甲醇—水精馏分离板式塔设计

化工原理课程设计任务书

一、设计题目：甲醇精馏塔

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. 03 atm（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、精馏塔工艺条件图。

目录

1.精馏塔的物料衡算

1. 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/kmol

()()194.001.1870.004.3230.004.3230.0=+=F x

()()982.001.1801.004.3299.004.3299.0=+=D x

2. 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量

()mol Kg M F 73.20194.0101.18194.004.32=-*+*=

()mol Kg M D 78.31982.0101.18982.004.32=-*+*=

则可知：

原料的处理量：()h Kmol F 117100073.202430017500=???= 根据回收率： ()%99=??=F x D x F D η 则有： h Kmol D 23= 由总物料衡算：W D F +=

以及: W D F x W D x F x *+*=*

容易得出： h Kmol W 94= ,0012.0=W x

2.塔板数的确定

2.1逐板计算法求取理论板层数T N

甲醇-水汽液平衡数据： x y x y x y 0.00 0.000 0.15 0.517 0.70 0.870 0.02 0.134 0.20 0.579 0.80 0.915 0.04

0.234

0.30

0.665

0.90

0.958

0.06 0.304 0.40 0.729 0.95 0.979 0.08 0.365 0.50 0.779 1.00 1.000 0.10

0.418

0.60

0.825

最小回流比及其操作回流比的求解：δy =0.570,δx =0.194

()()δδδx y y x R D --=min =(0.982-0.570/(0.570-0.194)

=1.096

取操作回流比为min 8.1R R ==1.8?1.096=1.97 2.1.1精馏塔的气、液相负荷

D R L ?==1.97?23=45h Kmol

()682397.21=?=?+=D R V h Kmol

16211745'=+=+=F L L h Kmol

68=='V V h Kmol

2.1.2精馏段、提馏段操作线方程

精馏段操作线：332.06618.0+=*+*=x x V D x V L y D 提馏段操作线：0016.0832.2-'=*'-'*''='x x V W x V L y W 2.1.3 用逐板计算法求塔板数：

相平衡方程：()n

n

n x x y 111-+=+αα

由前面可得：194.0==F q x x 982.01==D x y 解得：692.01=x 依次解得： X 1=0.692 X 2=0.674 X 3=0.629 X 4=0.571 X 5=0.459 Y 1=0.982 Y 2=0.790 Y 3=0.778 Y 4=0.748 Y 5=0.710 X 6=0.323 X 7=0.150 X 8=0.0464 X 9=0.0463 X 10=0.045 Y 6=0.636

Y 7=0.546

Y 8=0.356

Y 9=0.109

Y 10=0.108

q x x ?7，即前面7块板是精馏段，后面起用提留段操作线方程和相平衡方程进行

计算。

X 11=0.043 X 12=0.041 X 13=0.040 X 14=0.027 X 15=0.0026

X 16=0.00018

Y 11=0.107 Y 12=0.101 Y 13=0.096 Y 14=0.095 Y 15=0.064 Y 16=0.00471

2.2理论板层数N T 的求取

精馏段实际塔板数 N 精=7/60%=12块 提馏段实际塔板数 N 提=9/60%=15块

3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据 3.1操作压力的计算

设每层塔压降：Kpa p 74.0=?（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：Kpa P F 7.10574.063.101=?+= 精馏段平均压力：()Kpa P M 5.10327.1053.101=+= 塔釜板压力： Kpa P W 4.11274.0153.101=?+=

提馏段平均压力：()Kpa P M 05.10924.1127.105=+='

3.2.操作温度的计算

查表可得 安托尼系数 A B C Min ～Max H 2O 7.07406 1657.46 227.02 10～168 CH 3OH

7.19736

1574.99

238.23

-16～91

H 2O 的安托尼方程： ()02.22746.165707406.7lg +-=A o

A

t p CH 3OH 的安托尼方程：()86.23899.157419736.7lg +-=B o

B

t p 甲醇的t B

()86.23899.157419736.73.101lg +-=B t ℃5.64=B t

由泡点方程试差可得当 0.67=D t ℃时 1≈∑i i x K 同理可求出 2.85=F t ℃时 1≈∑i i x K

2.103=W t ℃时 1≈∑i i x K

所以 塔顶温度 0.67=D t ℃

进料板温度 2.85=F t ℃ 塔釜温度 2.103=W t ℃

精馏段平均温度 ()1.7622.850.67=+=m t ℃

提馏段平均温度 ()2.9422.852.103=+='

m t ℃

3.3 平均摩尔质量的计算

3.3.1 塔顶平均摩尔质量计算

由982.01==D x y 查平衡曲线得 956.01=x

()mol Kg M m VD 79.3101.18982.0104.32982.0=?-+?= ()mol Kg M m LD 42.3101.18956.0104.32956.0=?-+?=

