甲醇-水板式精馏塔课程设计

仅供个人参考仅供个人参考不得用于商业用途不得用于商业用途课程设计报告《甲醇一水精微分离板式塔设计》姓名：指导教师：年月日化工原理课程设计任务书-、设计题目：甲醇精储塔二、设计任务及条件(1)、进料含甲醇30%,其余为水(均为质量分率，下同)(2)、产品甲醇含量不低于98%;(3)、釜残液中甲醇含量不高于xxx%;(4)、生产能力17500T/Y甲醇产品，年开工7200小时(5)、操作条件：①间接蒸汽加热；②塔顶压强：1.03atm(绝对压强)③进料热状况：泡点进料；④单板压降：75mm液柱三、设计内容(1)、流程的确定与说明；(2)、塔板和塔径计算；(3)、塔盘结构设计：i.浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii.流体力学验算；iii.塔板负荷性能图(4)、其它；i.加热蒸汽消耗量；ii.冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量四、设计成果(1)设计说明书一份(2)A4设计图纸包括：流程图、精储塔工艺条件图。目录1.精储塔的物料衡算.原料液及其塔顶与塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol水的摩尔质量为： 18.01kg/kmolxF=03032.040,3032.040,7018.01>0,194xD=。9932.040,9932.040,0118.01>0,9822.原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量MF=32,040.19418.011-0.194=20.73Kg.molMD=32,040.98218.011-0.982=31.78Kg.mol则可知：原料的处理量：F=175003002420.731000=117Kmolh根据回收率： =xDDXfF=99%则有： D=23Kmoh由总物料衡算：F=DW以及： xFF=xDDWxW容易得出： W=94Kmoh,Xw-0.00122,塔板数的确定逐板计算法求取理论板层数Nt甲醇-水汽液平衡数据：xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825甲醇一水汽液平衡线0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2液相组成最小回流比及其操作回流比的求解：y§=0.570,x§=0.194Rmin=Xd-y；y-x；=(0.982-0.570/(0.570-0.194)=1.096取操作回流比为R=1.8Rm”L=RD=1.9723=45KmolhV=R1D=2.9723=68Kmol.hL'=LF=45117=162Kmol.hV=V=68Kmolh精微段操作线：y=LVxDVxD=0.6618x0.332提储段操作线：y=L：Vx-WVXw=2.832x-0.00162.1.3用逐板计算法求塔板数：相平衡方程：yn1=一必一1+—1Xn由前面可得：xq=xF=0.194y1=xD=0.982解得：x1=0.692依次解得：X1=0.692X2=0.674X3=0.629X4=0.571X5=0.459Y1=0.982Y2=0.790Y3=0.778Y4=0.748Y5=0.710X6=0.323X7=0.150X8=0.0464X9=0.0463X10=0.045丫6=0.636丫7=0.546Y8=0.356Y9=0.109Y10=0.108X7(xq,即前面7块板是精储段，后面起用提留段操作线方程和相平衡方程进行计算。X11=0.043X12=0.041X13=0.040X14=0.027X15=0.0026X16=0.00018Y11=0.107Y12=0.101Y13=0.096Y14=0.095Y15=0.064Y16=0.004712.2理论板层数Nt的求取精储段实际塔板数 N精=7/60%=12块提储段实际塔板数 N提=9/60%=15块.精储塔的工艺条件及有关物性数据数据操作压力的计算设每层塔压降：Ap=0.74Kpa(一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在

0.4〜1.1Kpa)进料板压力：PF=101.360.74=105.7Kpa精微段平均压力： Pm=101.3105.72=103.5Kpa塔釜板压力： PW=101.3150.74=112.4Kpa提储段平均压力：Pm'-.105.7112.42-109.05Kpa.操作温度的计算查表可得安托尼系数ABCMin~MaxH2O7.074061657.46227.0210〜168CH30H7.197361574.99238.23-16〜91H2O的安托尼方程： lgpA=7.07406-1657.46(tA+227.02)CH30H的安托尼方程：lgpB=7.19736-1574.99(%+238.86)甲醇的tBlg101.3=7.19736-1574.99tB238.86CtB=64.5由泡点方程试差可得当同理可求出所以塔顶温度tD=67.0℃时KKixi由泡点方程试差可得当同理可求出所以塔顶温度tF=85.2C时KKiX=1tW=103.2C时KKiX之1tD=67.0C进料板温度 tF=85.2℃塔釜温度 tW=103.2C精微段平均温度tm=(67.0+85.2丫2=76.1C提储段平均温度tm=(103.2+85.2)'2=94.2C平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由y1=XD=0.982查平衡曲线得 x1=0.956MVDm=0.98232.041-0.98218.01=31.79KgmolMLDm=0.95632.041-0.95618.01=31.42Kgmol进料板平均摩尔质量计算由yF=0.546查平衡曲线得X1=0.150MVFm=0.54632.041-0.54618.01=25.67Kg.molMLFm=0.150^32.04+(1-0.150y18.01=20.11Kg/mol塔釜平均摩尔质量计算由y1'=0.00471查平衡曲线得 x/=0.00018MVWm =0.00471 32.04 1-0.00471 18.01 =18.08Kg.molFMLwm =0.00018 32.04 1-0.00018 18.01 =18.01Kg.mol精微段平均摩尔质量MV=31.7925.672=28.73KgmolMLm=31.4220.112=25.77Kgmol提储段平均摩尔质量Mvm=(25.67+18.08),2=21.88Kg/molMLm=(20.11+18.01)’2=19.06Kg/mol.精储塔的塔体工艺尺寸精微段塔径的计算由上面可知精微段L=45Kmol：hV=68Kmoh精储段的气、液相体积流率为Vs=VMVm/3600PVm=(68父28.73丫(3600父1.01)=1.481m/S

