毕业设计 毕业论文 化工原理课程设计 常压甲醇—水筛板精馏塔设计

1、 南京工业大学南京工业大学 化工原理化工原理课程设计课程设计 设计题目 常压甲醇常压甲醇水筛板精馏塔设计水筛板精馏塔设计 学生姓名 班级、学号 化工化工 070325 指导教师姓名 课程设计时间 2010 年 6 月 14 日-2010 年 6 月 25 日 课程设计成绩 百分制 权重 设计说明书、计算书及 设计图纸质量，70% 独立工作能力、综合能 力、设计过程表现、设 计答辩及回答问题情况， 30% 设计最终成绩（五级分 制） 指导教师签字 化学化工学院 课程名称 化工原理课程设计 设计题目 常压甲醇水筛板精馏塔的设计 学生姓名 李健 专业 化学工程与工艺 班级学号 1001070325

2、设计日期 2010 年 6 月 14 日至 2010 年 6 月 25 日 设计条件及任务： 设计体系：甲醇水体系 设计条件: 进料量 F= 240 kmol/h 进料浓度 ZF= 0.15 （摩尔分数，下同） 进料状态：q 1 操作条件： 塔顶压强为 4 kPa(表压)，单板压降不大于 0.7kPa。 塔顶冷凝水采用深井水，温度 t12。 塔釜加热方式：间接蒸汽加热采用 3kgf/cm2水蒸汽。 全塔效率 ET = 52% 分离要求： XD= 0.995（质量分数） ；XW= 0.002（质量分数） ；回流比 R/Rmin =1.6 。 指导教师 2010 年 6 月 11 日 绪论绪论.1

3、 一一.化工原理课程设计的目的与要求化工原理课程设计的目的与要求.1 二二.化工原理课程设计的基本内容化工原理课程设计的基本内容.1 三化工原理课程设计的基本程序三化工原理课程设计的基本程序.1 第一节第一节概述概述.2 1.1 精馏操作对设备的要求精馏操作对设备的要求.2 1.2 体系介绍体系介绍.2 1.3 板式塔类型板式塔类型.4 1.3.1 泡罩塔 .4 1.3.2 筛板塔 .5 1.3.3 浮阀塔 .5 1.4 设计要求设计要求.5 1.5 精馏塔的设计步骤精馏塔的设计步骤.6 第二节第二节设计方案的确定设计方案的确定.6 2.1 操作条件的确定操作条件的确定.6 2.1.1 操作压

4、力 .6 2.1.2 进料状态 .6 2.1.3 加热方式 .7 2.1.4 冷却剂与出口温度 .7 2.1.5 回流比（R）的选择.7 2.1.6 热能的利用 .7 2.2 确定设计方案的原则确定设计方案的原则.8 第三节第三节 板式精馏塔的工艺计算板式精馏塔的工艺计算 .8 1理论塔板数的计算与实际板数的确定理论塔板数的计算与实际板数的确定.8 1.1 理论板数计算 .8 1.1.1 物料衡算.8 1.1.2 q 线方程.9 1.1.3 Rmin和 R 的确定.9 1.1.4 精馏段操作线方程的确定.9 1.1.5 精馏段和提馏段气液流量的确定.9 1.1.6 提馏段操作线方程的确定.10

5、 1.1.7 逐板计算法.10 1.1.8MT 图解法.12 1.2 实际板层数的确定(以逐板计算法为依据).13 2精馏塔操作条件计算精馏塔操作条件计算.14 2.1 操作压强的选择 .14 2.2 操作温度的计算 .14 2.3 塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 .15 2.3.1 密度及流量.15 2.3.2 液相表面张力的确定：.16 2.3.3 液体平均粘度计算.17 3 塔径的确定塔径的确定.18 4.塔有效高度塔有效高度.21 5.整体塔高整体塔高.21 6.塔板主要工艺参数确定塔板主要工艺参数确定.22 6.1 溢流装置 .22 6.1.1 堰长 lw.23 6.1.

