完整word版南昌大学甲醇 水连续精馏塔的课程设计

1、化工原理课程设计一、设计题目甲醇 - 水连续精馏塔的设计二、设计条件1、常压操作： p=1atm2、进精馏塔的料液含甲醇61%（质量），其余为水3、产品的甲醇含量不得低于99%（质量）4、残液中甲醇含量不得高于3%（质量）5、生产能力为日处理（ 24h）66.5 吨粗甲醇三、设计内容3.1 ：设计方案的确定及流程说明3.1.1 ：选择塔型精馏塔属气液传质设备。 气液传质设备主要有板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大， 由板式塔与填料塔比较知： 板式塔直径放大时， 塔板效率较稳定 , 且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，制造维

2、修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔， 塔板效率接近浮阀塔。 本次设计为分离甲醇与水， 所以由各方面条件考虑后，本次设计应用筛板塔。3.1.2 ：精馏方式由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式3.1.3 ：装置流程的确定为获取也液相产品，采用全凝器。含甲醇 61%（质量分数）的甲醇 - 水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离， 塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品经产品冷却器冷却后流入甲醇贮存罐， 一部分回流再进入塔中， 塔底残留液给再沸器加热后， 部分进入塔中，部分液体作为产品经釜液冷却器冷却后流入釜液贮存罐。3.1.4 ：操作压强的选择常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增

3、、减压设备费用和操作费用，提高经济效益 , 在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。3.1.5 ：进料热状态的选择泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。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。 冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，可采用泡点进料，q1。3.1.6 ：加热方式本次采用间接加热，设置再沸器3.1.7 ：回流比的选择选择回流比， 主要从经济观点出发， 力求使设备费用和操作费用最低， 一般经验值

4、为： R=(1.22)Rmin经后面简捷法计算对应理论板数 N 时，可知， R=2Rmin时，理论板数最少，所以回流比选择为最小回流比的 2 倍。3.2 ：二元连续板式精馏塔的工艺计算3.2.1: 相对挥发度的确定根据安托因方程logp0ABt C查表得安托因常数ABC甲醇7.197361574.99238.86水7.074061657.46227.02塔顶产品浓度为 99%，因此，可近似看成纯甲醇溶液；同理，塔底浓度为3%可近似看成纯水溶液。所以，塔顶温度为甲醇沸点为 64.6 ，塔底温度为水的沸点 100。因此塔底的相对挥发度aW=3.497塔顶的相对挥发度aD=4.138mDW3.804

5、3.2.2 ：全塔物料衡算总物料： F=D+W易挥发组分： FxF=DxD+WxWF、D、W：分别为进料、馏出液和釜液的流量（kmol/h ）xF、xD、 xW：分别为进料、馏出液和釜液中易挥发组分的组成、摩尔分率由操作条件得 ; F66.5100086.475kmol / h2432.0420.610.99xF32.0420.4677xD32.0420.980.610.390.990.0132.0421832.042180.03xW32.0420.0170.030.9732.04218即： 86.475=D+W86.475*0.4677=0.98D+0.017W解得： D=40.752kmo

6、l/hW=45.7233kmol/h3.2.3 ：平衡线方程yx3.804x1(1) x12.804x3.2.4 ：精馏段操作线方程已知 q=1、即 xe=xF=0.4677a=3.804即 y ex3.8040.46770.7698(1) x1 2.8040.46771即RminxDye0.980.76980.4103Rmin1xDxF0.980.4677解得： Rmin=0.6958即 R=2Rmin=1.3916所以精馏段的操作线方程为yn 1Rxn1xD0.5819xn0.4098R1R1xn: 见第八页yn+1: 同上3.2.5 ：提馏段操作线方程RDFFDyn 11) Dxnxw

7、1.4691xn 0.00798( R( R1) D3.2.6 ：理论板数的求算（ 1）逐板计算法第一层板上升蒸汽组成等于塔顶产品组成： y1=xD=0.98 根据操作线方程以及平衡线方程可得如下：y10.98x10.927960003y20.94978x20.832543565y30.894257x30.689745445y40.811163x40.530345371y50.718408x50.40143852x5xFy60.581773x60.26776421y70.385392x70.141513587y80.199918x80.061637695y90.082572x90.023113

