甲醇连续精馏塔设计概要

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甲醇_水精馏塔设计报告

《化工原理课程设计》报告一、概述................................................................. - 5 -1.1 设计依据......................................................... - 5 -1.2 技术来源......................................................... - 5 -1.3设计任务及要求................................................... - 5 -二、计算过程............................................................. - 6 -2. 1 设计方案....................................................... - 6 -2.2 塔型选择......................................................... - 6 -2.3工艺流程简介..................................................... - 6 -2.4 操作条件的确定................................................... - 7 -2.41 操作压力.................................................... - 7 -2.4.2 进料状态................................................... - 7 -2.4.3 热能利用................................................... - 7 -2.5 有关的工艺计算................................................... - 7 -2.5.1精馏塔的物料衡算............................... 错误!未定义书签。

甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计_课程设计

化工原理课程设计说明书系别：化学与制药工程系华夏学院化学与制药工程系课程设计任务书专业化学工程与工艺班级 1101 学生姓名饶俊发题时间： 2013 年 1 月 7 日一、课题名称甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计二、课题条件⒈设计条件在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，其组成为含甲醇46%，水54%（质量分数），另外含有少量地药物固体微粒.为了使废甲醇溶媒重复利用，拟设计建造一套浮阀精馏塔，对废甲醇溶媒进行精馏.2.设计目标年处理废甲醇溶媒3万吨；甲醇溶媒含水量≤0.3%（质量分数），塔底废水中甲醇含量≤0.5%（质量分数）3.操作条件①操作压力常压②精馏塔顶压强 4kPa（表压）③进料热状况自选④回流比自选⑤单板压降不大于0.7kPa4.设备形式浮阀塔5.建厂地址武汉6. 指导教师文艳霞高小红7.参考文献[1]化工原理课程设计，柴诚敬，王军，张缨编，天津，天津科学技术出版社，2011年7月.[2] 王国胜主编.化工原理课程设计（第二版）.大连理工大学出版社：大连.2008，01[3] 梁忠英主编.化工原理.中国医药科技出版社2008，06；[4]《化工工艺设计手册》，上、下册，；[5]《化学工程设计手册》；上、下册[6]化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京.2004，01[7]化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-换热器；化学工业出版社：北京.2004，01[8]化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社：北京.2004，01[9]方利国，董新法编著.化工制图Auto CAD实战教程与开发[M].北京，化学工业出版社，2005,01三、设计任务1．文献检索及调研；2．工艺流程设计，工艺流程图.；3．物料衡算、塔设备工艺计算4．塔和塔板工艺尺寸计算、流体力学验算、附属设备地选型和计算；5．设计结果一览表、对本设计地评述；6．绘制带控制点地工艺流程图（2#）、塔工艺条件图（1#）.四、设计所需技术参数地获取参考《化工工艺设计手册》（上、下）、《化学工程设计手册》、《化工设备设计全书-塔设备》、《化工设备设计全书-管道》《化工设备设计全书-压力容器》、《化工设备设计全书-换热器》、《化工原理》等资料五、设计说明书内容封面、设计任务书、目录、正文、成绩评定表正文：分章编写1. 前言2. 设计方案地确定和流程地说明3. 塔地工艺计算4. 塔和塔板主要工艺尺寸地设计4.1. 塔高、塔径及塔板结构尺寸地确定4.2. 塔板地流体力学验算4.3. 塔板地负荷性能图5. 附属设备地选型和计算6. 设计结果一览表7. 对本设计地评述或有关问题地分析讨论.8. 参考文献9.附录六、进度计划1 2012.12.7-8 下达设计任务，课程设计指导课，借阅相关资料；2 2012.12.9拟定设计方案，流程设计，进行物料衡算和塔工艺计算；3 2012.12.10～13 塔工艺计算、塔和塔板主要工艺尺寸地计算、附属设备地选型和计算4 2012.12.14-16完成设计说明书、绘制带控制点地工艺流程图5 2012.12.17-22 绘制塔地工艺条件图6 2012.12.23-24上交课程设计资料指导教师（签名）：年月日系主任（签名）：年月日前言甲醇在工业等方面，都有很广泛地应用，是一种很重要地原料.在很多方面，要求甲醇有不同地纯度，有时要求纯度很高，这是比较困难地.要想把低纯度地甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏地方法，因为甲醇和水地挥发度相差不大.精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝地过程，因此可使混合液得到几乎完全地分离.化工厂中精馏操作是在直立圆柱形地精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板.为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液.可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作.浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板地基础上发展起来地，它吸收了两种塔板地优点.其结构特点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地阀片.气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气体流量地大小而上下浮动，自行调节.浮阀地类型很多，国内常用地有F1型，V-4型及T型等，本设计采用F1型浮阀.浮阀塔已成为国内应用最广泛地塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍.浮阀有很多种形式，但最常用地是F1型和V-4型.F1型浮阀地结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低地系统中，采用轻阀.浮阀塔具有下列优点：1、塔孔开孔率大生产能力大.2、由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大.3、因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率高.4、气体压强降及液面落差较小.5、塔地造价低.其缺点是处理易结焦，高粘度地物料时，阀片易与塔板粘结；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.但对于黏度稍大及有一般聚合现象地系统，浮阀塔也能正常操作.本设计采用地是F1型重阀.目录第一章设计方案及流程地确定 (1)1.1设计方案地确定 (1)1.2流程说明及流程图 (1)第二章塔设备工艺计算 (3)2.1 精馏塔工艺计算 (3)2.2 主要数据参数地计算 (3)2.3理论板地计算 (8)2.4塔径地初步设计 (10)2.5溢流装置 (12)2.6塔板地结构尺寸、浮阀数目及排列 (15)第三章塔板地流体力学验算 (18)3.1气相通过浮阀塔板地压降 (18)3.3 雾沫夹带 (20)3.4塔板负荷性能图 (21)第四章设计结果一览表 (24)第五章塔附件设计 (25)5.1 接管 (25)5.2筒体与封头 (27)5.3除沫器 (27)5.4裙座 (28)5.5人孔 (28)第六章塔总体高度地设计 (29)6.1塔地顶部空间 (29)6.2塔地底部空间高度 (29)6.3塔总体高度 (29)第七章附属设备地设计 (30)7.1热量衡算 (30)7.2附属设备地选型 (32)第八章总结 (36)参考文献 (37)附录 (38)一、符号代码说明 (38)二、阶梯法求理论塔板数 (40)三、塔板负荷性能图 (41)第一章设计方案及流程地确定1.1设计方案地确定1.1.1操作压力地选择蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行.确定操作压力时，必须根据所处理物料地性质，兼顾技术上地可行性和经济上地合理性进行考虑.例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性地物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空地设备.对于沸点低、在常压下为气态地物料，则应在加压下进行蒸馏.当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作.但在塔径相同地情况下，适当地提高操作压力可以提高塔地处理能力.有时应用加压蒸馏地原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时地热量，或可用较低品位地冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏地能量消耗.1.1.2进料热状况地选择进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔地热负荷都有密切地联系.在实际地生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔地操作比较容易控制，不致受季节气温地影响.此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段地塔径相同，为设计和制造上提供了方便.1.1.3加热方式地选择蒸馏釜地加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器.有时也可采用直接蒸汽加热.若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液地相对挥发度较大(如酒精与水地混合液)，便可采用直接蒸汽加热.直接蒸汽加热地优点是：可以利用压力较低地蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大地传热面.这样，可节省一些操作费用和设备费用.然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽地不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同地情况下，塔底残液中易挥发组分地浓度应较低，因而塔板数稍有增加.此时采用间接蒸汽加热，设置再沸器是合适地.1.1.4回流比地选择适宜地回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时地回流比为最适宜地回流比.确定回流比地方法为：先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比地 1.2－2.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.4，即R= 1.5Rmin；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品地余热，节约能源.1.2流程说明及流程图甲醇-水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔.塔顶上升蒸气采用全冷凝后，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽.塔釜采用间接蒸汽加热.将加热再沸器物料地蒸汽再用来预热原料.精馏装置有精馏塔、再沸器，原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备.热量自塔低蒸汽输入，由冷凝器中地冷却介质将余热带走.甲醇—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降地地回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底.在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质地传递过程.