6、2 出口堰高 hw.23 6.1.3 弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af.25 6.1.4 降液管底隙高度 0 h.26 6.2 塔板布置及筛孔数目与排列 .27 6.2.1 塔板的分块.27 6.2.2 边缘区宽度确定.27 6.2.3 开孔区面积 a A计算 筛孔计算及其排列.27 7.筛板的力学检验筛板的力学检验.29 7.1 塔板压降 .29 7.1.1 干板阻力 c h计算.29 7.1.2 液体表面张力的阻力计算 h计算.30 7.1.3 气体通过每层塔板的液柱高 p h.31 7.2 液面落差 .32 7.3 液沫夹带 .32 7.4 漏液 .33 7.5 液泛 .34 8.塔板

7、负荷性能图塔板负荷性能图.35 8.1 漏液线 .35 8.2 液沫夹带线 .36 8.3 液相负荷下限线 .37 8.4 液相负荷上限线 .37 8.5 液泛线 .38 8.6 操作弹性 .39 9. 辅助设备及零件设计辅助设备及零件设计.40 9.1 塔顶冷凝器（固定管板式换热器） .40 9.1.1 估计换热面积.40 9.1.2 计算流体阻力.42 9.1.3 壳程流体阻力.43 9.1.4 计算传热系数.43 9.2 塔底再沸器： .44 9.3 原料预热器 .45 9.4 管道设计与选择 .45 9.4.1 塔顶回流管.45 9.4.2 塔顶蒸汽出口管.46 9.4.3 塔顶产品出

8、口管.46 9.4.4 进料管.46 9.4.5 塔釜出料管.47 9.4.6 塔釜回流管.47 9.4.7 塔釜产品出料管.48 9.4.8 冷凝水管.48 9.5 泵 .49 9.5.1 进料泵.49 9.5.2 回流泵.49 10.设计结果汇总设计结果汇总.50 11. 参考文献及设计手册参考文献及设计手册.52 第四节设计感想第四节设计感想.53 第五节第五节 附录附录 MATLAB 源程序源程序.54 绪论绪论 一一. .化工原理课程设计的目的与要求化工原理课程设计的目的与要求 1.提高学生综合运用所学知识进行化工工艺设计的能力。 2.提高学生分析问题和独立工作的能力。 3.培养学生

9、实事求是的科学态度和严谨认真的工作作风。 4.提高学生工程绘图的能力。 二二. .化工原理课程设计的基本内容化工原理课程设计的基本内容 1.设计方案的确定:所选定的工艺流程设备形式等的理论依据。 2.主要设备的化工工艺及结构计算:物料衡算、能量衡算、工艺参数的选定、设备的主要 结构尺寸的确定等。 3.附属设备的设计或选型：主要附属设备的主要工艺尺寸的计算和设备型号规格的选定 4.工艺流程图：以单线图的形式描绘，标出主体设备与附属设备的物料流向、物流量和 主要测量点等，用 2 号图纸绘制。 5.主要设备装配图：图面应包括设备的工艺尺寸主要零部件的结构尺寸、技术特性表和 接管表等，用 1 号图纸按

10、工程制图要求绘制。 6.设计说明书：包括目录、设计任务书、流程图、设计方案的说明与论证、设计计算与 说明、对设计中有关问题的分析讨论、设计结果汇总（主要设备尺寸各物料量和状态 能耗主要操作参数以及附属设备的规格型号等）和参考文献目录。 三化工原理课程设计的基本程序三化工原理课程设计的基本程序 1.准备工作：认真阅读设计任务书，明确所要完成的设计任务。结合设计任务进行生产实 际的调研，收集现场资料，或查阅技术资料，以便了解与设计任务有关的典型装置的工 艺流程主体设备结构附属设备及测量控制仪表的装配情况等，为后面的设计工作做好准 备。 2.确定设计方案，绘制工艺流程图。 3.进行工艺设计计算。 4

11、 进行设备的结构结构设计，绘制主体设备的总装配图。 5.进行附属设备的设计计算和选型。 6.编写设计说明书。 第一节第一节 概述概述 1.1 精馏操作对设备的要求精馏操作对设备的要求 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设 备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为 了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛 等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较 高的传质效率下进行稳定的操

12、作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而 降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度， 最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。 实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。 不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进 行选型。 1.2 体系介绍体系介绍 常压下甲醇与水的二元溶液就属正偏差溶液。由于对于一定的 x 值，其两组分的蒸汽

13、压均比理想溶液计算的值偏高，必然泡点比理想溶液的低，在 t-x-y 图中其泡点线除两端 点外均下移，使泡点线与露点线之间的间距增大，亦即使 a 增大。 甲醇水体系汽液平衡数据 (101.325kPa)：参考课程设计数据 t/xya 100.00.000.00 96.40.020.1347.58 93.50.040.237.17 91.20.060.3046.84 89.30.080.3656.61 87.70.100.418 646 84.40.150.5176.07 81.70.200.5795.50 780.300.6654.63 75.30.400.7294.04 73.10.500.7

14、793.52 71.20.600.8253.14 69.30.700.872.86 67.50.800.9152.69 660.900.9582.53 650.950.9792.45 64.51.01.0 备注： ，算得常压下不同温度时甲醇对水的相对挥发度。 21 12 YX YX 常压下甲醇-水物系的 t-x-y 图与 y-x 图如下图所示： 1.3 板式塔类型板式塔类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采 用填料塔。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

