甲醇水溶液连续精馏塔设计.doc

课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 化工与制药学院课程设计说明书课题名称 专业班级 学生学号 学生姓名 学生成绩 指导教师 课题工作时间 武汉工程大学化工与制药学院 化工与制药学院课程设计任务书专业 班级 学生姓名 发题时间： 2023 年 12 月 7 日一、 课题名称甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）（一）设计任务(1) 解决能力： T/Y，年开工7200小时。(2) 原料甲醇-水溶液： (甲醇的质量分数)。 (3) 产品规定：塔顶产品甲醇含量(质量分数)不低于 ，釜液中甲醇含量不高于1%。（二）操作条件：（1）操作压力：塔顶压强为1.03atm（2）单板压降：不高于75mm液柱（3）进料状况： （4）回流比：自选（5）加热方式：间接蒸汽加热（6）冷却水进口温度：30试设计一板式精馏塔，完毕该生产任务。三、 设计任务1 拟定设计方案，绘制工艺流程图。2塔的工艺计算。（1）精馏塔的物料衡算；（2）最佳回流比的拟定（3）塔板数的拟定.3塔工艺尺寸的计算（1）板间距；（5）塔径；（6）塔盘结构设计；4塔板的流体力学核算；5绘出负荷性能图6辅助设备的计算与选型拟定塔顶冷凝器、塔底再沸器面积，加料泵，回流泵型号。7附件尺寸拟定塔顶空间、塔底空间、人孔、裙座、封头、进出管口等。8设计计算结果汇总表9设计结果评价10、绘制精馏塔装配图11、编制设计说明书四、 设计所需技术参数物性数据：热容、粘度、密度、表面张力和饱和蒸气压等。五、 设计说明书内容与装订顺序1封面2任务书3课程设计综合成绩评估表4中英文摘要。5目录及页码6说明书正文7参考文献8附录9附精馏塔装配图及流程图六、 进度计划（列出完毕项目设计内容、绘图等具体起始日期）1 设计动员，下达设计任务书 2023.12.72 搜集资料，阅读教材，拟订设计进度 2023.12.712.83 设计计算（涉及电算） 2023.12.912.134 绘图 2023.12.1412.165 整理设计资料，撰写设计说明书 2023.12.1712.186 设计小结及答辩 2023.12.19指导教师（署名）： 2023 年 12 月 7日 学科部（教研室）主任（署名）： 2023 年 12 月 7日说明：1学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、署名，经学科部（教研室）主任审核签字后，正式发给学生。设计装订时应将此任务书订在设计说明书首页。2假如设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列出。3. 所有署名均规定手签,以示负责。化工与制药学院课程设计综合成绩评估表学生姓名学生班级设计题目指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评估栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完毕设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师署名： 学科部主任署名： 年 月 日 年 月 摘要 本设计任务为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷夜进料，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加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。关键词:甲醇-水，精馏塔，预热器，全凝器，塔釜AbstractThis design task for the separation of methanol/water mixture. For the separation of binary mixture, continuous distillation process should be adopted. Used in the design of cold night feed, raw material liquid through preheater heat until after the bubble point into the column. Tower rising steam condenser cooling used to condensate under the bubble point part and return to the tower, the cooler after the rest of the products sent to the storage tank. Tower kettle by indirect steam heating, bottom products sent to a storage tank after cooling.Key words: methanol water, distillation column, preheater, the whole condenser, tower kettle.目录1. 概述.12. 工艺设计.23. 重要设备设计.64. 辅助设备的计算和选型.85. 流体力学校核176. 塔板负荷性能图207. 设计结果汇总.288. 设计评述.299. 参考文献.301概述设计方案的拟定塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。其内部设立一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的重要规定是：（1）生产能力大，不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小，将大大节省动力消耗，从而减少操作费用；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简朴，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。（7）还规定耐腐蚀、不易堵塞等。