第二章塔设备工艺计算2.1 精馏塔工艺计算2.1.1精馏塔地全塔物料衡算F ：进料量（kmol/h) F x ：原料组成 D ：塔顶产品流量（kmol/h) D x ：塔顶组成 W ：塔底残液流量（kmol/h) W x ：塔底组成原料中甲醇地组成：F x =02.18/54.004.32/46.004.32/46.0+=0.3239塔顶组成：D x ==+18/003.004.32/997.004.32/997.00.9947塔釜组成：W x ==+02.18/995.004.32/005.004.32/005.00.00282进料量F==⨯+⨯⨯24300)02.18/54.004.32/46.0(7103h kmol /68.184由总物料衡算：W D F +=易挥发组分物料衡算：W D F Wx Dx Fx += 解得：D= 59.78kmol/h W=124.9kmol/h2.2 主要数据参数地计算2.2.1甲醇—水系统t-x-y 数据表2-1 甲醇-水地气液平衡数据温度t/℃甲醇摩尔分数温度t/℃ 甲醇摩尔分数液相x/% 气相y/% 液相x/% 气相y/% 1000 0 73.8 46.20 77.56 92.95.31 28.34 72.7 52.92 79.71 90.37.67 40.01 71.3 59.37 81.83 88.99.26 43.53 70.0 68.49 84.92 85.013.15 54.55 68.0 85.62 89.62 81.620.83 62.73 66.9 87.41 91.94 78.028.18 67.75 64.7 100 100 76.7 33.33 69.18注：摘自《化工工艺设计手册》2.2.2温度地计算塔顶,塔釜.进料地温度分别为FW D t t t ..利用表2-1数据，由内插法得： 9.667.649.668741.018741.09947.0--=--D t D t =64.79℃ 1009.92100031.5000282.0--=--W t W t =100℃ 787.76782818.03333.02818.03239.0--=--F t F t =76.94℃ 精馏段平均温度：=+=+=279.6494.7621D F t t t 70.865℃ 提馏段平均温度：=+=+=294.7610022t F W t t 88.47℃2.2.3密度地计算已知：混合液相密度B B A A ρχρχρ+=L 1混合气相密度004.22TP MP T V =ρ(X 为质量分数，M 为平均相对分子质量）塔顶温度：D t =64.79℃气相组成D y ：94.9110094.911009.667.649.6679.64--=--D y D y =0.9967 进料温度：F t =76.94℃气相组成F y ：75.6718.6975.67100787.767894.76--=--F y F y =0.6892塔釜温度：F t =99.996℃ 气相组成W y ：034.280100100-9.92100-996.99--=W y W y =0.00016（1）精馏段液相组成1x : 1x =6593.023239.09947.02=+=+FD x x 气相组成1y ： 1y =854295.026892.09967.02=+=+FD y y所以：hkmol M h kmol M V L /84.29)84295.01(02.1884295.004.32/26.27)6593.01(02.186593.004.3211=-⨯+⨯==-⨯+⨯=（2）提馏段液相组成2x ： 16336.023239.000282.022=+=+=Fw x x x气相组成2y ： 34468.026982.000016.022=+=+=FW y y y所以：hkmol M hkmol ML L /85.22)34468.01(02.1834468.004.32/31.20)16336.01(02.1816336.004.3222=-⨯+⨯==-⨯+⨯=表2-2 不同温度下和水地密度注：摘自《化工工艺设计手册》求得在W F D t t t ..下甲醇和水地密度：75174375160706079.64--=--AD ρAD ρ=747.1683/m kgD t =64.79℃时2.983-8.9772.9830706079.64BD -=--ρBD ρ=982.833/m kg83.982997.01168.747997.01D-+=ρD ρ=747.713/m kg=F t 76.94℃时hkmol h kmol h kmol F F BF BF AF AF /19.848636.97354.0754.73646.01/636.9738.9778.9718.97770807094.76/75.73674373474370807094.76=+==--=--=--=--ρρρρρρ =W t 99.996℃时hkmol h kmol h kmol W W BW BW AW AW /783.956403.958995.0004.716005.01/403.9583.9654.9583.9659010090996.99/004.7167157167259010090996.99=+==--=--=--=--ρρρρρρ 所以3/487.9022783.95619.84823/95.797271.74719.848221mkg mkg WF L DF L =+=+==+=+=ρρρρρρkmolkg M M M kmolkg M M M kmolkg x x M kmol kg x x M kmol kg x x M LW LF L LF LD L W W LW F F LF D D LD /311.23206.18561.222/264.272561.22966.312/06.1802.18)00282.01(04.3200282.002.18)1(04.32/561.2202.18)3239.01(04.323239.002.18)1(04.32/966.3102.189947.0-104.329947.002.18)1(04.3221=+=+==+=+==⨯-+⨯=⨯-+⨯==⨯-+⨯=⨯-+⨯==⨯+⨯=⨯-+⨯=）（kmolkg y y M kmolkg y y M W W VW D D VD /022.1802.18)00016.01(04.3200016.002.18)1(04.32/683.2702.18)9967.01(04.329967.002.18)1(04.32=⨯-+⨯=⨯-+⨯==⨯-+⨯=⨯-+⨯=kmolkg M M M kmolkg M M M VW VF V VD VF V /853.222022.18683.272/839.292994.31683.27221=+=+==+=+=3231333/9353.027296.0141.12/17.12141.1199.12/7296.0)15.273996.99(314.8022.186.125/199.1)15.27379.64(314.8994.313.105/141.1)15.27394.76(314.8683.27120m kg m kg m kg m kg m kg VW VF V VF VD V VW VD VF =+=+==+=+==+⨯⨯==+⨯⨯==+⨯⨯=ρρρρρρρρρ2.2.4混合液体表面张力对于一般混合溶液地表面张力可由B B A A x x δδδ⨯+⨯=计算表2-3 不同温度下甲醇和水地表面张力当D t =64.79℃mmN mmN B B A A /29.652.663.642.6660706079.64/2252.188.186.178.1860706079.64=--=--=--=--δδδδm mN /47.1829.65)9947.01(2252.189947.0D =⨯-+⨯=δ当=F t 76.94℃时mmN mmN B B A A /1202.633.646.623.6470807094.76/1142.176.179.166.1770807094.76=--=--=--=--δδδδm mN F /22.48)3239.01(1202.633239.01142.17=-⨯+⨯=δ当W t =99.996℃时mmN mmN B B A A /8.587.608.587.609010090996.99/9.14169.14169010090996.99=--=--=--=--δδδδm mN W /68.588.5800282.0-19.1400282.0=⨯+⨯=）（δ则精馏段液相平均表面张力为：m mN FD m /345.33222.4847.182(=+=+=δδδ精）提馏段液相平均表面张力为：m mN WF m /45.53222.4868.582)(=+=+=δδδ提2.2.5混合物地粘度1t =70.865℃ 查表得：s mPa s mPa B A ⋅=⋅=393.0312.0μμ2t =88.47℃ 查表得：s mPa smPa B A ⋅='⋅='3226.0256.0μμ（1）精馏段粘度：)1(111x x B A -⨯+⨯=μμμ smPa ⋅=-⨯+⨯=3396.0)6593.01(393.06593.0312.0（2）提馏段粘度：)1(222x x B A -⨯'+⨯'=μμμsmPa ⋅=-⨯+⨯=3117.0)16336.01(3226.016336.0256.02.2.6相对挥发度地计算由F x =0.3229 F y =0.6892 得63.4)3239.01()6892.01(3239.06892.0=--=F α由D x =0.9947 D y =0.9966 得56.1)9947.01()9966.01(9947.09966.0=--=D α由W x =0.00282 W y =0.00016 得057.0)00282.01()00016.01(00282.000016.0=--=W α(1)精馏段地平均相对挥发度：095.3256.163.421=+=+=FD ααα (2)提馏段地平均相对挥发度：3435.22057.063.422=+=+=F W ααα2.3理论板地计算理论板：离开这种板地地气液相组成平衡温度相等；塔板上各处地液相组成均匀一致. 理论板地计算方法：本次采用图解法计算.根据表3-1地数据，绘出平衡曲线.泡点进料，所以q=1，q 线方程为平行于y 轴地一条直线.画出对角线，得到x-y 曲线图，所得地图形如下：图2-1 确定最小回流比画直线通过（D D x x ，），且与平衡曲线相切，此时回流比为最小回流比min R ，由图可知，截距为0.2775. 故有F min min1R R x x y x D q D --=+=9947.075.27-47.99=0.72 得58.2R min =取R=1.5Rmin=87.358.25.1=⨯ 精馏段操作线方程为：204.0795.0187.39447.0187.387.311y +=+++=+++=x x R x R R D 由于是泡点进料则3239.000282.09947.0====F W D F q x x x x x ，，，，q 线方程为：q=1 又已知精馏段操作线方程，由梯级图解法确定理论板层数.图见附录.在图上作操作线，由点（0.9947，0.9947）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q 线交点，直到阶梯与平衡线地交点小于0.00282为止，由图此得到地全塔理论塔板数T N =14.8（包括再沸器）.精馏段理论板数为10层，提馏段理论板数为4.8层（包括再沸器），应从第11块板进料. 板效率与塔板结构，操作条件，物质地物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行地程度.板效率可用奥康奈尔公式：245.0)(49.0-=L T E αμ计算.式中，α—塔顶与塔底平均温度下地相对挥发度；L μ—塔顶与塔底平均温度下地液相粘度mPa.s.（1）精馏段块所以：已知：精21484.010484.0)3396.0095.3(49.03396.0095.311245.0111====⨯⨯=⋅==-T T P T E N N E smPa μα （1）提馏段块所以：已知：提9439.018.4439.0)3117.002.5(49.03117.0025.522245.0221=-===⨯⨯=⋅==-T T P T E N N E smPa μα 全塔所需实际板数：块30921=+=P N全塔效率：%46308.132===提P T T N N E 加料板位置在第22块塔板2.4塔径地初步设计2.4.1气液相体积流量计算（3）精馏段()skmol h kmol D R V s kmol h kmol DR L /0809.0/13.29178.5987.41/06426.0/35.23178.5987.3==⨯=+===⨯==已知：313111/17.1/95.797/84.29/26.27mkg mkg kmolkg M kmol kg M V L V L ====ρρ质量流量：skg h kg V M V s kg h kg L M L V L /41.2/3192.868713.29184.29/75.1/601.630626.2735.2311111==⨯=⋅===⨯=⋅=体积流量：sm h m V V sm h m L L V S L S /06.2/059.742517.13192.8687/0022.0/9035.795.797601.63063311133111========ρρ（4）提馏段由于本设计采用泡点进料，故q=1.s kmol h kmol F q V V skmol h kmol qF L L /08087.0/13.291)1(/11556.0/03.41668.18435.231==-+='==+=+='已知：323222/9353.0/487.902/85.22/31.20mkg mkg kmolkg M kmol kg M V L V L ====ρρ质量流量：hkg M V V h kg M L L V L /3205.665285.2213.291/5693.844931.2003.4162222=⨯='==⨯='=体积流量：sm h m V V sm h m L L V S L S /976.1/82.71129353.03205.6652/0026.0/3625.9487.9025693.84493322233222========ρρ2.4.2塔径地计算（1）精馏段由LVL C u u u ρρρ-==⨯=max max 8.0~6.0(，，安全系数安全系数），式中C 可由史密斯关联图查出.2/1)(VL hV h L ρρ图2-2史密斯关联图横坐标数值：0278.0)17.195.797(059.74259035.7)(2/12/11111=⨯=⨯V L S S V L ρρ取板间距：m h H m h m H L T L T 4.005.045.0=-==，板上液层高度，查图可知094.0)20345.33(085.0)20(085.02.02.012020=⨯===σC C C ， mu V D s m u sm u S 19.184.114.306.2414.34/84.175.0453.275.0/45.217.117.195.797094.01111max =⨯⨯===⨯==-⨯=则，取安全系数为按标准，塔径圆整为1.4m横截面积：s m A V u A T S T /34.15386.106.25386.14.1785.012==='=⨯=空塔气速：，（2）提馏段横坐标数值：041.0)9353.0487.902(82.71123625.9)(2/12/12222=⨯=⨯V L S S V L ρρ 取板间距：m h H m h m H L T L T 4.005.045.0=-=='，取板上液层高度，查图可知：103.0)2045.53(085.0)20(085.02.02.022020=⨯===σC C C ， mu V D s m u u sm u S 024.14.214.3976.1414.34/4.22.375.07.0/2.39353.09353.0487.902103.0222max 2max =⨯⨯===⨯===-⨯=由于提馏段与精馏段塔径相差不大，故提馏段塔径可圆整为m 4.1. 横截面积：225386.14.1785.0m A T =⨯=，空塔气速s m u /28.12= 故塔地塔径为1.4m ，塔地横截面积为25386.1m .2.5溢流装置2.5.1堰长W l 地计算取堰长W l =D 7.0,即m l W 98.04.17.0=⨯=，出口堰高为W h 本设计采用平直堰，堰上液层高度OW h 按下式计算3/2)(100084.2Wh O W l L E h =式中E 值可由液流收缩系数计算图查出.图2-3液流收缩系数计算图）（1精馏段由于ml L Dl Wh W31.898.09035.7)(7.05.25.2=== 查图3-4液流收缩系数计算图得02.1=Em h h h mh OW L W OW 038.0012.005.0012.0)98.09035.7(02.1100084.23/2=-=-==⨯⨯=）（2提馏段由于m l L DlW h W 85.998.03625.9)(7.05.25.2==''= 查图2-4液流收缩系数计算图得02.1=Emh h h m h OW L W OW 037.0013.005.0013.0)98.03625.9(02.1100084.23/2=-=-='=⨯⨯='2.5.2弓形降液管地宽度Wd 和截面积Af图2-4弓形降液管地参数由7.0=DlW 查图3-5弓形降液管地参数图得09.0148.0==Tf d A A DW则21385.05386.109.009.02072.04.1148.0124.0m A A m D W T F d =⨯===⨯==验算降液管内停留时间：精馏段：s s L H A s T f 533.280022.045.01385.011>=⨯==τ提馏段：s s L H A s T f 597.230026.045.01385.022>=⨯='=τ停留时间大于5s ，故降液管可用. 2.5.3降液管底隙高度 (1)精馏段取降液管底隙流速s m u /08.00=，则m u l L h W s 028.008.098.00022.0010=⨯==006.001.0025.000>=->h h h W 且，故降液管底隙高度设计合理(2)提馏段取s m u /1.00='，则m u l L h W s 027.01.098.00026.0020=⨯='='006.001.0025.000>='-'>'h h h W 且，故降液管底隙高度设计合理2.6塔板地结构尺寸、浮阀数目及排列2.6.1塔板地结构尺寸本设计采用F1型重阀，重量为33克，孔径为39mm.由于塔径大于800mm ，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内，采用单溢流型塔板.本设计塔径D=1400mm ，塔板分成四块.图2-5塔板分块示意图2.6.2浮阀数目及排列 (1)精馏段取阀孔动能因子110=F ,则孔速s m F u V /73.1025.112101===ρ每层塔板浮阀数目为个170039.017.10785.006.2785.0201201=⨯⨯==u d V N s取边缘区宽度m W C 05.0=，破沫区宽度m W s 07.0=计算塔板上鼓泡区面积，即⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-=R x R x R x A a arcsin 18014.32222其中： m W D R C 65.005.024.12=-=-=m W W D x s D 4228.0)07.02072.0(24.1)(2=+-=+-=所以： 2222016.165.04228.0arcsin 65.018014.34228.065.04228.02m A a =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯+-⨯⨯= 浮阀塔排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排地孔心距mm t 75= 则排间距：mm m N A t t a 7.790797.0075.0170016.1==⨯==' 因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块地支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用0.0797m ，而应小些，故取t ’=0.0797m ，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数目为167个.图2-6精馏段浮阀数目地确定按N=167个重新核算孔速及阀孔动能因子：s m u /33.10167039.0785.006.2201=⨯⨯='17.1117.133.1001=⨯='F阀孔动能因子变化不大，仍在9~13地范围内. 以塔横截面积为基准地塔板开孔率ϕ13.0)4.1039.0(167)(785.02202001=⨯==='=D d N A N d u u T ϕ(2)提馏段取阀孔动能因子110=F ，则孔速s m F u V /37.119353.011202===ρ每层塔板上浮阀数目个14637.11039.0785.0976.1785.0N 202202=⨯⨯=='u d V s按mm t 75=，估算排间距 mm t 8.92075.0146016.1=⨯='取mm t 80='，以等腰三角形叉排方式排列，排得阀数为136个.图2-7提馏段浮阀数目地确定按136='N 重新核算孔速及阀孔动能因子s m u /17.12136039.0785.0976.1202=⨯⨯='8.119353.017.1202=⨯='F 106.04.1039.01362=⨯=）（ϕ第三章塔板地流体力学验算3.1气相通过浮阀塔板地压降根据g h p h h h h L p p l c p ρδ=∆++=，计算 1.精馏段 (1)干板阻力 s m u V c /64.917.11.731.73825.1825.1110===ρ 因1001c u u >，故 m g u h L V c 043.095.79717.18.9233.1034.5234.52110121=⨯⨯⨯=⨯⨯=ρρ (2)板上充气液层阻力取m h h h h OW W L l 025.005.05.0)5.05.0010=⨯=+⨯===（，则εε (3)液体表面张力所造成地阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板地压降相当地液柱高度为：m h h h l c p 068.0025.0043.0111=+=+=设计允许值）(7.075.5318.995.797068.0111kPa Pa g h p L p p <=⨯⨯==∆ρ 2.提馏段(1)干板阻力 s m u V c /9.109353.01.731.73825.1825.1210===ρ由于2002c u u >，故 m g u h L V c 042.0487.9029353.08.9217.1234.5234.52220222=⨯⨯⨯=⨯⨯=ρρ(2)板上充气液层阻力取5.00=ε，则m h h h h OW W Ll 025.005.05.0)5.002=⨯='+'⨯='=（ε (3)液体表面张力所造成地阻力(4)此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板地压降相当地液体高度为：m h h h l c p 067.0025.0042.0222=+=+=设计允许值）(7.057.5928.9487.902067.0222kPa Pa g h p L p p <=⨯⨯==∆ρ3.2 液泛为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清夜高度)(W T d h H H +≤φ m H T 板间距，—m H d 将夜管内液面高度，— mh W 堰高，—泡沫层的相对密度—φ七、精馏段(4)单层气体通过塔板地压降相当地液柱高度 m h p 068.01= (5)液体通过降液管地压头损失 m h l L h W s d 00098.0)028.098.00022.0(153.0)(153.022011=⨯⨯== (6)板上液层阻力m h L 05.0=，则m h h h H p d L d 119.0068.000098.005.0111=++=++=对于一般物系，5.0=φ，由于m h m H W T 038.045.0==，则m h H W T 224.0)038.045.0(5.01=+⨯=+）（φ 可见11)(W T d h H H +<φ，所以符合防止液泛地要求. 2.提馏段(1)单层气体通过塔板地压降相当地液柱高度 m h p 067.02=(2)液体通过降液管地压头损失 m h l L h W s d 0016.0)0258.098.00026.0(153.0)(153.022022=⨯⨯='= (3)板上液层高度m h L 05.0=，则m h h h H p d Ld 1186.0067.00016.005.0222=++=++'= 对于一般物系，5.0=φ，由于m h m H W T037.045.0='='，则m h H W T 2435.0)037.045.0(5.02=+⨯=+）（φ 可见22)(W Td h H H '+'<φ，所以符合防止液泛地要求. 3.3 雾沫夹带泛点率=%10036.111111⨯+-bF Ls V L V s A KC Z L V ρρρ板上液体流经长度：m W D Z D L 9856.02072.024.12=⨯-=-= 板上液流面积：222616.11385.024.1785.02m A A A F T b =⨯-⨯=-= 1.精馏塔取物性系数0.1=K ,查得106.0=F C泛点率=%10036.111111⨯+-bF Ls V L V s A KC Z L V ρρρ=%2.61106.012616.19856.00022.036.117.1-95.79717.106.2=⨯⨯⨯⨯+⨯对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算知，雾沫夹带能够满足气）液kg kg e V /(11.0<地要求. 2.提馏段取系数0.1='K ,查得泛点负荷系数104.0=F C泛点率=%10036.122222⨯'+-b FLs V L V s A C K Z L V ρρρ=%13.51104.012616.10026.09856.036.19353.0-487.9029353.0976.1=⨯⨯⨯⨯+⨯由以上计算可知，符合要求.3.4塔板负荷性能图3.4.1物沫夹带线泛点率=%10036.1⨯+-bF Ls VL V sA KC Z L V ρρρ据此可作出负荷性能图中地物沫夹带线.按泛点率80%计算.（2）精馏段0.8=106.02616.119856.036.117.195.79717.1⨯⨯⨯⨯+-ssL V整理得：s s L V 6.4132.3-=由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取若干个s L 值，可算出s V（3）提馏段0.8=104.012616.19856.036.19353.0-487.9029353.0⨯⨯'⨯+⨯'ss L V整理得：ss L V '-='6.4132.3 在操作范围内，任取若干个sL '值，算出相应地s V '值. 