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1、 湖南师范大学 《化工原理》课程设计说明书 设计题目 年产3万5千吨甲醇精馏塔的设计 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 （１） 生产能力：35000吨/年，年开工7200小时 （２） 料液组成：甲醇含量30%（质量分数） （３） 采用间接蒸汽加热 （４） 采用泡点进料 （５） 塔顶馏出液甲醇含量98%（质量分数） （６） 塔顶易挥发组分99%（质量分数） （７） 塔顶压强1.05atm（绝对压强） （８） 单板压降≤70Kpa液柱 （９） 加热蒸气压力
2、0.5Mpa（表压） ２ 主要使用数据 表1 甲醇水溶液汽液相平衡数据（摩尔） x y x y x y 0.00 0.000 0.15 0.517 0.70 0.870 0.02 0.134 0.20 0.579 0.80 0.915 0.04 0.234 0.30 0.665 0.90 0.958 0.06 0.304 0.40 0.729 0.95 0.979 0.08 0.365 0.50 0.779 1.00 1.000 0.10 0.418 0.60 0.825 ３
3、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，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== 0.194 xD= 0.965 xw=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. 194×32.04+(1-0.1
4、94)×18.02=20.74kg/kmol MD=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55 kg/kmol MW=0.0024×46+(1-0.0024)×18.02=18.10 kg/kmol 4.3 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：W=F-D =187.73kmol/h 甲醇物料衡算 F×xF=xD×D+W×xw xw =0.0024 4.4 塔板数的确定 1 理论塔板
5、层数Nt的求取 可利用图解法求理论板层数 ①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。 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=2×0976=1.952 4.4.1 操作线方程 求精馏塔的气液相负荷 L=RD=1.952×46.65=91.06kmol/h V=(R+1)D=2.952×46.65=137.71kmol/h L＇=L+F=91.68
6、234.38=325.44 kmol/h V＇=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，
7、 求得，pA=199.25kPa 而 求得，pB =52.794 kPa a=pA/ pB =199.25/52.794=3.774 求得 a=3.72 当进料液黏度在82.7时 μL=xFμA+(1-xA)μB=0.194×0.48+（1-0.194）×0.3447=0.37095 aμL=1.4000 用O`connell法 ET=0.49×(aμL)-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
8、塔顶 xD=y1=0.965,查平衡曲线x1=0.916 气相 MVDM=0.965×32.04+0.035×18.02=31.55㎏/kmol 液相 MJDM=0.916×32.04+0.084×18.02=30.86㎏/kmol 4.5.1.2 进料板 由图可知， xF=0.120 yF=0.460 气相 MVDM=0.46×32.04+(1-0.46)×18.02=24.47㎏/kmol 液相 MLDM=0.12×32.04+(1-0.12)×18.02=19.70㎏/kmol 4.5.1.3精馏段 气相 MVFM=0.5×
9、31.55+24.47)=28.01㎏/kmol 液相 MLFM=0.5×(30.86+19.70)=25.28㎏/kmol 4.5.2 平均密度 因为 PD=1.03atm=101.325+4=105.325kPa 单板压降 ΔP=70mm 液柱=0.070×1×103×10×13=9100Pa=9.1 kPa PF=PD+0.70×13=114.425kPa 精馏段平均压力 Pm=(105.325+114.425)/2=109.875KPa 4.5.2.1 气相 Pm= 109.875 kPa kg/m3 4.5.2.2 液相 LM= (1
10、) 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)=0.5×(756.06 +913.38)=834.72㎏/m3 4.5.3 表面张力 由公式σm=分别进行计算 4
11、5.3.1 塔顶 由tD=65.76℃，查手册得 σA=18.00mN/m σB=65.28mN/m σLDm =0.965×18.00+0.035×65.28=19.651mN/m 4.5.3.2 进料板 由tF=82.00℃，查手册得 σA=16.8mN/m σB=62.22mN/m σLFm=0.12×16.8+0.88×62.22=56.77mN/m 4.5.3.3 平均表面张力 精馏段液相平均表面张力为： σLm=(19.65+56.77)/2= 38.21mN/m 4.5.4 液体平均粘度的计算 液体平均粘度的计算公式