板式塔大体可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。本次设计重要是浮阀板式塔的设计。2.工艺计算2.1精馏塔物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量 MA=32.04 kg/kmol水的摩尔质量 MB=18.02kg/kmolXF=0.256XD=0.836MF=0.3832+(1-0.38)18=23.32F=119.116 总物料衡算 F=D+W 甲醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw 联立求解 D=32.828kmol/h W=86.288kmol/h Xw=0.03532.2相对挥发度的计算：表1甲醇-水x-y表温度/xy温度/ x y1000.000.0071.30.5940.81892.90.0530.28370.60.6850.84990.30.0760.40068.00.8560.89688.90.0930.43566.90.8740.91985.00.1310.54564.71.001.0081.60.2080.62778.00.2820.67173.80.4620.77672.70.5290.791所以 用内插法求得 2.3泡点温度的计算：表2甲醇水溶液的沸点浓度（%）0102030405060708090100沸点()10091.886.382.279.076.474.272.069.767.264.7 塔顶温度： 得塔底温度： 得表3比热（68.6）KJ/(kg)汽化热（82.2）KJ/kg水4.18642299.2甲醇1.481054.30 则 KJ/(kg) KJ/(kg)2.4最小回流比的计算：采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e(0.1942,0.1942)作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 = =故取操作回流比R=2 =2.192.5求精馏塔的气液相负荷：精馏段气液负荷V=（R+1）D=(2.19+1)21.87=69.77= mL=RD=2.1921.87=47.90= m提馏段气液负荷计算= m= m2.6操作线方程：精馏段操作线方程提馏段操作线方程3重要设备设计 3.1采用逐板法求理论塔板数由 得 第一块板时 以下为提馏段 理论上达成设计规定因此，精馏塔理论塔板数 (涉及再沸器) 进料板位置3.2实际塔板层数的求取：在时查得， 则全塔效率 ET=0.49(L)-0.245100%=45.23实际板层数：精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 4辅助设备的计算和选型 4.1初选塔板间距板间距HT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。对完毕一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增长塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增长。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可减少；但是板间距过小，容易产生液泛现象，减少板效率所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。可参照下表所示经验关系选取。表4 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600板间距需要初步选定，是由于计算空塔速度已估算塔径时，必须先选定板间距。板间距的尺寸在最后还需进行流体力学验算，如不满足流体力学的规定，则可适本地调整板间距或塔径。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。 现初选板间距 。4.2物性数据计算4.2.1操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3kPa每层塔板压降 P=0.7kPa进料板压力 PF=101.3+0.79=107.6kPa精馏段平均压力 Pm=(101.3+107.6)/2=104.45kPa塔釜板压力 Pw=101.3+140.7=111.1kPa提馏段平均压力 kPa4.2.2操作温度计算塔顶温度 tD=66.55进料板温度 tF=82.2塔底温度 tW=99.65所以，精馏段平均温度 tm=(66.55+82.2)/2=74.38 提馏段平均温度 tm=(82.2+99.65）=90.934.2.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算 气相MVDm=0.7132.04+(1-0.71)18.02=27.94kg/kmol 液相MLVm=0.87432.04+(1-0.874)18.02=30.27kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 气相MVFm=0.50332.04+(1-0.503)18.02=25.07kg/kmol液相MLFm=0.194232.04+(1-0.1942)18.02=20.74 kg/kmol塔底平均摩尔质量计算 气相MVWm=0.0102732.04+(1-0.01027)18.02=18.16kg/kmol 液相MLWm=0.00246432.04 +(1-0.002464)18.02=18.05kg/kmol精馏段平均摩尔质量气相MVm=(27.94+25.07)/2=26.50 kg/kmol液相MLm=(30.27+20.74)/2=25.50kg/kmol提馏段平均摩尔质量气相MVm=(25.07+18.16 )/2=21.62 kg/kmol液相MLm=(20.74+18.05)/2=19.40 kg/kmol4.2.4平均密度 4.2.4.1气相平均密度计算由抱负气体状态方程计算，即a.精馏段=b.