计算如表所示：表3-1计算结果精馏段提馏段Ls/(m3/s) Vs/(m3/s) Ls/(m3/s) Vs/(m3/s) 0.0005 2.775 0.0005 3.299 0.01 2.442 0.01 2.904 0.0132.3370.0132.779由表3-1作出物沫夹带线 3.4.2液泛线根据δφh h h h h h h h h H L d l c d L p W T ++++=++=+)（由此确定液泛线，忽略式中δh3/2020020)3600(100084.25.1)(153.0234.5)5.1)(153.0234.5)(ws W W s L V OW W W s L V W T l L E h h l L g u h h h l Lg u h H +⨯+⨯+⨯=+⨯+⨯+⨯=+（（ρρρρφ(1)精馏段 )69.0038.0(5.12.20395.7978.92167039.0785.017.134.5224.03/2212421s s s L L V +⨯++⨯⨯⨯⨯⨯⨯=整理得：3/2121215.103203207.16s s s L L V --= (2)提馏段 )69.0037.0(5.133.239487.9028.92136039.0785.09353.034.52435.03/2212422s s s L L V +⨯++⨯⨯⨯⨯⨯⨯=整理得：3/2222266.9658.2235056.17s s s L L V --= 在操作范围内，任取若干个Ls 值，算出相应地Vs 值计算如表所示：表3-2计算结果精馏段提馏段LS1/(m3/s) VS1/(m3/s) LS2/(m3/s) VS2/(m3/s) 0.00081 3.973 0.0081 3.973 0.004 3.71 0.004 3.843 0.008 3.356 0.008 3.502 0.0132.7470.0132.905由表3-2作出液泛线 3.4.3液相负荷上限液体地最大流量应保证降液管中停留时间不低于s 5~3 液体降液管内停留时间 s L H A sTF 5~3==θ 以s 5=θ作为液体在降液管内停留时间地下限，则s m L H A L s T F s /0125.0545.01385,.0)(3max =⨯==3.4.4漏液线对于1F 型重阀，依50=F 作为规定气体最小负荷地标准，则020785.0Nu d V s =(1)精馏段s m V s /922.017.15167039.0785.0321=⨯⨯⨯=(2)提馏段s m V s /84.09353.05136039.0785.0322=⨯⨯⨯=3.4.5液相负荷下限线取堰上液层最小高度m h OW 006.0=作为液相负荷下限线，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关地竖直线.则006.0)(3600100084.23/2min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡W s l L E取02.1=E ，则s m L s /00081.0(3min =）根据以上数据作出塔板负荷性能图，见附录三.由精馏段塔板负荷性能图可以看出：1.在任务规定地气液负荷下地操作点p （设计点）处在适宜地操作区内地适中位置.2.塔板地气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制.3.按固定地液气比，由图查出塔板地气相负荷上限s m V s /70.23max =）（，气相负荷下限s m V s /922.0)(3min =. 所以：精馏段操作弹性=93.2922.070.2= 由提馏段负荷性能图可以看出：1.在任务规定地气液负荷下地操作点p （设计点）处在适宜地操作区内地适中位置.2.塔板地气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制.3.按固定地液气比，由图查出塔板地气相负荷上限s m V s /15.3)(3max =气相负荷下限s m V s /84.03min =）（.所以，提留段操作弹性=75.384.015.3=第四章设计结果一览表工程符号单位精馏段提馏段备注平均温度m t℃70.86588.47实际塔板数N块218塔径D m 1.4 1.2板间距TH m0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u m/s 1.34 1.75堰长W l m0.980.98堰高w h m0.0380.037板上液层高度L h m0.050.05降液管底隙高度o h m0.0280.027浮阀数N个167136等腰三角形叉排阀空气速ou m/s10.3312.17浮阀动能因子0F11.1711.8临界阀孔气速OCu m/s9.6410.9孔心距t m0.0750.075同一横排孔心距排间距t m0.0650.08相邻横排中心距离单板压降p P ∆ Pa 531.75 592.57 降液管内清液层高度d Hm 0.00098 0.1186 泛点率% 62 51.13气相负荷上限 max)s V （s m /3 2.7 3.15 物沫夹带控制气相负荷下限 min )(s Vs m /30.922 0.84 漏液控制操作弹性2.933.75第五章塔附件设计5.1 接管 5.1.1进料管进料管地结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T 型进料管. 本设计采用直管进料管，管径计算如下：s m u u V D F F s /214.34==取，3/19.848·m kg L =ρ s m F V L ss /00136.019.84836002430010337=⨯⨯⨯⨯==ρmm m D 5.290295.0214.300136.04==⨯⨯=查标准系列选取338⨯φ校核设计流速：s m d F u LF s/7.119.848032.0785.0360024300103785.0272=⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⨯=ρ经校核，设备适用. 5.1.2回流管采用U 形管回流，取s m u R /2=mm m u L d R s R 4.370374.0214.30022.0414.341==⨯⨯==查标准系列选取345⨯φ校核设计流速：s m d L u R s /8.1039.0785.00022.0785.0221=⨯==经校核，设备适用. 5.1.3塔底出料管取s m u W /2=，直管出料mm m d W 2002.0214.3783.956360002.189.1244==⨯⨯⨯⨯=查标准系列选取432⨯φ 校核设计流速：s m u /45.1024.0785.0783.956360002.189.1242=⨯⨯⨯⨯=5.1.4塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速s m u /20=，则mm m u V D s 2.3623622.02014.306.2414.341==⨯⨯=⨯=查标准系列选取9402⨯φ 校核设计流速：s m u /8.17384.0785.006.22=⨯=经校核，设备适用. 5.1.5塔底进气管直管进气，取进口气速s m u /25=，则m u V D s 3173.02514.3976.1414.342=⨯⨯===mm 3.317 查标准系列取8351⨯φ校核设计流速：s m u /43.22335.0785.0976.12=⨯=经校核，设备适用. 5.1.6法兰由于常压操作，所有法兰均可采用标准管法兰，平焊法兰，由不同地公称直径，选用相应地法兰.(4)进料管接管法兰：585010706-HG D P g g (5)回流管接管法兰：585010606-HG D P g g (6)塔底出料管法兰：585010806-HG D P g g (7)塔顶蒸汽管法兰：5850105006-HG D P g g (8)塔釜蒸气进气法兰：5850105506-HG D P g g5.2筒体与封头5.2.1筒体[]C P D P CtC +-=φδδ2 取85.05==φmm C （C 为腐蚀裕度，且mm C 8~1=，φ为焊缝系数，单面65.0=φ，双面85.0=φ）mm 76.551224.0-85.0132214001224.0=+⨯⨯⨯=δ所以选用mm 6=δ，材质为20R. 5.2.2封头封头选取椭圆形封头，且公称直径mm D 1400=.查得曲面高度mm h 3601=，直边高度mm h 250=，内表面积为253.2m ，容积3398.0m V =.选用封头954737/61400-⨯T JB D g ，.5.3除沫器在空塔气速较大，塔顶溅液现象严重，以及工艺工程不允许出塔气体带雾滴地情况下，设置除沫器，从而减少液体地夹带损失，确保气体地纯度，保证后续设备地正常操作.本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点.设计气速选取：VVL Ku ρρρ-= 系数型）DP K (198.0= s m u /94.4199.1199.171.747198.0=-⨯=除沫器直径：m u V D s 729.094.414.306.2414.34=⨯⨯==选碳钢除沫器，类型：标准型规格：40-100：材料：钢丝网：丝网尺寸：ϕ0.23.5.4裙座为了制作方便，裙座一般选用圆筒形，由于mm D 800>，取裙座厚度为mm 16. 基础环内径：mm D bi 1132103.016214003=⨯-⨯+= 基础环外径：mm D bo 1732103.016214003=⨯+⨯+=圆整：mm D bi 1200=，mm D bo 1800=，考虑腐蚀裕度，考虑再沸器，裙座高度取2m ，地角螺栓直径取M30.5.5人孔人孔是安装或检修人员进出塔地唯一通道，人孔地设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体地弯曲度难于达到要求，一般每隔7块塔板才设一个人孔，本塔中共29块板，则人孔个数n 为：41729=-=n 个. 每个人孔地直径取为440mm,人孔处板间距定为620mm.第六章塔总体高度地设计6.1塔地顶部空间塔地顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头地直线切线距离，取除沫器到第一块板地距离为600mm,塔顶部空间为1200mm.6.2塔地底部空间高度塔地底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线地距离.塔底部空间高度取1200mm.6.3塔总体高度人孔两板之间地间距为620mm ，塔顶空间高度为1200mm ，塔底空间高度为1.2m ，裙座高度2m全塔高度：B D P P F F P F H H H n H n n n n H ++++---=)1( 式中：；塔底空间，；塔顶空间，；设人孔处的板间距，人孔数；进料板处间距；进料板数；实际塔板数；；座），塔高（不包括风头、裙m H m H m H n H n n m H B D P P F F --------故mH 68.152.12.162.0445.0145.0)14129(=++⨯+⨯+⨯---=第七章附属设备地设计7.1热量衡算比热容32DT CT BT A C P +++=，对于不同物质A 、B 、C 、D 值不同. 在塔顶，已知：79.64=D t ℃，K T D 94.337= 对于塔顶地气态甲醇有：107410968.284-10596.25810435.708137.21---⨯=⨯=⨯==D C B A带入数据解得)/(93.46K mol J C PA ⋅= 对于塔顶水蒸气有：742103469.5101103.2109953.3053.92---⨯=⨯-=⨯-==D C B A带入数据解得)/(09.75K mol J C PB ⋅=所以：)1(D PB D PA PD x C x C C -+= )9947.01(09.7593.469947.0-⨯+⨯=)/(08.47K mol J ⋅=在塔釜，已知：996.99=w t ℃, K T W 146.373= 对于塔釜地液态甲醇有：642104598.110291.1010046.31152.40---⨯=⨯-=⨯==D C B A带入数据解得)/(55.88K mol J C PA ⋅= 对于塔釜地液态水有：6421053469.0101103.2109953.3053.92---⨯=⨯-=⨯-==D C B A带入数据解得)/(54.75K mol J C PB ⋅=所以：PB W W PA PW C x x C C )1(-+= 54.75)00282.01(55.8800282.0⨯-+⨯= )/(58.75K mol J ⋅=在79.64=D t ℃温度下，查表得kg kJ A /1098=γkg kJ B /1.2404=γ 则 )1(D B D A x x -+=γγγ)9947.01(21.5749947.01098-⨯+⨯= kg kJ /22.1095=塔顶 )1(21D D D x M x M M -+= ）（9947.0-102.189947.004.32⨯+⨯=kmol kg /97.31=（2）塔顶气体上升地焓V Q 塔顶以0℃为基准，则 D D PD V M V t C V Q γ+=97.3122.10950809.079.6408.470809.0⨯⨯+⨯⨯=s kJ /42.3079=（3）回流液地焓此为泡点回流，据t-x-y 组成关系，用内插法求得回流液组成下地79.64='D t ℃，回流液组成与塔顶组成相同.在此温度和组成下，则有： )/(93.46K mol J C PA ⋅=， )/(09.75K mol J C PB ⋅=，)/(72.100K mol J C P ⋅=则：s kJ t C L Q D P R /01.19679.6408.4706426.0=⨯⨯='= （4）塔顶流出液地焓D Q因馏出液与回流液组成一样，所以)/(72.100K mol J C P ⋅=s kJ t C D Q D P D /65.5079.6408.47360078.59=⨯⨯== （5）冷凝器消耗地焓C Qs kJ Q Q Q Q D R V C /76.283265.5001.19642.3079=--=--=。