15、和浮动 喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、筛板塔(1832 年)，其后， 特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新 型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔 板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡 罩塔，而前两者使用尤为广泛。 1.3.1 泡罩塔泡罩塔 泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要原件为升气管及泡罩。泡罩安装在升气管 的顶部， 分圆形和条形两种，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺寸分为、mm80mm100 三种，可根据塔径的大小选择。通常塔径

16、小于 1000mm，选用的泡罩；塔mm150mm80 径大于 2000mm，选用的泡罩。mm150 泡罩筛板的主要优点是操作弹性较大，液汽范围大，不易堵塞，适于处理各种物料， 操作稳定可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效 率较低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代。在设计中除特殊需要（如分 离黏度大、易结焦等物系）外一般不宜选用。 1.3.2 筛板塔筛板塔 筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小分为小 孔径筛板（孔径为 3 到 8mm）和大孔径筛板（孔径为 10 到 25mm）两类。工业应用中以小孔 径筛板为主，大孔径筛

17、板多用于某些特殊场合（如分离黏度大、易结焦的物系） 。 筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力大；气体分散 均匀，传质效率高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦，黏度大的物料。 应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小， 传质效率下降，故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高， 可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先 进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。 1.3.3 浮阀塔浮阀塔 浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。 其结构特点

18、是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从 浮阀周边水平的进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。浮 阀的类型很多，国内常用的有 F1 型、V-4 型及 T 型等，其中以 F1 型浮阀应用最为普遍。 浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片 可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长， 故塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高黏度的物料时，阀片易于塔板粘结；在操作过 程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。 应予指出以上介绍的仅是几种较为典型的浮阀形式。由

19、于浮阀具有生产能力大，操作弹性 大及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广 泛，是目前新型塔板研究开发的主要方向。近年来研究开发出的新型浮阀有船型浮阀、管 型浮阀、梯形浮阀、双层浮阀、V-V 浮阀、混合浮阀等，其共同的特点是加强了流体的导 向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动更趋于合理，操作弹性和塔板效率得到进一 步的提高。但应指出，在工业应用中，目前还多采用 F1 型浮阀，其原因是 F1 型浮阀已有 系列化标准，各种设计数据完善，便于设计和对比。而采用新型浮阀，设计数据不够完善， 给设计带来一定的困难，但随着新型浮阀性能测定数据的不断发表及工业应用的增

20、加，其 设计数据会不断完善，在较完善的性能数据下，设计中可选用新型浮阀。 1.4 设计要求设计要求 设计条件： 体系：甲醇-水体系 已知：进料量 F=240 kmol/h 进料浓度= 0.15（摩尔分数） F Z 进料状态：q 1 操作条件：塔顶压强为 4 kPa(表压)，单板压降不大于 0.7kPa。 塔顶冷凝水采用深井水，温度 t12； 塔釜加热方式：间接蒸汽加热 全塔效率 ET = 52% 分离要求： = 0.995 ；= 0.002 ；回流比/ =1.6 。 D W R min R 1.5 精馏塔的设计步骤精馏塔的设计步骤 a)根据设计任务和工艺要求，确定设计方案； b)根据设计任务和

21、工艺要求，选择塔板类型； c)确定塔径、塔高等工艺尺寸 d)进行塔板的设计，包括溢流装置的设计塔板的布置升气道（泡罩筛孔或浮阀等） 的设计及排列； e)进行流体力学验算； f)绘制塔板的负荷性能图； g)根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理想，可对某些参数进行调整， 重复上述设计过程，一直到满意为止。 第二节第二节 设计方案的确定设计方案的确定 2.1 操作条件的确定操作条件的确定 2.1.11.1 操作压力操作压力 塔的操作压力的选择实际上是塔顶和塔底温度的选取问题。在塔顶产品的组成确定以 后，塔顶的温度和压力只能选定一项。 2.1.2 进料状态进料状态 若进塔原料为过冷液体，q 值

22、大，则热量主要由塔釜输入，必要求蒸馏釜的传热 面积大，设备体积大，此外，因提馏段气液流量大，提馏段塔径要加大。于是，冷液 进塔虽可减少理论塔板数，使塔高降低，但蒸馏釜及提馏段塔径增大，亦有不利之处。 泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。此外，泡点进料，提馏段和精馏段 塔径大致相同，在设备制造上比较方便。所以根据设计要求，泡点进料，q1。 2.1.3 加热方式加热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的 热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由 塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用 3kgf/cm2（温度