12、lgμLM= 4.5.4.1 塔顶 由tD=65.76℃,查手册得μA=0.340mPa•s ；μB=0.436mPa•s lgμLDM=0.965lg0.340+0.035lg0.436 得 μLDM=0.343 4.5.4.2 进料板 由tF=82.00℃,查手册得μA=0.5mPa•s ；μB=0.347mPa•s 得 μLFM=0.363 mPa•s 精馏段的平均表面张力为 μlm=0.353 mPa•s 4.6 塔和塔板工艺尺寸计算 VS=m3/s LS= m3/s 可得： Lh=Ls×3600=2.7576m3/h Vh=Vs×360
13、0=3618 m3/h 4.6.1 塔径 取HT=0.45m,取板上清液hL=0.06m HT-hL=0.39m 由 Umax=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=0.7×2.069=1.4486m/s D= 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/s 4.6.2 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=12×0.45=5.4m 提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT
14、15-1）×0.4=9×0.45=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=10.25m 4.6.3 溢流装置 因塔径D=1.0m<2.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘. 4.6.3.1 堰长 取溢流堰长LW=0.66×D=0.66m 4.6.3.2 堰高 由 hW＝hL-hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即 how=×E()2/3 取 E=1 how=×()2/3=0.007m 取板上清液高度 hL=0.06m hW=hL-how=0.06
15、0.007=0.053m 4.6.3.3弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af 由lW/D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得： Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722 Wd=0.124×D=0.124×1.0=0.124m Af=0.0722××D2=0.0722×AT=0.0567㎡ 4.6.3.4 降液管停留时间以检验降液管面积： T===23.02s>5s 故符合要求。 4.6.3.5降液管底隙高度h0 取降液管底的流速为 =0.08m/s,根据h0=Lh/(lw××3600)计算得： h0==0.0145m hw-h0=0.053-0.
16、0145=0.03851m>0.006m 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′=50nm 4.6.4 塔板布置 4.6.4.1 塔板的分块 因为D≥800mm，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)=0.311m R=D/2-WC=1.0/2-0.03
17、5=0.465m 故 Aa=2(X+Sin-1) =2×(0.311×+ Sin-1) =0.532m2 图5 塔板布置图 4.6.4 筛孔计算及其排列 取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，碳钢板原为δ=3mm 取 t/d0=3.0 孔心距 t=3.0×5.0=15.0mm 筛孔数目 n= 1.155Ao/t2=1.155×0.532/0.0152=2731个 开孔率为Φ=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=0.0101 气体通过阀孔的气速为 u0=Vs/A0=1.005/(0.0101×0.532)=18
18、07m/s 图6 筛孔布置图 4.6.5 塔高的计算 H=（n-n F-n P-1）HT+n FHF+n PHP+HD+HB+H1+H2 H——塔高，m； n——实际塔板数（不包括加热釜），23块； nF——进料板数，3个； HF——进料孔处板间距，0.45m； nP——人孔数（包括塔顶塔底空间所开人孔;塔顶塔底空间各一个，进料板处一个，见工艺图），5个； HB——塔底空间高，3m； HP——设人孔处的板间距，0.8m； HD——塔顶空间高，取1.2m； HT——板间距，0.45m； H1——封头高度，0.5m； H2——裙座高度；3m; 求得： H=
19、18.65m 4.7 筛板的流体力学验算 4.7.1 塔板压降 气体通过筛板压降相当的液控高度hp 依式 hp=hc+hl+hδ 来计算 4.7.1.1 干板阻力hc计算 干板阻力hc, 由d0/δ =5/3=1.67,查图得， C0=0.772m 故 m 4.7.1.2 气流通过板上液层的阻力hc计算 气体通过液层的阻力hl计算 h=βhL 查表得β=0.60 故 hl=βhL=β（hW+hOW）=0.60×(0.0467+0.0133)=0.036m液柱 4.7.1.3 液体表面张力的阻力的计算 液体表面张力