8、414y100.025976x100.006961881x100.006m提馏段h 0LS 8.5 10-40.022ml w0 0.48 0.08hw -h0=0.07-0.022=0.048m0.006m故降液管底隙高度设计合理3.3.3.3受液盘及进口堰选用平形受液盘。不设进口堰。3.3.4 ：塔板设计3.3.4.1 ：塔板布置（1）开孔区（鼓泡区）面积Aa 计算取边缘区宽度 Wc=0.05mx=(D/2)-(Wd+Wc)=0.4-(0.0784+0.05)=0.2716mR =(D/2)-Wc=0.4-0.05=0.35m即Aa 2 x R 2x2R2 sin 1 ( x / R)2

9、0.2716 0.3520.2716 20.352 sin 1 (0.2716 / 0.35)0.338m 2180180（ 2）溢流区溢流区面积 Af 及 Af 分别为降液管和受液盘所占面积（3）安定区（破沫区）取溢流堰前的安定区宽度为Ws=0.07m取进口堰后的安定区为Ws=0.05m（4）无效区取无效区宽度为0.03m3.3.4.2:筛板的筛孔与开孔率（1）孔径 d0本设计所处理的物系无腐蚀性, 可选用碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。(2) 筛板厚度取 =0.8d0=4mm(3) 孔心距 t筛孔在筛板上按正三角形排列，取孔心距t=3d0=15mm(4) 开孔率A0（ d0)20.907

10、(5)210.1%Aa0.90715t（5）筛孔数n (115810 3) Aa(1158 10 3)0.338 1740个t 21523.3.5 筛板的流体力学验算3.3.5.1 ：塔板压降 Pp气体通过筛板的压降 Pp 以相当的液柱高度表示时可由下式计算：hp=hc+hl+h hp: 气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m（1） 干板阻力 hc 的计算精馏段筛孔气速VS0.76122.27m / s00.005A01740)2(2d0/ =5/4=1.25查干筛孔的流量系数图可知流量系数C0=0.84即 h c0.051(0)2(V)0.051（22.272 1.0790.049mC 0）

11、（）L0.84783提馏段筛孔气速0 VS 0.823.416m / sA00.00521740()2C0=0.84即 h c 0.051(0)2(V 0.051（23.416 20.82）0.036mC0)0.84）（L 913（2） 气体通过液层阻力 hl 的计算精馏段按有效流通面积计算的气速aVS0.7611.597m / sATAf0.820.026()2FaaV1.5971.0791.659查找充气系数 0 与 Fa 的关联图可知： 0=0.58即 hl= 0hL= 0(hw+how)=0.58*0.078=0.045m提馏段aVS 0.81.678m / sATAf0.82(0.0

12、26)2Fa a V 1.678 0.821.519查找充气系数 0 与 Fa 的关联图可知： 0=0.6即 hl =0hL=0(hw +how )=0.6*0.076=0.0456m（3） 液体表面张力的阻力 h的计算精馏段4430.92710 3h7839.820.0032mL gd00.005提馏段4 456.310 3h 9139.820.005mL gd 00.005即精馏段板压降 hp=hc+hl+h =0.049+0.045+0.0032=0.0972m Pp=hpLg=0.0972*783*9.82=747.38pa=0.747kpa提馏段板压降 hp = hc +hl +h

13、=0.036+0.0456+0.005=0.0866m Pp=hpLg=0.0866*913*9.82=776.43pa=0.776kpa3.3.5.2:雾沫夹带量 ev 的计算精馏段5.7 106a3.25.7 1061.5973.2液kg气ev（）（）0.065kgH Thf30.927 10 3 0.452.50.078/提馏段ev5.7 10 6（a3 .25.71061.6783.20.0395kg液 / kg气H T）56.3（2.5）h f 10 30.450.076故本设计液沫夹带量在允许范围ev0.1kg 液 /kg 气内 , 所以符合要求。3.3.5.3 ：漏液点气速 ow

14、的计算精馏段ow4.4Co (0.00560.13hLh )L / V4.40.84 （0.00560.130.078 - 0.0032）783/ 1.07911.149m / s稳定性系数 K0Kow提馏段22.271.997 1.5 2.0 所以无明显漏液现象11.149ow 4.4Co (0.0056 0.13hL h) L/V 4.40.84 （0.00560.13 0.076 - 0.005）913/ 0.82 12.625m / s稳定性系数 KK0 23.4161.8551.5 2.0所以无明显漏液现象ow 12.6253.3.5.4 ：液泛（淹塔）条件的校核降液管内的清液层高度Hd的计算精馏段液体流过降液管的压强降相当的液柱高度hd 的计算Ls)25.6610 425.318 104mh d 0.153(0.153()l w ? h00.480.02即 Hd=hp+hL+hd=0.0972+0.07