筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t为t = 3d0 = 0.015 m开孔率为：:=0.907(d0/t) =0.907 (竺05)2 -10.07%0.015筛孔总截面积 A0 =人=10.07% 0.76495538 = 0.0771075m2筛孔的气速为1.54645406u0 =VS /A0 20.0558185 m/s0.0771