提馏段 =4.2.4.2液相密度表5温度/塔顶66.550.9250.075753.3981.5进料板82.20.300.70734.6970.4塔底99.650.00430.9957712.4958.6 =进料板： = 塔顶： = =769.2 =885.0塔釜： = =984.3故精馏段平均液相密度 =提馏段平均液相密度 =4.2.5 液体表面张力 =由tD=66.55 查化工原理上册附表十九得64.95 16.58塔顶液体平均表面张力=0.87416.58+(1-0.874)64.95=22.67由tF=82.2 查化工原理上册附表十九得62.27 14.79加料板液体平均表面张力 =0.194214.79+(1-0.1942)62.27=53.05由tW=99.65 查化工原理上册附表十九得58.97 12.84精馏段平均表面张力 =提馏段平均表面张力 4.2.6液体粘度 () =tD=66.55，查化工原理上册11.14 0.4262 =0.87411.14+(1-0.874)0.4262=9.79tF=82.2，查化工原理上册11.68 0.3483=0.194211.68+(1-0.1942)0.3483=2.55 tW=99.65，查化工原理上册12.28 0.2894精馏段液体平均粘度 =提馏段液体平均粘度 4.3塔径参考有关资料，初选板间距=0.40m，取板上液层高度=0.06m故 -=0.40-0.06=0.34m精馏段：=查史密斯关联图可得 =0.053校核至物系表面张力为37.83mN/m时的C，即 C=0.053 =C=0.1 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.702.906=2.03 m/s故 D=0.50m提馏段：=查图可得 =0.040校核至物系表面张力为57.6mN/m时的C，即 C=0.040 =C=0.049 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.701.70=1.19m/s故 D=0.657m 按标准，塔径圆整为0.7m，则塔截面积A=0.38465精馏段空塔气速为u=1.37 m/s提馏段空塔气速为u=1.47 m/s4.4精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 =(9-1)0.40=3.2m提馏段有效高度为 =(14-1)0.40=5.2m精馏塔的有效高度：3.2+5.2=8.4m4.5 溢流装置的拟定采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 堰长 取堰长 =0.66D =0.660.7=0.462m 出口堰高 =选用平直堰，堰上液层高度由下式计算 =精馏段：近似取E=1，则取板上清液层高度=0.06m故 提馏段：近似取E=1，则取板上清液层高度=0.06m故 (3)弓形降液管的宽度与弓形降液管的面积 由查化工设计手册得 =0.125, =0.072 故 =0.125D=0.088m =0.072=0.0277 依下式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段： 5s提馏段： 5s ，故降液管设计合理 (4)降液管底隙高度 精馏段： =-0.006=0.0538-0.006=0.0478m提馏段： =-0.006=0.0499-0.006=0.0439m降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保证降液管底部的液封。4.6塔板布置溢流区：降液管及受液盘所占的区域破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，=0.07m无效边沿区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边沿区域，以供支撑塔板的边梁之用。 =0.06m开孔区面积 R=0.7/2-0.06=0.29mx=0.192m故 =0.205m4.7浮阀数目及排列 (1)浮阀的排列 采用F1型浮，由于塔径为0.7m，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m。（2）阀数拟定气相体积流量VS=0.5251已知，由于阀孔直径d0=0.039m，因而塔板上浮阀数目n就取决于阀孔的气速u0。，浮阀在刚全开时操作， 取阀孔动能因子 =10精馏段：孔速 =10.11m/s浮阀数 N=43.5(个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个提馏段：孔速=11.32m/s阀数N=41.8（个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个图4-1 塔板阀数图按n=38，重新核算孔速及阀孔动能因数 精馏段 仍在912范围内。提馏段；仍在912范围内。（3）开孔率精馏段：提馏段：开孔率在5%15%范围内，故符合设计规定。每层塔板上的开孔面积精馏段： 提馏段： 5 流体力学校核5.1气相通过浮塔板的压力降由 知 干板阻力 气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀所有启动前后有着不同的规律。对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc。阀全开前 （1）阀全开后 （2）令=，得由于，故=液柱 液层阻力 取充气系数数 =0.5,则 =0.50.06=0.03 液体表面张力所导致阻力据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260530Pa，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa，很小，计算时可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.036+0.03=0.066m常板压降 =0.066827.19.81=535.5(0.7K,符合设计规定)。5.2液泛的验算为了防止液泛现象的发生，规定控制降液管中清液层高度符合，其中 由前计算知 =0.066m, 取=0.5,板间距今为0.40m,=0.0538m, 故=0.5(0.40+0.0538)=0.227m又塔板上不设进口堰，则=0.153=0.000053m板上液层高度 =0.06m,得： =0.066+0.06+0.000053=0.126m由此可见：，符合规定，在设计负荷下不会发生液泛现象。