甲醇连续精馏塔设计概要

(二〇一二年七月八日化工原理课程设计说明书题目:4.3万吨/年甲醇连续精馏塔设计学生姓名:胡浩学院:化工学院专业:过程装备与控制工程班级:过控09-2 指导教师:武朝军教授摘要本设计是以甲醇-水物系为设计物系,以筛板塔为精馏设备分离甲醇和水。

筛板塔是化工生产中主要的气液传输设备,广泛用于精馏、吸收等传质过程中。

此设计针对二元物系甲醇-水的精馏问题进行分析,选取、计算、核算、绘图等,是比较完整的精馏设计过程。

通过逐板计算法得出理论半数为7块,回流比为2.286,算出塔回收率为94%,实际塔板数为17块,进料位置为第三块板,在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为2.0m,有效塔高为9.375 m,人孔数3个。

通过筛板塔板的流体力学验算,证明各指标数据均符合标准。

本次设计过程正常,操作合适。

关键词:甲醇、水分离,二元精馏,筛板塔板连续精馏摘要 (2引言 (5精馏与塔设备简介 (5第1章二元连续板式精馏塔的工艺计算 (61.1设计方案 (61.2选塔依据 (61.3物料衡算与操作线方程 (61.3.1间接蒸汽加热方式下的物料守恒 (71.3.2 最小回流比的确定 (81.3.3 min N 的计算 (91.3.4 理论塔板N T 的确定 (91.3.5逐板计算法确定理论塔板数 (101.4实际塔板数的确定 (121.4.1塔板总效率的估计 (12第2章塔和塔板主要工艺尺寸的设计 (142.1设计中所用的参数的确定 (14 2.1.1定性温度的确定 (142.1.2精馏段参数 (142.1.3提留段参数的确定 (152.1.4液体表面张力的确定: (162.2塔径的计算 (172.2.1精馏段塔径的计算 (172.2.2提留段塔径的计算 (182.3溢流装置与液体流型 (192.3.1溢流堰(出口堰 (192.3.2 降液管的相关计算 (20第3章塔板的设计 (223.1塔板布局 (223.1.1开孔区的计算 (223.1.2溢流区 (223.1.3安定区 (223.1.4无效区 (233.2筛板塔筛孔的计算及其排列 (23 3.2.1筛孔的直径 (233.2.2筛孔的板厚度 (233.2.3 孔中心距 (233.2.4 筛孔的排列与筛孔数 (233.2.5 塔板结构 (243.2.6 开孔率 (243.2.7 气体通过阀孔的气速为 (24第4章筛板的流体力学验算 (264.1塔板压降的计算 (264.1.1干板阻力c h 的计算 (264.1.2通过液层的阻力的计算 (264.1.3液体表面张力的阻力的计算 (26 4.2液面落差 (274.3液沫夹带的计算 (274.4漏液的计算 (274.5液泛 (28第5章塔板的负荷性能图 (295.1漏液线 (295.2液沫夹带线 (295.3液相负荷下限线 (305.4液相负荷上限线 (305.5液泛线 (315.6精馏塔的热量衡算 (325.6.1塔顶冷凝器热负荷的计算 (32 5.6.2再沸器热负荷的计算 (33第6章板式塔的结构与附属设备 (35 6.1塔体结构 (356.1.1塔顶空间 (356.1.2塔底空间 (356.1.3人孔 (356.1.4塔高 (356.2精馏塔的附属设备 (366.2.1塔主要接管尺寸计算 (366.2.2冷凝器 (396.2.3再沸器 (396.3筛板塔工艺设计计算结果表格 (39 主要符号说明 (42参考文献 (43引言精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法,是传质过程中最重要的单元操作之一,蒸馏的理论依据是利用液体中各组分蒸汽压的差异,即各组分在相同的压力、湿度下,其挥发性能不同(或沸点不同来实现分离目的。

甲醇精馏系统设计总结

甲醇精馏系统设计总结甲醇精馏系统是一种常见的化工装置，在化工生产中起着至关重要的作用。

通过对甲醇精馏系统的设计总结，我们可以深入了解甲醇精馏系统的工艺特点、设计考虑要点以及系统运行中可能遇到的问题，并为今后类似系统的设计和优化提供参考。

本文将从以下几个方面对甲醇精馏系统进行总结。

一、甲醇精馏系统概述甲醇是一种重要的化工原料，广泛应用于有机合成、塑料加工等领域。

甲醇的制备过程中，需要对甲醇进行精馏，去除其中的杂质，得到纯度较高的甲醇产品。

甲醇精馏系统一般包括进料系统、精馏塔、冷却系统、浓缩系统和产品收集系统等组成。

二、甲醇精馏系统的设计考虑要点1. 精馏塔的选择：精馏塔是甲醇精馏系统中最核心的部分，选取合适的精馏塔对系统的性能有着重要影响。

在选择精馏塔时，需要考虑流体性质、流量、操作压力和温度等因素，以确保精馏塔能够满足系统的要求。

2. 进料预处理：为保证甲醇精馏系统的正常运行，必须对进料进行适当的预处理。

预处理主要包括沉淀、过滤和脱水等步骤，以去除其中的杂质和水分。

3. 热力学计算：在甲醇精馏系统设计过程中，需要进行热力学计算，以确定塔板塔压、回流比和冷凝温度等参数。

这些参数的选择直接影响系统的能耗和产品质量。

4. 冷却系统设计：冷却系统在甲醇精馏系统中起着非常重要的作用，可以将蒸汽冷凝为液体，从而促使精馏塔中的溶质凝聚。

在冷却系统的设计中，需要考虑冷凝器的换热面积、冷却介质的选择以及冷凝水的排放等问题。

5. 安全措施：在甲醇精馏系统设计过程中，必须重视安全问题。

甲醇具有易燃、易爆和有毒的特性，因此需要在系统设计中考虑到这些特点，合理配置防爆设备和防火措施，并确保系统在运行中具有良好的安全性能。

三、甲醇精馏系统设计中可能遇到的问题1. 能耗高：甲醇精馏系统在操作过程中容易产生大量废热，导致能耗较高。

为了解决这个问题，可以采取适当的措施，如增加热耗散装置和优化换热设备等。

2. 运行不稳定：甲醇精馏系统的精馏塔易受到进料质量波动的影响，容易出现运行不稳定的情况。

甲醇-水连续精馏塔的设计

-1-
（一）设计题目
甲醇-水连续精馏塔的设计
（二）计任务及操作条件 1) 进料：甲醇含量为 35%（质量百分率，下同）的常温液体； 2) 产品的甲醇含量不得低于 98%； 3) 年处理甲醇-水混合液：17500 吨（开工率 300 天/年）； 4) 操作条件 a) 塔顶压力：常压 c) 回流比： R=2Rmin （三）板类型（四）厂址（五）设计内容 1、设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算； 9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求绘制生产工艺流程图（选作）；完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统带控制点的工艺流程图及其精馏塔设备的工艺条件图，编写设计说明书。附：汽液平衡数据筛板塔新乡地区 b) 进料热状态：自选 d) 加热方式：间接蒸汽 e) 单板压降： ≤0.75kPa
4
三、塔板数的确定
⑴ 理论板层数 NT 的求取
因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图 1---1）最小回流比及其操作回流比的求解：yδ=0.630，xδ=0.232 Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ)=
0.965 0.630 =0.8417 0.630 0.232
取操作回流比为：R=2Rmin=2×0.8417=1.6834 a．精馏塔的气、液相负荷 L=R×D=1.6834×26.70=44.95kmol/h V=(R+1)×D=2.6834×26.70=71.65kmol/h L’=L+F=44.95+112.16=157.11kmol/h V’=V=71.65kmol/h b．精馏段、提馏段操作线方程

甲醇—水连续精馏筛板塔的设计

目录设计任务书 3 设计说明书41 概述 42 设计方案确定 53 设计计算 (5)3.1 精馏塔的物料衡算 53.1.1原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 53.1.2塔顶产品产量、釜残液量及进料流量计算63.2 塔板数的确定63.2.1、理论板层数N的求取6T3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算93.3.1操作压力计算93.3.2操作温度计算103.3.3平均摩尔质量计算103.3.4平均密度计算113.3.5体积流率计算123.3.6液体平均表面张力的计算123.3.7液体平均粘度计算133.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算133.4.1塔径的计算133.4.2塔高的计算153.5 塔板主要工艺尺寸计算153.5.1精馏段计算163.5.2提馏段计算173.6 筛板的流体力学验算193.6.1精馏段流体力学验算193.6.2提馏段流体力学验算213.7塔板负荷性能图233.7.1精馏段负荷性能图23 4附属设备的选型26 5所设计筛板的主要结果汇总29 6设计评述30 7参考文献 31设计任务书一、设计题目甲醇—水连续精馏筛板塔的设计二、设计任务（1）原料液中甲醇含量：质量分率=30%（质量），其余为水。