23、130）间接水 蒸汽加热。 2.1.4 冷却剂与出口温度冷却剂与出口温度 采用深井水，入口温度 t12，由于水的出口温度一般不能超过 50左右，否则 溶解于水中的无机盐将会析出，在传热壁面上形成污垢而影响传热效果。同时考虑到 塔顶产品与冷却剂之间必须保持 10 到 20的传热温差，取冷却剂出口温度为 30 2.1.5 回流比（回流比（R）的选择）的选择 实际操作的必须大于，但并无上限限制。选定操作时应考虑，随选R min RRR 值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内 气、液流量 L，V，L ，V增加，势必使蒸馏釜加 热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，即操作费用 增大。若值过大，即气液流

24、量过大，则要求塔R 径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操 作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最 低点对应的值称为R 最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳值，常R 用的适宜 R 值范围为：（1.22）。本设计考虑以上R min R 原则选用：1.6。R min R 2.1.6 热能的利用热能的利用 精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的 95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走， 仅约 5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气 再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽， 而且还节省了大量的冷却介质。当然

25、，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉 产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投 资和由此给精馏操作带来的影响。 2.2 确定设计方案的原则确定设计方案的原则 总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符 合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工 业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便 地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来 观测和控制生产过程。 满足

26、经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔 顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费 用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用 和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费 用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆 产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。 第三节第三节 板式精馏塔的工艺计算板式精馏塔的工艺计算 1理论塔板数的计

27、算与实际板数的确定理论塔板数的计算与实际板数的确定 1.1 理论板数计算理论板数计算 1.1.1 物料衡算物料衡算 质量分数与摩尔分数转换：质量分数与摩尔分数转换： 质量分数质量分数摩尔分数摩尔分数 F 0.2390.15 D 0.9950.991146 W 0.0020.001126 已知进料量，进料组成，进料hKmol /240F 15 . 0 F X1q 设计要求： 991146. 0 D X001126 . 0 W X 衡算方程 ： hKmolW hKD WD WD WXDXFX WDF WDF /03.912 /mol36.09 001126. 0991146 . 0 15 . 0

28、240 240 1.1.2 q 线方程线方程 15 . 0 F X1q15 . 0 Xq线方程为： 读图可知平衡线和 q q 线交点为518 . 0 ,15 . 0 ee YX 1.1.3 Rmin和和 R 的确定的确定 83.21 15 . 0 518 . 0 518 . 0 99 . 0 ee e min XY YX R D 05 . 2 238 . 1 6 . 16 . 1 min RR 1.1.4 精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程的确定 精馏段操作线方程： 32497. 06721 . 0 05 . 3 991146 . 0 05 . 3 05 . 2 11 nnn1n XX R

29、 X X R R Y D 1.1.5 精馏段和提馏段气液流量的确定精馏段和提馏段气液流量的确定 已知 D36.09kmol/h R2.05 精馏段：LRD73.985kmol/h V（R1）D110.0745kmol/h 提馏段：LLqF73.985+240=313.985kmol/h VV（1q）FV110.0745kmol/h 1.1.6 提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程的确定 提馏段操作线方程： 002086. 05248.82 0745.110 001126 . 0 203.91 . 110.0745 985.313 mm1m m W XX V WX X V L Y 1.1.7

30、逐板计算法逐板计算法 逐板计算法,就是从塔顶或塔底出发,交替使用相平衡方程和操作线方程,逐板计算各理 论板的气、液相组成,直到达到规定的分离要求为止。每利用一次相平衡关系就算做一块理 论塔板，利用相平衡关系的总次数就是所需的总理论板数。 根据已知条件编写逐板计算程序，利用 MATLAB 程序进行求解，运行可得如下结果： 计算结果 精馏段理论塔板数为：9(块) 提馏段理论塔板数为：5.925611e+000(块) 共需理论塔板数为：1.492561e+001(块) 由上往下，各塔板上的液相组成： a = Columns 1 through 11 0.9790 0.9594 0.9280 0.87

31、79 0.8001 0.6838 0.5118 0.3054 0.1592 0.1057 0.0586 Columns 12 through 15 0.0259 0.0098 0.0033 0.0009 由上往下，各塔板上的气相组成： b = Columns 1 through 11 0.9911 0.9829 0.9698 0.9487 0.9150 0.8627 0.7845 0.6690 0.5303 0.4320 0.2995 Columns 12 through 15 0.1652 0.0717 0.0259 0.0075 操作线上的点操作线上的点平衡线上的点平衡线上的点 （） （）