5.3雾沫夹带的验算 = kg液/kg气由上式可知 0.1kg液/kg气浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。 泛点率=100%=D-2=0.7-20.088 =0.524m=-2=0.385-20.0277=0.3296 m式中板上液体流经长度，m； 板上液流面积，； 泛点负荷系数，取0. 102； K特性系数，取1.0。 泛点率= 泛点率80%,符合规定5.4漏液验算取F05作为控制漏液量的操作下限， 由 可知，6塔板负荷性能图6.1以精馏段为例6.1.1液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表表6Ls s0.00030.0010.0020.00250.003Vs s0.98770.94650.89930.87950.86106.1.2液泛线 令 由 联立得 由此拟定液泛线方程。 =由于物系一定，塔板结构尺寸一定，并且取E=1.02 , , 综上所计算整理得0.87-1956-10.2相应的和值如下表7 12345Ls s0.00030.0010.0020.0030.004Vs s0.90780.87520.83670.80010.7626 6.1.3液相负荷上限线求出上限液体流量值（常数） 以降液管内停留时间=4s，则 s6.1.4漏夜线对于型重阀，由，计算得 则s 由 =得 = 整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表8， 0.00010.0010.0020.0030.004， 0.42380.42760.43040.43280.43496.1.5液相负荷下限线若操作的液相负荷低于此线时，表白液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。取堰上液层高度=0.006m，根据计算式求的下限值 ， 取E=1.02 =s 通过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。（见后面）6.2以提馏段为例6.2.1液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0538=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表9表9， 0.00020.0010.0030.0050.007， 0.79890.75100.67240.61100.55756.2.2液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表表10， 0.00020.0010.0030.0050.007， 0.72870.69420.62710.55840.47766.2.3液相负荷上限线以 =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由 得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线.6.2.4漏液线由 =得 = 整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表11表11， 0.00030.00060.0010.0020.003， 0.3400.3420.3440.3480.3516.2.5液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准。由式得取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线6.3负荷性能图及操作弹性图7-1图7-2由上图查得 提馏段： 精馏段： 因此，精馏段的操作弹性为 提馏段的操作弹性为 7.设计结果汇总 实际塔板数：精馏段实际板层数 N精 =9 提馏段实际板层数：14 塔径D=0.50m 精馏段有效高度Z精=3.2m 提馏段有效高度Z提=5.2m 有效高度为8.4m堰长lw=0.462m 出口堰高hw=0.0499m弓形降液管宽度Wd=0.088m 弓形降液管面积Af=0.0277降液管底隙高度h0=0.0439m浮阀数n=388.设计评述 本次设计任务为设计一定解决量的精馏塔，实现甲醇-水溶液的分离。从接到设计规定期候的太多不懂无从下手到独立的完毕本次设计期间的感触和收获很多。大部分同学的进料方式是泡点进料而我的进料方式是冷夜进料，刚开始设计的时候由于没有注意到导致了已经计算到塔板数的那么多数据所有作废。后来在计算负荷性能的时候又由于用的不是权威的书籍上的标准公式导致了很大得计算误差，通过与别的同学的交流发现了自己的错误并且改正了，而这次失误又让我的整个关于负荷性能图的计算所有作废。设计的过程中尚有很多很多次由于计算不小心导致的小部分的失误。这一次一次的失误让我深刻了解了要想设计成功必须对相关的专业知识掌握娴熟，还要会查手册，并且计算时还要非常的仔细，由于数据是一环套一环的，有时一个数据的错误，会使后面的数据无法继续进行验算。本次设计有许多可之处但也有很多的局限性。一方面，本次设计任务工作量大时间有限，但最终通过验算可知设计基本符合设计规定，算是完毕了设计任务。另一方面，由于设计中的计算量很大并且计算数据复杂，所以难免会出现计算或者记录上的错误。此外，由于缺少经验也许有考虑不周到的地方会给实际生产带来影响。 由于本人能力水平有限，设计书中难免会存在不完善的地方，我诚恳地希望老师批评改正，让我更进一步的努力。 9.参考文献 1.化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社， 2.上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 北京：化学工业出版社，1986 3.陈敏恒，丛德兹等. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2023 4.大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，1994 5. 蒋维均主编.化工手册.清华大学出版社.6.化工机械手册.天津大学出版社.