（2）塔顶产品中甲醇含量不得低于97%（质量）。

（3）残液中甲醇含量不得高于0.8%（质量）。

（4）生产能力：56200t/y 甲醇产品，年开工320天。

三、操作条件（1）精馏塔顶压强：4.0KPa （表压）（2）进料热状态：泡点进料（3）回流比：R =1.2min R （4）单板压降压：≯0.7KPa （5）冷凝器冷却剂：水，冷却剂温度：1t =25 C ︒；2t =40 C ︒（6）再沸器加热剂：饱和水蒸气，加热剂温度：P =3at （表压）热损失：1Q =5%B Q 四、要求（1）对精馏过程进行描述（2）对精馏过程进行物料衡算和热量衡算（3）对精馏塔进行设计计算（4）对精馏塔的附属设备进行选型（5）画一张精馏塔的装配图（6）编制设计说明书五、设计说明书的要求（1）目录（2）设计题目及原始数据（任务书）（3）简述精馏过程的生产流程及特点（4）精馏过程有关计算（物料衡算、热量衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径、塔板设计、接管设计等）（5）附属设备的选型（裙座、再沸器、冷凝器等）；（6）设计结果概要（主要设备尺寸、衡算结果等）（7）设计评述（8）参考文献。

甲醇水连续精馏塔课程设计

甲醇水连续精馏塔课程设计
甲醇水连续精馏塔课程设计需要依据具体的设计要求和实验条件进行设计和实验。

以下是一个可能的课程设计方案，供参考：
实验目的：
通过甲醇水连续精馏塔的设计和实验，掌握连续精馏的基本原理和方法，了解塔内操作和控制，熟悉实验操作和数据处理方法。

实验仪器和设备：
甲醇水连续精馏塔、加热器、冷却器、计量泵、温度传感器、压力传感器等。

实验步骤：
（1）进行塔的预热和准备工作，包括塔的清洗和检查、加热器和冷却器的设置等。

（2）调整塔的进料和出料流量、温度和压力等操作参数，开始实验。

（3）收集塔内物料的流量、温度和压力等数据，根据实验数据进行分析和处理。

（4）根据实验结果，进行调整和优化塔的操作参数和流程，改善塔的性能和效果。

实验要点：
（1）注意安全，遵守实验操作规程，避免发生事故和危险。

（2）严格控制塔内的操作参数，保证塔的稳定和可控。

（3）采用适当的数据采集和处理方法，对实验结果进行分析和评估。

（4）根据实验结果，进行调整和优化，改善塔的性能和效果。

实验结果：
根据实验数据和分析结果，可以得到塔内物料的分离效果和效率，评估塔的性能和优化方案。

以上是一个简要的甲醇水连续精馏塔课程设计方案，具体实验操作和数据处理方法需要根据实验条件和要求进行设计和调整。

在进行实验时，需要注意安全和质量，遵守实验规程和操作要求，保证实验的稳定和可控。

甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计

甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计《化工原理课程设计》报告15000吨/年甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计学号：0820020063专业生物工程班级08（2）设计者姓名设计单位生命科学学院指导老师完成日期2010-12-26一、前言甲醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。

主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫酸二甲酯等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。

甲醇在深加工后可作为一种新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。

在甲醇合成时，因合成条件如压力、温度、合成气组成及催化剂性能等因素的影响，在产生甲醇反应的同时，还伴随着一系列副反应。

所得产品除甲醇外，还有水、醚、醛、酮、酯、烷烃、有机酸、有机胺、高级醇、硫醇、甲基硫醇和羰基铁等几十种有机杂物。

甲醇作为有机化工的基础原料，用它加工的产品种类很多，因此对甲醇的纯度均有一定的要求。

粗甲醇通过精馏，可根据不同要求，制得不同纯度的精甲醇，使各类杂物降至规定指标以下，从而确保精甲醇的质量。

塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。

它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。

可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。

此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。

塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。

在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

目录一．概述 (4)1. 对塔设备的要求 ...............................................................................2. 板式塔类型................................................................................................................... 2.1 板式塔类型................................................................................................................. 2. 2板式塔类型................................................................................................................. 2. 3板式塔类型................................................................................................................. 二．流程的确定及说明....................................................................................................1. 塔型选择.......................................................................................................................2.操作条件的确定........................................................................................................... 3．操作流程...................................................................................................................... 三．塔的工艺计算............................................................................................................1.查阅文献，整理有关物性数据 .....................................................................................2.全塔的物料衡算.............................................................................................................3. 塔理论板数的确定.......................................................................................................四、塔的工艺条件及有关物性数据计算 ........................................................................1. 操作压强.......................................................................................................................2. 操作温度.......................................................................................................................3. 平均分子量...................................................................................................................4. 平均密度.......................................................................................................................5. 液体表面张力...............................................................................................................3. 塔理论板数的确定.......................................................................................................五、精馏塔的气液相负荷 ................................................................................................六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ....................................................................................1.塔径的计算.....................................................................................................................2. 溢流装置.......................................................................................................................3. 塔板布置.......................................................................................................................4. 筛孔数与开孔率...........................................................................................................5.塔的精馏段有效高度 .....................................................................................................七、筛板流体力学验算....................................................................................................1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度 ...........................................................................2. 雾沫夹带量的验算.......................................................................................................3. 漏液的验算...................................................................................................................4. 液泛验算.......................................................................................................................八、塔板负荷性能图........................................................................................................九、板式塔的结构与附属设备设计 ................................................................................1.塔体结构.........................................................................................................................2.塔板结构.........................................................................................................................十、辅助设备设计或选型 ..............................................................................................1.冷凝器.............................................................................................................................2.再沸器.............................................................................................................................3.接管管径的计算和选择 ................................................................................................. 十一、设计结果一览表....................................................................................................一、概述1．对塔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。

甲醇精馏工艺及其塔器优化设计

甲醇精馏工艺及其塔器优化设计一、本文概述甲醇精馏工艺是化学工业中一项重要的技术，主要用于从原料中分离和提纯甲醇。

随着现代化工的快速发展，对甲醇纯度的要求日益提高，因此，优化甲醇精馏工艺及其塔器设计显得尤为重要。

本文旨在深入探讨甲醇精馏工艺的基本原理、流程设计以及塔器优化的关键技术，以期为提高甲醇生产效率和纯度提供理论支持和实践指导。

本文将首先概述甲醇精馏工艺的基本原理和流程，包括原料预处理、精馏过程以及产品分离等关键步骤。

随后，将重点分析塔器设计的关键因素，如塔型选择、塔径和塔高的确定、填料或塔板的选型等，并对不同设计方案的优缺点进行比较和评价。

在此基础上，本文将探讨塔器优化设计的策略和方法，包括结构优化、热效率提升以及操作条件优化等方面。

通过本文的研究，期望能够为甲醇精馏工艺的改进和塔器设计的优化提供有益的参考和借鉴，推动甲醇生产技术的进步，为化工行业的可持续发展做出贡献。

二、甲醇精馏工艺概述甲醇精馏是甲醇生产过程中的重要环节，主要目的是通过精馏过程将粗甲醇提纯至符合工业或高纯度要求的产品。

甲醇精馏工艺涉及到热力学、流体力学和化学工程等多个领域的知识，是一个复杂而又精细的过程。

甲醇精馏的基本原理是利用甲醇与其他组分的沸点差异，在精馏塔内通过多次部分汽化和部分冷凝，实现不同组分的分离。

在精馏过程中，甲醇和杂质组分在塔内不同高度上达到气液平衡，通过控制操作条件和塔内各段的温度、压力以及回流比等参数，可以实现甲醇与杂质的有效分离。

甲醇精馏塔是精馏过程的核心设备，其设计优劣直接关系到甲醇产品的质量和生产效益。

塔器设计需要考虑多种因素，包括原料组成、产品纯度要求、操作条件、塔型选择、塔板结构、填料类型以及传热传质性能等。

合理的塔器设计可以提高精馏效率，降低能耗和物耗，从而实现生产过程的优化。

随着科学技术的进步和工业生产的需求，甲醇精馏工艺及其塔器优化设计已成为当前研究的热点。

新型塔板、填料以及高效传热传质技术的不断开发和应用，为甲醇精馏工艺的改进和塔器性能的提升提供了有力支持。

Φ800甲醇精馏塔设计

Φ800甲醇精馏塔设计在甲醇生产中，甲醇精馏塔是一个重要的设备，用于将甲醇从原料中分离出来。

本文将对Φ800甲醇精馏塔的设计进行详细说明。

首先，我们需要了解甲醇精馏过程的基本原理。

甲醇精馏过程是在常压下进行的，通过不同馏分的沸点差异来分离甲醇。

在甲醇精馏塔中，原料进入塔底，经过加热和汽化后，将沸点较低的甲醇汽相逐渐冷凝成液相，然后从塔顶蒸出。

同时，在塔中还有一系列的塔板，用于增加接触面积，加快蒸馏过程。

接下来，我们对Φ800甲醇精馏塔的设计进行具体说明。

首先，我们需要确定塔的高度。

塔的高度与分离效果息息相关。

一般来说，塔的高度越高，分离效果越好。

在实际设计中，可以根据甲醇精馏过程的需求来确定塔的高度。

另外，塔的宽度也需要确定，一般来说，塔的宽度越大，分离效果越好。

在Φ800甲醇精馏塔的设计中，塔的高度可以根据经验值进行初步确定。

其次，我们需要确定塔板的数量。

塔板的数量越多，分离效果越好。

在设计中，可以根据甲醇精馏过程的需求及经验值来确定塔板的数量。

另外，塔板的布置也需要考虑。

在Φ800甲醇精馏塔的设计中，可以采用均匀布置的塔板，以提高分离效果。

然后，我们需要确定塔板的尺寸。

塔板的尺寸与甲醇精馏过程的需求及塔的尺寸有关。

在实际设计中，可以根据塔板上液相和汽相的流动速度来确定塔板的尺寸。

同时，还需要考虑气液分布的均匀性，可以采用分散器等设备来改善气液分布情况。

最后，我们需要确定加热方式和冷凝方式。

在Φ800甲醇精馏塔的设计中，可以采用外加热的方式，通过外部加热器对原料进行加热。

同时，可以采用冷凝器对甲醇汽相进行冷凝。

在实际设计中，可以根据加热和冷凝的需求来选择合适的设备。

综上所述，Φ800甲醇精馏塔的设计需要考虑塔的高度、宽度、塔板的数量和尺寸，以及加热和冷凝方式等因素。

在设计过程中，需要根据甲醇精馏过程的需求及经验值来进行合理的确定。

同时，还需要注意安全和运行稳定性等方面的考虑，以保证甲醇精馏塔的正常运行。

甲醇-水连续精馏工艺设计

设计任务书设计题目设计题目：甲醇—水分离过程板式精馏塔的设计设计要求：年产纯度为99.5%的甲醇12000吨，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.1%，原料液中含甲醇40%，水60% 。