32、9911 . 0 ,9911 . 0 X 10 Y9911 . 0 ,9790 . 0 11 YX () ()9829 . 0 ,9790 . 0 21 YX9829 . 0 ,9594 . 0 22 YX （） （）6989 . 0,5949 . 0X 32 Y6989 . 0, 0289 . 0 33 YX () ()4879 . 0,2809 . 0 43 YX0.9487,8779 . 0 44 YX （） （）1509 . 0,8779 . 0 X 54 Y1509 . 0,8001 . 0 55 YX () ()8627 . 0 ,8001 . 0 65 YX8627 . 0 ,6

33、838 . 0 66 YX （） （）7845 . 0 ,6838 . 0 X 76 Y7845 . 0 ,5118 . 0 77 YX () ()6690 . 0 ,5118 . 0 87 YX6690 . 0 ,3054 . 0 88 YX （） （）5303 . 0 ,3054 . 0 X 98 Y5303 . 0 ,1592 . 0 99 YX () ()4320 . 0 ,1592 . 0 109 YX4320 . 0 ,1057. 0 1010 YX （） （）2995 . 0 ,1057 . 0 X 1110 Y2995 . 0 ,0586 . 0 1111 YX () ()16

34、52 . 0 ,0586 . 0 1211 YX1652. 0,0259. 0 1212 YX （） （）0717 . 0 ,0259 . 0 X 1312 Y0717 . 0 ,0098 . 0 1313 YX () ()0259 . 0 ,0098 . 0 1413 YX0259 . 0 ,0033 . 0 1414 YX （） （）0009 . 0 ,0033 . 0 X 1514 Y0009 . 0 ,0009 . 0 15 15 YX 1.1.8 MT 图解法图解法 图解法以在 y-x 直角坐标中的直角阶梯法最为常用。图解法简单步骤： 1)首先在直角坐标上作出恒压下的 y-x 相平衡

35、线和对角线。 2)在 x 轴上定出、三点，并通过三点做垂线交对角线于 a、e、b 三点。 D X F X W X 3)借助于 q 线，作出精馏段和提馏段的操作线。 4)从点 a 开始在平衡线和精馏段操作线之间做梯级，当梯级跨过两段操作线交点 d 时， 改在相平衡线和提馏段操作线之间做梯级，直到梯级达到或跨过 b 点为止。 5)梯级在相平衡线上的顶点数即为所需要的理论板数。若塔顶采用分凝器，则分凝器相 当于一块理论版，应从总梯级数中减去 1；塔底再沸器是否相当于一块理论板需要看 再沸器的型式，一般情况下可以看做一块理论板予以扣除。 6)进料板相当于跨过交点 d 的梯级。 读图可知：精馏段理论板数

36、 9 块，提馏段理论板数=6 块 1.2 实际板层数的确定实际板层数的确定(以逐板计算法为依据以逐板计算法为依据) 块 精 1852 . 0 / /9N 块（不包括再沸器） 提 1112.50/256.95N 块 提精 29NN N P 2精馏塔操作条件计算精馏塔操作条件计算 2.1 操作压强的选择操作压强的选择 应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料， 一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使 用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。 塔顶压力 KPaPD 3 . 1054 3 . 101 单板压降KPaP7 .

37、 0 进料板压力KPa F 9 . 117187 . 0 3 . 105P 塔底压力KPaPW 3 . 126307 . 0 3 . 105 精馏段平均压力KPaPm 6 . 1112/ ) 9 . 117 3 . 105( 提馏段平均压力KPaPm 2 . 2442/ ) 3 . 1269 .117( 2.2 操作温度的计算操作温度的计算 泡点进料： 15 . 0 X F 通过“t-x-y”图查得： 进料板温度 5 . 84 F t 塔顶温度： 7 . 64 D t 塔底温度： 8 . 98 W t 精馏段平均温度 6 . 742/ ) 7 . 64 5 . 84( m t 提馏段平均温度6

38、5.912/ ) 8 . 98 5 . 84( m t 2.3 塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 2.3.1 密度及流量密度及流量 设甲醇为 a，水为 b 甲醇分子量为：32.04kg/kmol () a M 水的分子量为：18.01 kg/kmol () b M 、精馏段、精馏段 精馏段平均温度 74.6 查 t-x-y 图得 xa0.435，ya0.748 查表得：= 738.2(按饱和液体计)， a 3 /mkg05.975 b 3 /mkg 液相平均分子量： kmolkgMxMxM baaal /11.24)1 ( 气相平均分子量：