Ls=LMLm/3600PLm=(45父25.77y(3600x819.1)=0.00084嗔Umax=C匹工式中，负荷因子C=C20(3)0.2由史密斯关联图⑶查得C20再\ % 0.02求0.5图的横坐标为 Fl=LV -L =0.0162v 入取板间距，Ht=0.40m,板上清液层高度取7=0.05m，则Ht-7=0.35m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知 C史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知 C20=0.075气体负荷因子 C-C2o(—)0.2=0.085260.02Umax=2.43取安全系数为0.8,则空塔气速为U=0.8Umax=2.430.8=1.94mmaxV0.785U按标准塔径圆整后为V0.785U按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为A=3.1411=0.785m2实际空塔气速为U实际=1.481/0.785=1.887吸U实际/Umax=1.887/2.43=0.78安全系数在充许的范围内，符全设计要求）4.2提储段塔径的计算由上面可知提储段 L=389.65Kmol/hV=189.61Kmoh提储段的气、液相体积流率为VS'=VMVm,36005=(189.61x21.88y(3600黑0.80)=1.466电力Umax=C 式中，负荷因子0C=C2°(二)0.2由史密斯关联图⑶查得C20再求V 。 0.02图的横坐标为 Flv=LV••T=0.051「V取板间距Ht=0.40m,板上清液层高度取hL=0.06m,则Ht-7=0.34m由史密斯关联图，得知 C20=0.076气体负荷因子C=C20— =0.09320Umax=3.14mS取安全系数为07,则空塔气速为U-0.7Umax=0.73.14=2.20mmaxD/ —V =0.921m,0.785U按标准塔径圆整后为D-0.1m2塔截面积为A=3.1411=0.785m实际空塔气速为U实际=1.466/0.785=1.868m/U实际/Umax=1.868/3.14=0.59(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)4.3精储塔有效高度的计算精储段有效高度为Z精=(N精-1Ht=(12—1^0.40=4.4m提储段有效高度为Z提=(N提-1Ht=(15-1¥0.40=5.6m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m故精储塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=10.4m5.塔板主要工艺尺寸5.1精微段塔板工艺尺寸计算因塔径 ，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。（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。）各项计算如下：可取lw=0.6D-0.6mhw选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种， 设计中一般采用平直形溢流堰板。）堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有how=2.84；1000XEM上 并由图放流收缩系数计算图⑷，则可取用 E=1.0,/ Jw）hw=0.0083m取板上清液层高度hi=0.05m故hw=0.0417弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.6查⑷可求得AfAT=0.057 Wd,D=0.125m2Af=0.0570.785=0.0448m2 Wd=0.1251.0=0.1251并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即3=3600Af*近=3600父0.0448M 0.40 =21.31s）5s其中HT即为板间距Lh 36000.00840.40m,Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。hoho=Lh/(3600.lw*Uo)取/=0.07啖ho=0.0084360036000.60.07=0.020024m0.02mhw-ho=0.0417-0.020024=0.021671910.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受7盘，深度hw=55mm因为D至800mm,所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为 3块。边缘区宽度确定取WS=双=65mm,Wc=35mm开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2Xr2-x2I1r2180sin】xr1其中x=D2-%Wsr=D/2—Wc并由Wd/D=0.125m,推出Wd=0.125由上面推出Aa=0.530m25.1.4筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用6=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=272件开孔率为4=0.907(do/tf=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=1.481/儿中巾=27.67嗯5.2提储段塔板工艺尺寸的计算(计算公式和原理同精微段)因塔径D=1.0m,所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精储段） 。各项计算如下:堰长lw可取lw=0.6D=0.6m溢流堰高度hw由hw=。-%w可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有howhow则可取用E=1，则how=0.0159m取板上清液层高度hl=0.06m故hw=0.06-0.0159=0.0441mWdAf由WJ=0.6查图⑷可求得DAf.AT=0.057 Wd,D=0.125mAf=0.0570.785=0.044745mWd=0.1251.0=0.125m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即3=3600Af =3600父0.044745M——040——=8.14s：5s其中Ht即为板间距Lh 36000.00220.40m,Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。hoho=Lh/j3600*lw*Uoj取Uo=0.17m贝Uho=0.0022360036000.60.17=0.022m0.02mhw-ho=0.0417-0.022=0.0197m0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受7盘，深度hW=55mm。塔板布置塔板的分块因为D之800mm,所以选择采用分块式，查表⑷可得，塔板可分为3块。边缘区宽度确定取WS=M：=65mm,Wc-35mm开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有A=2Xr2-x2-二r2180sinJxr1其中x=D2-WdWsr=D/2-Wc并由W4/D=0.125m,推出Wd=0.125由上面推出Aa=0.530m2筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用 6=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=15筛孔的数目n为n=1.155Aot2=272件开孔率为*=0.907(do/t2=10.1%气体通过阀孔的气速为Uo=Vs.Ao=1.466Aa =27.38mas6.筛板的流体力学验算精微段的力学验算hc干板的阻力hc计算由公式2 d„hc=0.051(Uo/c。)*(Pv/Pi讲取^=1.67，可查史密斯关联图得，Co=0.7726所以hc=0.051所以hc=0.051227.67)(1.01) 00 U0.0786m<0.772j⑹9.1J液柱气体通过液层的阻力hi由公式hiua=VsAT-Af=1.4810.785-0.0047=1.897ms— 05Fo— 05Fo=1.8971.01 =1.900.5kgSm0.5可查⑸得，得1.54所以hl=0.54M(0.0417+0.0083)=0.027m液柱 ... 4c 液体表面张力的阻力he由公式ha=J；；计算，则有h/0.0038m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp,可按下面公式计算hp=儿+hi+h『0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱气体通过每层塔板的压降为△p=hpKg=0.1094M819.lM9.81=879.07pa«0.9Kpa(设计允许值)对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。液沫夹带量，采用公式5.7106Ua、5.7106Ua、Ht-hf=5.710637.9710“3.21.8970.4-0.125；由二。.。68®/…hf=2.5h=2.5M0.05=0.125m所以可知液沫夹带量在设计范围之内。对于筛板塔，漏液点气速Uo,min可由公式实际孔速为Uo=27.67%:Uomn稳定系数为 K =^767=3.141.5Uo,min 8.81故在本设计中无明显漏液。为防止塔内发生液泛，降液管内液高度 Hd应服从式子Hd<^(Ht+hw)甲醇与水属于一般物系，取EMBEDEquation.KSEE3,贝UHThw)=0.50.400.0417V-0.221m而Hd=hphlhd板上不设进口堰，则有hd=0.153[uo”=0.153X0.072=0.0007m液柱Hd=hp+h+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱则有Hd<-Hthw于是可知本设计不会发生液泛提微段的力学验算hc干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(Uo/co"代/?诉取do=1.67，可查图得, EMBEDEquation.KSEE3\*oMERGEFORMATF所以hc=0.0561m液柱h