操作条件1) 操作压力自选2) 进料热状态自选3) 回流比自选4) 塔底加热蒸气压力0.3Mpa（表压）塔板类型筛孔塔工作日每年工作日为330天，每天24小时连续运行。

1初选设计方案(参考王国胜P72)1.1初选原则工艺流程本任务，处理量比较大，采用连续精馏过程。

甲醇-水溶液经卧式套管式换热器预热后，送入连续板式精馏塔。

塔顶上升蒸气采用列管式全凝器冷凝后，流入回流罐，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。

塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

流程图见下图。

1.2初选操作条件1.2.1加料方式的选择加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。

采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。

故本设计采用泵直接加料。

1.2.2进料热状况的选择进料热状态有五种。

原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷液进料。

但为使塔的操作稳定，免受季节气温变化和前道工序波动的影响，常采用泡点进料，塔的操作比较容易控制；而且，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。

但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。

有时为了减少再沸器的热负荷，可在料液预热时加入更多的热量，甚至采用饱和蒸汽进料。

综合考虑各方面因素，本设计决定采用泡点进料，即q=1 。

1.2.3塔釜加热方式的选择塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。

直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。

但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。

甲醇-水连续浮阀式精馏塔的设计

化工原理课程设计任务书一设计题目：分离甲醇－水混合液的板式（浮阀）精馏塔二设计数据及条件生产能力：年处理甲醇-水混合液8万吨（年开工300天）原料：甲醇含量为35%（质量百分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶甲醇含量不低于98%，塔底甲醇含量不高于0.3%。

建厂地区：沈阳三设计要求1、一份精馏塔设计说明书，主要内容要求：（1）.前言（2）.流程确定和说明（3）.生产条件确定和说明（4）.精馏塔设计计算（5）.主要附属设备及附件选型计算（6）.设计结果列表（7）.设计结果的自我总结与评价（8）.注明参考和试用的设计资料2、制一份精馏塔设备条件图，绘制一份带控制点工艺流程图。

目录化工原理课程设计任务书........................................................ 摘要.. (Ⅳ)第一章前言...................................................................1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 (1)1.2精馏塔对塔设备的要求 (1)1.3常用板式塔类型及本设计的选型 (1)1.4本设计所选塔的特性 (1)第二章流程的确定和说明 (3)2.1设计思路 (3)2.2设计流程 (3)第三章精馏塔的工艺计算 (4)3.1物料衡算 (4)3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 (4)3.1.2物料衡算 (4)3.2回流比的确定 (5)3.2.1平均相对挥发度的计算 (5)3.2.2最小回流比的确定 (6)3.3板数的确定 (6)3.3.1精馏塔的气液相负荷 (6)3.3.2精馏段与提馏段操作线方程 (6)3.3.3逐板法确定理论板数及进料位置 (6)3.3.4全塔效率 (8)3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9)3.4.1操作温度的计算 (9)3.4.2操作压强 (9)3.4.3塔内各段气液两相的平均分子量 (10)3.4.4精馏塔各组分的密度 (12)3.4.5液体表面张力的计算 (14)3.4.6液体平均粘度的计算 (15)3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (15)3.5.1塔径的计算 (15)3.5.2精馏塔有效高度的计算 (17)3.5.3溢流装置计算 (18)3.5.4塔板布置 (20)3.6筛板的流体力学验算 (22)3.6.1塔板压降 (22)3.6.2液沫夹带 (23)3.6.3漏液 (24)3.6.4液泛 (24)3.7塔板负荷性能图 (25)3.7.1过量液沫夹带线关系式 (25)3.7.2液相下限线关系式 (26)3.7.3严重漏夜线关系式 (26)3.7.4液相上限线关系式 (26)3.7.5降液管液泛线关系式 (26)3.8主要接管尺寸的选取 (28)3.8.1进料管 (28)3.8.2釜液出口管 (29)3.8.3塔顶蒸汽管 (29)3.8.4回流管 (29)3.8.5塔底蒸汽管 (29)冷凝器选取 (29)3.再沸器的设计 (30)3.1法兰 (32)3.1裙座 (32)3.1筒体与封头 (32)3.1除沫器 (32)3.15人孔和手孔 (33)3.1塔总体高度的计算 (33)第四章主要计算计算结果列表 (34)结束语 (36)参考文献 (37)主要符号说明 (38)摘要本设计是以甲醇――水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离甲醇和水。

甲醇-水精馏塔工艺设计

年产量4.4万吨甲醇水溶液的精馏工艺设计摘要甲醇最早由木材和木质素干馏制的，故俗称木醇，这是最简单的饱和脂肪组醇类的代表物。

无色、透明、高度挥发、易燃液体。

略有酒精气味。

分子式 C-H4-O。

近年来，世界甲醇的生产能力发展速度较快。

甲醇工业的迅速发展，是由于甲醇是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。

由甲醇转化为汽油方法的研究成果，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。

近年来碳一化学工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。

甲醇化工已成为化学工业中一个重要的领域。

目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化,总体的趋势是走高。

随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料—甲醇的价格还会稳步提高。

国内又有一批甲醇项目在筹建。

这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法是至关重要的。

本计为分离甲醇－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，设计对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备计算、热量衡算、换热器设计等工艺计算。

关键字：精馏泡点进料物料衡算目录绪论 (1)1精馏塔的物料衡算 (5)1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (5)1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (5)1.3物料衡算 (5)2塔板数确定 (6)2.1理论板层数N的求取 (6)T2.1.1求最小回流比及操作回流比 (7)2.1.2求精馏塔的气、液相负荷 (7)2.1.3求操作线方程 (7)2.2实际板层数的求取 (7)3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 (8)3.1操作压力 (8)3.2操作温度 (8)3.3平均摩尔质量计算 (9)3.4平均密度计算 (9)精馏段3.4.1气相平均密度计算 (10)3.4.2液相平均密度计算 (10)提馏段3.4.3气相平均密度计算 (10)3.4.4液相平均密度计算 (11)3.5液体平均表面张力的计算 (11)3.6液体平均粘度 (12)4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (12)4.1塔径的计算 (12)4.1.1精馏段塔径计算 (12)4.1.2 提馏段踏进计算 (14)4.2精馏塔有效高度的计算 (14)5 塔板主要工艺尺寸的计算 (15)精馏段5.1溢流装置计算...........................................错误！未定义书签。

甲醇精馏塔设计说明书

设计条件如下：操作压力：105.325 Kpa(绝对压力)进料热状况：泡点进料回流比：自定单板压降：≤0.7 Kpa塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa(表压)全塔效率：E T=47%建厂地址：武汉[设计计算](一)设计方案的确定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，其余部分经产品冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