20、所产生的阻力 m液柱 4.7.1.4 气体通过筛板的压降 hp=hc+hl+hδ=0.0382+0.036+0.0037=0.0779 单板压降 ΔPp= hpLg=0.0779×834.72×9.81=638Pa≤0.7KPa 故设计合理 4.7.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 4.7.3 液沫夹带 hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m 故 =0.0152㎏液/㎏气<0.1㎏液/㎏气 故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内,不会发生夹带过量液沫. 4.7.4 漏液验算 由式
21、 u0,min= = =9.361m/s 实际孔速 u0=9.361m/s>u0,min 筛板稳定系数 K=u0/u0,min=18.70/9.365>1.5 故本设计中无明显漏液 4.7.5 液泛验算 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd应服从下式的关系,即 Hd≤(Ht+hW) 依式, Hd=hp+hL+hd 计算Hd hd=0.153()2=0.153(0.08)2=0.001m Hd=0.0779+0.06+0.001=0.1389m 取=0.5,则 (HT+hW)=0.5×(
22、0.4+0.053)=0.2265 ∴Hd≤ (HT+hW) 故在本设计中不会发生液泛现象. 4.8 塔板负荷性能图 4.8.1 漏液线 由 u0,min= u0,min=Vs,min/Ao hL=hW+hOW how= 得 =4.4×0.772×0.101×0.532× 整理得 Vs,min=5.106 表2 漏液线数据表 LS(×10-3m3/s) 0.6 1.5 3.0 4.5 6.0 V S (m3/s) 0.54 0.557 0.5766 0.593 0.593 4.8.2 液沫夹带线 以eV=0.1
23、㎏液/㎏气为限,求VS-LS关系如下: eV= hf=2.5(hw+how) hW=0.053m 故 hf=0.133+2.2 HT-hf=0.267-2.2 eV= =0.1 整理得VS=1.486-12.245 在操作范围内任取几个LS值,依上式算出相应的VS值，得： 表3 液沫夹带线数据表 LS(×10-3 m 3/s) 0.6 1.5 3.0 4.5 6.0 V S (m3/s) 1.4 1.362 1.231 1.152 1.082 4.8.3 液相负荷下限线 取hOW=0.006m作为液相负荷的下限条件， 取E
24、约等于1.0，则 解得 LS,min==0.00056m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 4.8.4 液相负荷上限线 取液体在降液管中的停留时间为4秒，则 LS,max=AfHt/Ls=0.00567 m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 4.8.5 液泛线 令 Hd=(HT+hw) 由 Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+hσ；hl=βhL=β（hW+hOW） 联立得： HT+(-β-1)hw=(β+1)hOW+hc+hd+hσ 忽略hσ，将hOW与LS，hd与LS,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得
25、 =0.153/(lwh0)2 =2.84×10-3E(β+1)(3600/Lw )2/3 将有关数据代入，得 =0.038 =0.5×0.4+(0.5-0.6-1)×0.053=0.142 =1670.58 =2.84×10-3×(0.6+1)(3600/0.794 )2/3=1.218 故=3.737-43947-37.395 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，得： 表4 液泛线数据表 LS×10-3（m3/s) 0.6 1.5 3.0 4.5 6.0 VS m3/s 1.895 1.190 1.601 1.352 0
26、92 图7 精馏段负荷性能图 由精馏段负荷性能图得 VS,max=1.367m3/s；VS,min=0.75 m3/s 可得：精馏段的操作弹性为 4.9 塔进出口管径的选择 4.9.1 蒸汽管 Vs=d2 u，d为蒸汽管的直径， u为气体速度，取为30m/s d== =0.2065=206.5mm 取Φ219×6.0系列的管子 4.9.2 回流管 取回流速度u=0.5m/s,LS=0.000766 m3/s d=== 0.0442m=44.2mm 取Φ50×2.5系列的管 4.9.3 进料管 u=0.5m/s，泡点时㎏/ m3
27、 d= = = 0.0623m=62.3mm 取Φ50×2.5系列的管 4.9.4 塔釜液出口 Tw=99.8℃时查表：ρ水=958.4㎏/ m3，ρ乙醇=785㎏/ m3 =0.00426 ρLWD= =957.49㎏/m3 Ws==0.00098m3/s 取u=0.7m/s d=== 0.042m=42mm 取Φ68×3.0系列的管 4.9.5 间接蒸汽加热管 取u=20m/s,进气为3个大气压，t=132.8℃ 查表得ρ=1.618㎏/m3 d===0.165m=165mm 取Φ168×5.0系列的管 管径的选择见下表： 表5 塔进出口管径列表