气体通过液层的阻力hi由公式hl=hua=VsAT-Af=1.879m,0.5Fo=1.897(0.80'=1.680人品5可查图得0=0.58所以hl=PhL=0.0344m液柱h、液体表面张力的阻力hb由公式收=/^计算，则有' :lgdoh§=0.0052m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp,可按公式hp=hc+hl+h§=0.0947m液柱气体通过每层塔板的压降为△p=hpRg=850.59pa(0.9Kpa计算结果在设计允值内对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。6.2.3液沫夹带液沫夹带量，采用公式5.71065.7106L工3.2-ua- =（5.7父106/55.13父10二I%-hf）3.21.897 ; I2.4—0.125J可知液沫夹带量在设计范围之内在设计范围之内6.2.4漏液对于筛板塔，漏液点气速Uo,min可由公式Uo,min：0.0056Uo,min：0.0056+0.13hL-h6f.5=9.55msUo=27.38m/：Uomin稳定系数为K=uo=27.38=2.87)1.5故在本设计中无明s, 9.55显漏液。为防止塔内发生液泛，降液管内液高度 Hd应服从式子Hd「Hthw甲醇与水属于一般物系，取中=0.5则Hthw=0.50.400.0417=0.221m而Hd=hphlhd板上不设进口堰，则有hd=0.1531uo)=0.004m液柱液柱则有:Hd<-Hthw于是可知本设计不会发生液泛7.辅助设备的计算及选型原料预热器原料加热：采用压强为270.25Kpa的水蒸汽加热，温度为130C,冷凝温度至K)同时有K)同时有Cp,h甲醇=2.48陟裾Qm,h=50000父1000/330父24=6313.13KJ/^kgCCp,h水二4.183&kgK质量分数Xf=0.3根据上式可知：Cpc=2.48父0.3+4.183父0.7=3.6721%对,K)设加热原料温度由10c到85c则有:*=Qm,hcpcAT=6313.13父3.6721M75=1.7387M106KJ/选择传热系数K选择传热系数K=80。%2K巾,A= 其中KTm△Tm=E"工=76/9K故有：.T2A=」一=28.41m2取安全系数为0.8则KTm飞际=28.41/0.8=35.51m2选择固定管板式换热器系列，规格为:采用加热管的直径为：25X2.5mm名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格5001.6IV152名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格--0.011935.5130007.2塔顶全凝器甲醇的气化热rQc=(R+1D*r=(1.97+1)<(89.02父31.793600产1101=2570k%冷凝塔顶产品由温度67.0C冷却到温度40c采用冷凝水由20c至IJ40C△Tm=支答2=23.33K选才?K=800%2=、则有：T〔 mKln.A= 叁T37.70m2 取安全系数为0.8K订m实际面积A=137.700.8=17212m2选择冷凝器的系列：采用加热管的直径为：25X2.5mm名公称直径Dg/mm公称压力管程数N管子根数n