39、kmolkgMyMyM baaav /50.28)1 ( 液相密度： 3 /22.418mkg xMxM M b bb a aa l L 气相密度：（气相视为理想气体） 3m /.11mkg RT Mvp S 液相流量： /sm10025. 6 22.4183600 1.124985.73 3600 34 L L s ML L 气相流量： /sm7922 . 0 .113600 0.5280745.110 3600 3 V V S MV V 、提馏段、提馏段 提馏段平均温度：91.7 查 t-x-y 图得282 . 0 ,055 . 0 aa yx 33 /15.964,/15.720mkgm

40、kg ba 液相平均分子量： kmolkgMxMxM baaal /78.18)1 ( 气相平均分子量： kmolkgMyMyM baaav /97.21)1 ( 液相密度： 3 l /.328934 M mkg xMxM b bb a aa L 气相密度：（气相视为理想气体） 3m v /.8890 mkg RT Mvp 液相流量： /sm107531 . 1 4.328933600 78.18985.313 3600 33 L L S ML L 气相流量： /sm7571. 0 889 . 0 3600 97.2188.2110 3600 3 V V S MV V 2.3.2 液相表面张力

41、的确定：液相表面张力的确定： 查化工原理化工原理附录附录 2 2 水的物理性质及附录水的物理性质及附录 9 9 有机液体的表面张力共线图有机液体的表面张力共线图知： 塔顶液相表面张力 , 7 . 64 D tmmNmmN b /27.65,/40.17 a mmNxx baaa /88.1727.65)99 . 0 1 (40.1799 . 0 )1 ( 1 进料板液相表面张力 , 5 . 84 F tmmNmmN ba /64.61,/16 mmNxx baaa /794.5464.6185 . 0 1615 . 0 )1 ( 2 塔底液相表面张力 ， 8 . 98 W tmmNmmN ba

42、 /06.59,/40.14 mmNxx baaa /02.5906.59999 . 0 4 . 14001 . 0 )1 ( 3 精馏段平均液相表面张力m/mN4.336 2 21 精 提馏段平均液相表面张力mmN /91.56 2 32 提 全塔平均液相表面张力m/5.438 2 31 mN 2.3.3 液体平均粘度计算液体平均粘度计算 im Xlglg i 塔顶液体粘度: , 7 . 64 D t smPasmPa BA 438 . 0 ,335 . 0 336 . 0 438. 0lg01. 0335 . 0 lg99 . 0 lglg 1miim1 XsPam 进料板液体粘度: ,

43、8 . 98 W tsmPasmPa BA 335 . 0 ,27 . 0 320 . 0 335. 0lg85 . 0 245 . 0 lg15. 0lglg 2ii2 mm XsPam 塔釜液体粘度: , 8 . 98 W tsmPasmPa BA 286 . 0 ,224 . 0 86.20286. 0lg999 . 0 224. 0lg001 . 0 lglg 3ii3 mm XsPam 精馏段平均液相粘度sPa mm m328 . 0 2 21 精 提馏段平均液相粘度smPa mm 303 . 0 2 32 提 全塔平均液相粘度smPa mm 311 . 0 2 31 3 塔径的确定

44、塔径的确定 3.1 精馏段精馏段 设 m6 . 0H T m055 . 0 L h 0.021 2/12/1 ).11/2.482)(7922 . 0 /0006025. 0()/(/L SLSS V）（ 545 . 0 H L T h 由图 12-41 得到13 . 0 C20 0.146 2 . 0 20 )/20/(CC 允许有效空塔速度 smC SSLg /8.93.11/ ).112.482(146 . 0 / )(u (max) 取安全系数为 0.6, 0.6=2.3m/s u (max) ug muVS45 . 0 ).324.13/(7922 . 0 4)/(4D 圆整取塔径为

45、 1.0m 实际空塔气速 即)/(4 2 DVu S sm/009 . 1 )1785. 0/(7922 . 0 u 2 初步核算：雾沫夹带： 取mD W 66 . 0 166 . 0 66 . 0 l ,785 . 0 ) 2 (A 22 m D T 查图可知0722. 0/ Tf AA 0.05668m2 Tf A0722 . 0 A %7.22/ Tf AA 液层上部的气体速度 sm AA V u fT S g /088. 1 05668 . 0 785 . 0 7922 . 0 ，mhh Lf1375 . 0 5 . 2 mhH f T 4675 . 0 汽汽kggkgg hH u e

46、 f T g V /.1k0/k023.00) )(12 )( 73 (22 . 0 2 . 3 停留时间： 5s56.5s0.0006025/ )05668 . 0 6 . 0(/H SfT LA 自以上两项核算初步认为塔径取 1.0m 是合适的。 3.23.2 提馏段提馏段 设 =0.45m,=0.06m T HL h 0.075 2/12/1 S )0.889/934.328)(7571 . 0 /0017531 . 0 ()/(/L SLSV）（ 39 . 0 H L T h 由图 12-41 得到0.008 20 C 0.098 2 . 0 20 )/20/(CC 允许有效空塔速度