(二)精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmolx F=32.4%x D=99.47%x W=0.28%2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/KmolM D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/KmolM W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol3、物料衡算原料处理量：F=(3.61*103)/22.54=160.21 Kmol/h总物料衡算：160.21=D+W甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28%得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h(三)塔板数的确定1、理论板层数M T的求取甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y图(附表)②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e(0.324，0.324)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交战坐标为 (x q=0.324,y q=0.675)故最小回流比为R min= (x D- y q)/( y q - x q)=0.91取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82③求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/hV=(R+1)D=2.82*51.88=146.30 Kmol/hL′=L+F=94.42+160.21=254.63 Kmol/hV ′=V=146.30 Kmol/h ④精馏段操作线方程为：y =(L/V)x + (D/V)x D =(99.42/146.30)x+(51.88/146.30)*99.47%=0.6454x+0.3527 提馏段操作线方程为：y ′=(L ′/V ′)x ′ + (W/V ′)x W =(254.63/146.30) x ′-(108.33/146.30)*0.28% =1.7405 x ′-0.0021 ⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数(附图)，求解结果为：总理论板层数：N T =13(包括再沸器) 进料板位置： N F =10 2、实际板层数的求取)1()1(A A A A --=y x x y αα%47E 047.1*(345.00＝故＝　见后） μαμ=精馏段实际板层数：N 精＝9/47%=20 N 提＝4/47%=9(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1、塔顶操作压力：P D ＝101.3 Kpa每层塔板压降：△P ＝0.7 Kpa进料板压力：P F ＝105.3+0.7*20＝119.3 Kpa 精馏段平均压力：（105.3+119.3）/2＝112.3 Kpa 2、操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略，计算结果如下：塔顶温度：t D ＝64.6℃ 进料板温度：t F ＝76.3℃ 精馏段平均温度：t M ＝70.45℃ 3、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由x D =y 1=0.9947,查y-x 曲线（附表），得 x 1＝0.986M VDm =0.9947*32+(1-0.9947)*18=31.93 M LDm =0.9860*32+(1-0.9860)*18=31.80进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（附图），得 y f =0.607 x F =0.229M VFm =0.607*32+(1-0.607)*18=26.50 M LFm =0.229*32+(1-0.229)*18=21.21 所以精馏段平均摩尔质量： M Vm =（31.93+26.50）/2=29.22 M Lm = (31.80+21.21)/2=26.51 4、平均密度计算 ⑴气相密度计算由理想气体状态方程计算，即3/15.1)45.70273(*314.822.29*3.112M Kg RT M P mV m V m m=+==ρ⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即∑=iiLmραρ1塔顶液相平均密度的计算由t D ＝64.6℃ 查手册得，3B 3/K 3.980/K 745m g m g A ＝ ρρ=3/K 7460053.09947.01m g BALD m=+=ρρρ进料板液相平均密度的计算由t F ＝76.3℃ 查手册得，3B 3/K 978/K 735m g m g A ＝ ρρ=进料板液相的质量分量%56.3418*771.032*229.032*229.0=+=A α3/K 7.8776544.03456.01m g BA LF m=+=ρρρ⑶精馏段液相平均密度为：321/K 8122)(m g mL =+=ρρρ5、液体平均表面张力计算⑴液相平均表面张力依下式计算，即∑=i i L x mσσ塔顶液相平均表面张力的计算由t D ＝64.6℃，查手册得mmN m mN m mN B A A m/ 05.190053.09947.0/ 2.65/ 8.18LD B =+===σσσσσ ⑵进料板液相平均表面张力的计算由t F ＝76.3℃，查手册得mmN m mN m mN B A A m/ 35.52771.0229.0/ 7.62/ 5.17LF B =+===σσσσσ ⑶精馏段液相平均表面张力为：m mN m m mLF LD L / 7.352)(=+=σσσ6、平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即∑=iiL x m μμlg lg⑴塔顶液相平均粘度的计算由t D ＝64.6℃ 查手册得，smpa smpa s mpa mmL B A L /34.0lg 0053.0lg 9947.0lg /437.0/34.0D D B A ＝解得＝＝μμμμμμ+=⑵进料板液相平均粘度的计算由t F ＝76.3℃ 查手册得smpa smpa s mpa mmL B A L /53.0lg 771.0lg 229.0lg /374.0/28.0F F B A ＝解得＝＝μμμμμμ+=⑶精馏段液相平均表面张力为s mpa /345.0221A ＝）（＝μμμ+（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：021.0)15.1812(08.110*56.8)(L )(L 20C C /10*856812*360051.26*42.94*3600/033.115.1*360022.29*30.146*360021421212.0L 20max 343===-=======--V L s s V L h h V V L Lm Lm s Vm Vm s V V Cu sm LM L sm VM V ρρρρσρρρρρ）（＝其中由取板间距H T ＝0.4m ，板上液层高度h L =0.06m ，则H T -h L =0.40-0.06＝0.34m 查史密斯关联图得，C 20＝0.074sm u / 204.215.115.1812083.0083.0207.35074.020C C max 2.02.0L20=-===　）（）（＝σ取安全系数为0.7，则空塔气速为sm sm u u / 948.0543.1*1.033*4u 4V D / 543.1204.2*7.0s max ======ππ 按标准塔径圆整后，为D=1.0m 塔截面积为22785.04m D A T ==π实际空塔气速为u=1.033/0.785=1.316s m /2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精＝（N 精－1）H T ＝（20-1）*0.4＝7.6m 提馏段有效高度为Z 提＝（N 提－1）H T ＝（9-1）*0.4＝3.2m 在进料板上方开2人孔，其高度为0.8m故精馏塔有效高度为Z ＝N 精+N 提+0.8*2＝12.4m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置计算因塔径D ＝1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：⑴塔长l W =0.66D=0.66m⑵溢流堰高度h W 由h W ＝h L -h OW选用平直堰，堰上液层高度h OW32)(100084.2wh ow l L E h =近似取E ＝1，则m h ow 93.7)66.03600*10*56.8(*1*100084.2324==-取板上清液层高度h L ＝60mm故m h w 33310*07.5210*93.710*60---=-=⑶弓形降液管宽度W d 和截面积A f由l w /D=0.66,查图得 A f /A T =0.0722 W d /D=0.124mD W m A A d T f 124.0124.00567.0*0722.02====验算液体在降液管中停留时间s s L H A hTf 55.263600*10*56.840.0*0567.0*360036004>===-θ 故降液管设计合理⑷降液管底隙高度h 0mm h s m u u l L h w h006.0016.008.0*66.0*36003600*10*56.8/ 08.0*36004000>==''=-则＝取故降液管底隙设计合理选用凹形受液盘，深度wh '=50mm 2、塔板布置⑴塔板的分块因D ≥800mm ，故塔板采用分块式，且分为3块⑵边缘区宽度确定取m W m W W C S S 035.0065.0=='= ⑶开孔面积A a212221222a 532.0)465.0311.0sin 180465.0*311.0465.0311.0(2465.0035.05.02311.0)065.0124.0(5.0)(2sin 180(2A m A mW Dr m W W Dx rx r x r x a c s d =+-==-=-==+-=+-=+-=--ππ故其中， ⑷筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 t ＝3d 0＝15 mm筛孔数目n 为个2731015.0532.0*155.1155.122===t A n a 开孔率为%1.10)015.0005.0*907.0)907.0220==（（＝t d ϕ气体通过阀孔的气速为 s m A V u s / 23.19532.0*101.0033.100===（七）筛板的液体力学验算1、塔板压降⑴干板阻力h c 计算干板阻力 )()(051.0200LVc C u h ρρ= 由d 0/δ＝3/5=1.667, 得C 0＝0.772 故液注0448.0)81215.1()772.023.19(051.02==c h⑵气体通过液层的阻力h l 计算 h l ＝βh L21210 52.115.1418.1/418.10567.0785.0033.1ms Kgu F sm A A V u v af T s a ====-=-=ρ查图得，β=0.59故液柱m h h h h ow w L l 0354.0)10*93.710*07.52(59.0)(33=+=+==--ββ⑶液体表面张力的阻力σh 计算液体表面张力所产生的阻力σh 由下式计算液柱m gd h L L 00359.0005.0*81.9*81210*7.35*4430===-ρσσ气体通过每层塔板的液柱高度h P 可按下式计算，即 h P =h c +h l +h σh P =0.0448+0.0354+0.00359=0.084m 液柱气体通过每层塔板的压降为设计允许值）(7.045.66781.9*812*084.0h P p KPa g L <===∆ρ2、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。

甲醇—水连续填料精馏塔设计

甲醇—水连续填料精馏塔设计————————————————————————————————作者：————————————————————————————————日期：化工原理课程设计说明书设计题目：甲醇—水连续填料精馏塔设计者：专业：化工工艺学号：指导老师：2005年07月20日目录一、前言 (3)二、工艺流程说明 (4)三、精馏塔的设计计算1。

由质量分率求甲醇水溶液的摩尔分率 (5)2。

全塔物料衡算 (5)3。

采用图解法,求解R Min,R (5)4.填料塔压力降的计算 (6)5.D、Z、P计算 (7)6。

计算结果列表 (14)四、辅助设备的选型计算7。

储槽的选型计算……………………………………………(15)8。

换热器的选型计算…………………………………………（16)9。

主要接管尺寸的选型计算…………………………………（19)10。

泵的选型计算……………………………………………（21）11.流量计选取………………………………………………(21）12.温度计选取………………………………………………(22）13.压力计选取………………………………………………(22）五、设备一览表 (23)六、选用符号说明 (24)七、参考文献 (25)八、结束语 (25)前言甲醇俗称木醇，木精，是一种大宗有机化学品，它不仅容易运输和储藏，而且可以作为很多有机化学品的中间原料。

由它可以加工成的有机化学品有100余种，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业.随着近年来技术的发展和能源结构的改变,甲醇开辟了新的用途.甲醇是较好的人工合成蛋白质的原料,目前，世界上已经有30万吨的甲醇制蛋白质的工业装置在运行。

甲醇是容易运输的清洁燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。

用孟山都法可以将甲醇直接合成醋酸。

随着近年来碳一化学工业的发展,甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。

常压乙醇_甲醇连续精馏筛板塔的设计说明

化工原理课程设计题目：常压乙醇-甲醇连续精馏筛板塔的设计学生：王月指导老师：周理明、仇伟学院：化学工程学院班级：过控141学号： 2014071971时间： 2017.3.06---2017.3.19院系：化学工程学院专业：过程装备及控制工程：王月学号： 2014071971 班级：过控141 实习性质：设计实习地点：教室寝室图书馆指导教师：仇伟周理明成绩：课程设计题目：常压乙醇-甲醇连续精馏筛板塔的设计目录第一章设计任务书/1-21.1 设计题目 (1)1.2 设计任务 (1)1.3 操作条件 (1)1.4设计容及要求 (2)1.5设计时间安排 (2)第二章确定设计方案第三章设计条件及主要物性参数/2-53.1设计条件 (2)3.2主要物性参数 (2)3.2.1甲醇—乙醇的物理性质 (2)3.2.2甲醇—乙醇在不同温度下的饱和蒸气压 (3)3.2.3甲醇—乙醇的气液平衡数据 (3)3.2.4甲醇—乙醇在不同温度下的密度 (4)3.2.5甲醇—乙醇在不同温度下的黏度 (4)3.2.6甲醇—乙醇在不同温度下的表面力 (5)3.2.7甲醇—乙醇在不同温度下的汽化潜热 (5)第四章工艺计算/6-104.1全塔物料衡算 (6)4.1.1料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分数 (6)4.1.2平均相对分子质量 (6)4.1.3物料衡算 (6)4.2塔板数的确定 (6)4.2.1理论塔板数求取 (6)4.2.2全塔效率E T (7)4.2.3实际塔板数 (7)4.3塔的工艺条件及物性数据计算 (7)4.3.1操作压强 (7)t (7)4.3.2温度mM (7)4.3.3平均相对分子质量mρ (8)4.3.4平均密度mσ (9)4.3.5液体表面力mμ (9)4.3.6液体黏度Lm4.4精馏段气液负荷计算 (10)第五章设备结构设计/10-185.1塔和塔板主要工艺尺寸的设计 (10)5.1.1塔径D (10)5.1.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (11)5.1.2.1溢流装置 (11)5.1.2.2塔板布置 (13)5.1.2.3筛孔数与开孔率 (13)5.1.2.4塔有效高度Z (14)5.2筛板的流体力学验算 (14)5.2.1气体通过筛板压降相当的液柱高度 (14)e的验算 (15)5.2.2雾沫夹带量V5.2.3漏液的验算 (15)5.2.4液泛验算 (16)5.3塔板负荷性能图 (16)5.3.1雾沫夹带线 (16)5.3.2液泛线 (17)5.3.3液相负荷上限线 (18)5.3.4漏液线 (18)5.3.5液相负荷下限线 (18)第六章附属设备类型 (19)第七章设计计算结果汇总表 (19)第八章对设计的评述及对有关问题的分析讨论 (21)参考文献 (21)前言化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。

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