称Pg/MPa规格6001.6R254名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0399172.1260007.3塔底再沸器Qc=VWr=189.61m2258M18.02=2143.8kgh塔釜产品由温度103.2C力口热至ij温度130c△Tm=130.0-103.2=26.8K选择K=1000%2K）则有:A=J—=78.00m2取安全系数为0.8则有KTm飞际=78.000.8=100.00m2名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格6002.5IV242名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0190100.0060007.4产品冷却器假设产品从67.0C冷却到40c时冷却水从进口温度15c至IJ40C时

*=Qm,ccpcAT=89.02x31.79x2.48乂（67—40）=1.8950x105KJh取仁60产中2kA= =3.25m2取安全系数为0.8则KTm飞际=3.250.8=4.06m2名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格2732.5R32名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.00504.0630007.5精微塔的其他尺寸塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降,其高度应该大于板间距。所以塔顶间距为(1.5-2.0Ht=1.8M0.4=0.72m7.5.2塔底空间塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定，设塔底的密度为1000%3601000200.0418.04601000=0.30m3 V=nR2h算出h=0.38m所以塔底高度设计为1.45m2.5m

H=n-nF-np-1HTnFHFnpHpHDHBH1H2=14-1-1-10.410.410.80.721.450.52.5=10.77m7.6管径的设计dv操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12〜20叱,0.5 -s蒸气管的直径为dv=：/Vj），其中v 30.544M1.55、 … ।=0.31m。14M0.544M1.55、 … ।=0.31m。14M20.0」名称接管公称直径Dg接管外径x厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格350mm377X10mm200mm620/381mmdvdR0.54M0.001; I<3.14X0.5；当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速Ur可取0.2〜0.5啖②当用泵输送时，可取1.5〜2.5mS0.54M0.001; I<3.14X0.5；=0.050m名称接管公称直径Dg接管外径x厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格50mm57M.5mm150mm--dF若采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.4〜0.8mS,如果用泵输送时，料

液速度可取1.5~2.5mS（本设计采用高位槽送料入塔，料液速度Uf=0.5msUf=0.5ms)0.5 0.5_40.006:3.140.5名称接管公称直径Dg接管外径x厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格150mm159>5mm200mm--dw一般可取塔底出料管的料液流速Uw为0.5~1.5嗯，循环式再沸器取1.0~1.5%（本设计取塔底出料管的料液流速Uw为0.8mS)名称接管公称直径Dg接管外径X厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格100108>6150200/112h1----h1----与板上液层阻力相当的液注高度u 粘月P 密以-——W—液4下标max—耳min----最L—液相V----气相八.附：一些特殊符号所代表的实际意义英文字母Aa----塔板的开孔区面积，m2Af----降液管的截面积,m2Ao----筛孔区面积,m2At----塔的截面积m2C----负荷因子 无因次C20----表面张力为20mN/m的负荷因子do----筛孔直径D—培^径mev----液沫夹带量kg液/kg气Et----总板效率R—回流比Rmin----最小回流比M----平均摩尔质量kg/kmoltm----平均温度Cg----重力加速度9.81m/s2Fo----筛孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2)hl----进口堰与降液管间的水平距离mhc----与干板压降相当的液柱高度 mhd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度mmho----解侬解翻5觥管尚t的速度how-WU霆翱%必宽度hW----Wd--整臂最降m管的宽度hW--磁5tfcm度h~--与克服表面张力的压降相当的液注高度mH----板式塔高度mHb----塔底空间高度mHd----降液管内清液层高度mZ----板式塔的有效高度Hd----塔顶空间高度mHf----进料板处塔