47、smC SSL g /7.130.889/ )0.889934.328(098 . 0 / )(u (max) 0.6=1.9m/s u (max) ug )785 . 0 /(D uVS m71 . 0 )9 . 1785 . 0 /(7571 . 0 取塔径为 1.0m，实际空塔气速 即)/(4 2 DVu S sm/965 . 0 )1785 . 0 /(7571 . 0 u 2 初步核算：雾沫夹带： 取mD W 66 . 0 0 . 166 . 0 66 . 0 l ,785 . 0 ) 2 (A 22 m D T 查图可知0722. 0/ Tf AA 0.05668m2 T fA07

48、22 . 0 A %7.2/ TfAA 液层上部的气体速度 sm AA V u fT S g /0395 . 1 05668 . 0 785 . 0 7571 . 0 ，mhh Lf15 . 0 5 . 2 3 . 0 f T hH 汽汽kggkgg hH u e f T g V /.1k0/530.00) )(12 )( 73 (22. 0 2 . 3 停留时间： 5s14.55s0.0017531/ )05668. 045 . 0 (/H Sf T LA 自以上两项核算初步认为塔径取 1.0m 是合适的。 4.塔有效高度塔有效高度 精馏段有效高度 mHNZ TP 10.26 . 0) 11

49、8() 1( 1 精 提馏段有效高度mHNZ TP 4.9545. 0) 112() 1( 2 提 从塔顶开始每隔 7 块板开一个人孔，其直径为 0.6 米,开人孔的两块板间距取 0.7 米 所以应多加高(0.7-0.6)18/7+（0.7-0.45） （12/7）=0.514m Z=+1.4=10.2+4.95+0.514=15.7mZ精 Z提 5.整体塔高整体塔高 (1)塔顶空间 HD 取 HD=1.6=0.96m 加一人孔 0.6 米,共为 1.56m T H (2)塔底空间 塔底储液高度依停留 4min 而定 m5360 . 0 785 . 0 6040017531. 0 T S L

50、A L H 取塔底液面至最下层塔板之间的距离为 1m，中间开一直径为 0.6 米的人孔 1+0.5360=1.5360m w H (3)整体塔高 .8m1856 . 1 5360 . 1 5.71 DW HHZH 6.塔板主要工艺参数确定塔板主要工艺参数确定 精馏塔：已知条件：精馏塔：已知条件： T=74.6 P=111.6kPa =0.7922 =0.0006025 S Vsm / 3 S Lsm / 3 =1.1 =822.4 S 3 /mkg L 3 /mkg 36.34mN/m =0.328mPa/ s 提馏段：已知条件：提馏段：已知条件： T=91.7 P=122.8kPa =0.7

51、571 =0.0017531 S Vsm / 3 S Lsm / 3 =0.889 =934.328S 3 /mkgL 3 /mkg 56.91mN/m =0.303mPa/ s 6.1 溢流装置溢流装置 单溢流又称直径流。液体自受液盘横向流过塔板至溢流堰。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。 选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。 6.1.1 堰长堰长 lw 精馏段：精馏段： 堰长 0.66mD W 66 . 0 l 提馏段：提馏段： 堰长 0.66mD W 66 . 0 l 6.1.2 出口堰高出口堰高 h

52、w 精馏段：精馏段： 求 OW h 6.1 )66 . 0 ( 0006025 . 0 3600 )( 5 . 25 . 2 W S l L 由图 12-48 查得 E=1.03 3/2 )/(00284 . 0 h WSOW lLE 0.0065m 3/2 )66 . 0 /0006025 . 0 3600(03 . 1 00284 . 0 应大于 6mm，不宜大于 70mm。 OW h mhh Lf1375 . 0 5 . 2 可忽略 求 L h 前面已假设： mhL055 . 0 故mhhh OW L W 0485 . 0 0065 . 0 055 . 0 取为 0.05。 W h）（0

53、65.00,0.1065.005.00 mhh OWWL 0565 . 0 0065 . 0 05 . 0 h 提馏段：提馏段： 求 OW h 17.8 )66. 0( 0017531. 03600 )( 5 . 25 . 2 W S l L 由图 12-48 查得 E=1.04 3/2 )/(00284 . 0 hWS OW lLE 。 0.0133m 3/2 )66 . 0 /0017531 . 0 3600(04 . 1 00284 . 0 mhh Lf15 . 0 5 . 2 可忽略 求 L h 前面已假设： mhL06 . 0 故mhhh OW L W 0467 . 0 0133 .