28、 蒸汽管 回流管 塔釜液出口 进料管 间接蒸汽加热管 Φ219×6.0 Φ50×2.5 Φ50×2.5 Φ68×3.0 Φ168×5.0 4.10热量衡算 用以下公式计算焓： H=a(T-T0)+b(T2-T02)+c(T3-T03)+d(T4-T04) 水：a=18.2964， b=472.118×10-3， c=-1338.78×10-6， d=1314.24×10-9 甲醇：a=-258.25，b=3358×10-3 ，c=-11638.8×10-6， d=14051.6×10-9 4.10.1 塔顶蒸汽带出热量QV QV＝V×HV 从甲醇水溶液的相平衡
29、数据查得xD＝0.965时 泡点T＝65.76℃，此时甲醇的比汽化热为1120kJ/kg 摩尔汽化热为 1120×32.04＝35884.8kJ/kmol T＝65.76℃时，水的比汽化热为2500kJ/kg 摩尔汽化热为 2500×18.04＝45050kJ/kmol 组成为xD＝0.965的乙醇水溶液的摩尔汽化热为 Hv=35884.8×0.965+45050×0.035=36205.6 kJ/kmol 塔顶蒸汽带出热量QV为 QV=V×Hv =137.71×36205.6=4985873.176kJ/h 4.10.2 塔底产品带出热量QW QW＝W×HW XW
30、0.00024, T=99.9℃ HW =7538.895kJ/mol 所以QW＝W×HW=187.73×7583.895=1415276.758kJ /h 4.10.3 进料带入热量Qf Qf＝F×Hf xf=0.194, T=82℃ Hf =6314.114kJ/mol 所以Qn＝F×Hf=234.38×6314.114=1479902.004kJ /h 4.10.4 回流带入热量QL QL＝L×HL XL=0.965, T=65.76℃ HL =5411.95kJ/mol 所以QL＝L×HL=91.06×5411.95=492812.16kJ /h
31、 4.10.5 塔釜加热量QB 釜液中甲醇的含量很小，可视为纯水。 在99.9℃时，水的比汽化热为2300kJ/kg 摩尔汽化热为 2300×18.02＝41446kJ/kmol 组成为Xw＝0.00024的甲醇水溶液的热量为 QB=41446×137.71=5707528.66kJ/h 4.10.6 设备向外界散发的热损失QN QN＝0.17×QB＝5707528.66×0.17＝970279.8722 kJ/h 4.10.7 总的热量衡算 QL＋QF＋QB = QV＋QW＋QN QV＋QW＋QN＝7371429.8062 kJ/h QL＋QF＋QB＝7680
32、242 .864kJ/h 将以上数据列入下表： 表6 热量衡算表 进 出 项目 数量（kJ/h） 项目 数量（10kJ/h） 进料带入热量QF塔釜加热量QB 回流带入热量QL合计 1479902.044 492812.16 5707528.66 7680242.864 塔顶蒸汽带出热量QV塔底产品带出热量QW 散发的热损失QN 合计 4985873.176 1415276.758 970279.8722 7371429.8062 表7 计算结果总表 项 目 计算数据 精馏段 提馏段 各段平均压强 109.8
33、5 略 各段平均温度tm，℃ 73.88 平均流量 气相 1.005 液相 0.00076 实际塔板数N，块 23 板间距 0.45 板的有效高度Z，m 18.65 塔径D，m 1.0 略 空塔流速u，m/s 1.28 塔板液流形式 单流型 溢流装置 溢流管形式 弓形 堰长，m 0.66 堰高，m 0.053 溢流堰宽度m 0.124 管低与受液盘距离，m 0.0145 板上清液高度，m 0.06 孔径的d0，mm 5 孔间距t，mm 15 开孔率,% 10.1 略
34、筛孔气速 18.70 筛孔数目,个 2731 每层塔板压降 0.638 液体在降液管中的停留时间t，s 25.80 降液管内清液高度 0.141 雾沫夹带ev，kg液/kg气 0.0156 负荷上限 雾沫夹带控制 略 负荷下限 液相负荷下限线控制 气相最大负荷 1.367 气相最小荷 0.750 操作弹性 1.823 5 参考文献： [1] 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002 [2] 时钧，汪家鼎，余国琮，陈敏恒. 化学工程手册[M]. 北京：化学工业出版社，1996 [3] 陈英南，刘玉兰. 常用
35、化工单元设备的设计[M]. 上海：华东理工大学出版社，2005 [4] 杨祖荣. 化工原理[M]. 北京:化学工业出版社,2004 [5] 王红林,陈砺. 化工设计[M]. 上海：华东理工大学出版社，2001 [6] 王志魁. 化工原理[M]. 北京：化学工业出版社，2005 6 后记 通过这次课程设计的学习，让我从以往的纯理论的思维中走了出来。认识到在工程实际之中，还有很多理论不能解决或不能完全解决的问题。这时候，更多的用到的是经验公式和近似的处理方法。并且，这些经验公式和近似的处理方法往往还有一定适用范围，这些都给我们课程设计的计算带来了一些麻烦。我想这些也给工程计算人员带来了诸多不便。这样就给我们化工人员提出了新的课题——建立更加合理的模型、找到更加正确理论解决工程问题。 另外，在完成这次课程设计的过程中，我感到自己的专业知识还不够扎实。处理问题时还不是得心应手，在被问题卡住时，经常求助于老师和书本。知道了临阵磨枪的无奈，在今后的学习中，我会更加严格的要求自己，认真学好。 最后，我要感谢老师在我完成课程设计时给我帮助与指导，让我的课程设计顺利完成。由于水平有限本次课程设计的错误在所难免，希望老师批评指出。
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