54、 0 06 . 0 取为 0.05。 W h）（133.00,0.1133.005.00 mhhh OwWL 0633 . 0 0133 . 0 05 . 0 6.1.3 弓形降液管宽度弓形降液管宽度 Wd 和面积和面积 Af 精馏段：精馏段： 求液面梯降 mDlW83 . 0 2/ ) 166 . 0 (2/ )(b 由图 12-46 得= d Wm0.124D.1240 内外堰间距离mWDZ d 752 . 0 2 1 取mD W 66 . 0 166 . 0 66 . 0 l ,785 . 0 ) 2 (A 22 m D T 查图可知0722. 0/ Tf AA 0.05668m2 Tf

55、 A0722 . 0 A %7.22/ Tf AA 液层上部的气体速度 sm AA V u fT S g /088. 1 05668 . 0 785 . 0 7922 . 0 ，mhh Lf1375 . 0 5 . 2 mhH f T 4625 . 0 汽汽kggkgg hH u e f T g V /.1k0/k024.00) )(12 )( 73 (22 . 0 2 . 3 停留时间： 5s56.5s0.0006025/ )05668 . 0 6 . 0(/H SfT LA 提馏段：提馏段： 求液面梯降 mDlW83 . 0 2/ ).0166 . 0 (2/ )(b 由图 12-46 得

56、= d Wm124 . 0 D.1240 内外堰间距离mWDZ d 752 . 0 2 1 取mD W 66 . 0 0 . 166 . 0 66 . 0 l ,785 . 0 ) 2 (A 22 m D T 查图可知0722. 0/ Tf AA 0.05668m2 T fA0722 . 0 A %.27/ TfAA 液层上部的气体速度 sm AA V u fT S g /0395 . 1 05668 . 0 785 . 0 7571 . 0 ，mhh Lf15825 . 0 633.00.525 . 2 mhH f T 29175 . 0 汽汽kggkgg hH u e f T g V /.

57、1k0/k0579.00) )(12 )( 73 (22 . 0 2 . 3 停留时间： 5s14.5s0.0017531/ )05668 . 0 45 . 0 (/H Sf T LA 6.1.4 降液管底隙高度降液管底隙高度 0 h 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示 O h 降液管底隙高度应低于出口堰高，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不 O h W h 应低于 6mm。即=-0.006 O h W h 也可按下式计算： O h 式中-液体通过底隙时的流速，m/s。 h oW S O ul L o u 根据经验，一般取=（0.07，0.25）m/s。 o u 精馏段：精

58、馏段： 取=12mm O h 提馏段：提馏段： 取=0.1m/s，得=26mm o u O h 6.2 塔板布置及筛孔数目与排列塔板布置及筛孔数目与排列 6.2.1 塔板的分块塔板的分块 D800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为 3 块。 6.2.2 边缘区宽度确定边缘区宽度确定 精馏段：精馏段： 查表表 10-3310-33 弓形宽度与面积弓形宽度与面积 取0.07m,0.05m。 S W C W 提馏段：提馏段： 查表表 10-3310-33 弓形宽度与面积弓形宽度与面积 取0.07m,0.05m。 S W C W 6.2.3 开孔区面积开孔区面积计算计算 筛孔计算及其排列筛孔计算及其排

59、列 a A 精馏段：精馏段： 取3/,4 OO dtmmd 则 t=12mm 对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即 a A )sin 180 (2A 1 2 22 r xr xrx a 查表表 10-3310-33 弓形宽度与面积弓形宽度与面积 取0.07m,0.05m。 S W C W 0.306m)()2/(x Sd WWD 0.45m C WD)2/(r 0.306/0.45=0.68rx/ 得 0.5046 a A 2 m 筛孔按正三角形排列，筛孔数目个4048 012 . 0 5046 . 0 155 . 1 155 . 1 n 22 a t A 开孔率为 % 1 . 10)

60、012 . 0 004 . 0 (907 . 0 )(907 . 0 22 t do 气体通过阀孔的气速为 sm V u a S / 6 . 15 5046 . 0 101 . 0 7922 . 0 A 0 提馏段：提馏段： 取3/,4 OO dtmmd 则 t=12mm 对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即 a A )sin 180 (2A 1 2 22 r xr xrx a 查表表 10-3310-33 弓形宽度与面积弓形宽度与面积 取0.07m,0.05m。 S W C W 0.306m)()2/(x Sd WWD 0.45m C WD)2/(r 0.306/0.45=0.68rx