3.3.2 进料板平均摩尔质量计算

由546.0=F y 查平衡曲线得 150.01='

x

()mol Kg M m VF 67.2501.18546.0104.32546.0=?-+?=

()mol Kg M m LF 11.2001.18150.0104.32150.0=?-+?=

3.3.3 塔釜平均摩尔质量计算

由00471.01='y 查平衡曲线得 00018.01='

x

()mol Kg M m VW 08.1801.1800471.0104.3200471.0=?-+?='

()mol Kg M m LW 01.1801.1800018.0104.3200018.0=?-+?='

3.3.4 精馏段平均摩尔质量

()mol Kg M m V 73.28267.2579.31=+= ()mol Kg M m L 77.25211.2042.31=+=

3.3.5 提馏段平均摩尔质量

()mol Kg M m V 88.21208.1867.25=+='

()mol Kg M m L 06.19201.1811.20=+='

4.精馏塔的塔体工艺尺寸 4.1 精馏段塔径的计算

由上面可知精馏段h Kmol L 45= h Kmol V 68= 精馏段的气、液相体积流率为

()()s m

VM V m m V V s 3

481.101.1360073.28683600=??==ρ

()()s

m

LM L m

m

L L s 3

00084.01.819360077.25453600=??==ρ

max L V V u C

ρρρ-=式中，负荷因子2

.020)02.0(σC C =由史密斯关联图⑶查得C 20再求

图的横坐标为 0162.05

.0=???

?

??*=V L L V L F v

ρρ

取板间距，m H T 40.0=,板上清液层高度取m h L 05.0=，则m h H L T 35.0=- 史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知 075.020=C 气体负荷因子 08526.0)02

.0(

2.020==σ

C C

43.2max =U 取安全系数为0.8，则空塔气速为 s

m U U 94.18.043.28.0max =?==

u

V

D 785.0=

'按标准塔径圆整后为m D 0.1= 塔截面积为2785.01114.3m A t =??=

实际空塔气速为s

m 887.1785.0481.1U ==实际

78.043.2887.1max ==U U 实际安全系数在充许的范围内，符全设计要求)

4.2 提馏段塔径的计算

由上面可知提馏段 h Kmol L 65.389= h Kmol V 61.189= 提馏段的气、液相体积流率为

()()s

m M V V m m V

V S 3

4660.180.0360088.2161.1893600=??=''='ρ

max L V V u C

ρρρ-=式中，负荷因子2

.020)02.0(σC C =由史密斯关联图⑶查得20C 再求图的横坐标为 051.05

.0=???

?

??*=V L L V L F v ρρ

取板间距m H T 40.0=，板上清液层高度取m h L 06.0=，则m h H L T 34.0=- 由史密斯关联图，得知 076.020=C

气体负荷因子093.0202

.020=??

?

???=σC C

s

m U 14.3max =取安全系数为0.7，则空塔气速为

s

m U U 20.214.37.07.0max =?==

u

V

D 785.0/=

=0.921m

按标准塔径圆整后为m D 1.0= 塔截面积为2785.01114.3m A t =??=

实际空塔气速为s

m 868.1785.0466.1U ==实际

59.014.3868.1max ==U U 实际(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)

4.3精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为 ()()4m .440.0112H 1N Z T =?-=-=精精 提馏段有效高度为 ()()6m .540.0115H 1N Z T =?-=-=提提 在进料板上方开一个人孔，其高度为m 8.0 故精馏塔有效高度为4m .108.0Z =++=提精Z Z

5.塔板主要工艺尺寸

5.1精馏段塔板工艺尺寸计算 5.1.1溢流装置计算

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m 2.2的塔中被广泛使用。)各项计算如下： 5.1.1.1堰长w l 可取m D l w 6.06.0== 5.1.1.2溢流堰高度w h 由ow l w h h h -=

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ow h 由下列公式⑷计算，即有

()

32100084.2?

??

? ????=w h ow l l E h 并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用0.1=E ，

则

m h w 0083.0=

取板上清液层高度m h l 05.0= 故0417.0=w h

5.1.1.3 弓形降液管的宽度d W 和截面积f A 由

6.0=D W d 查⑷可求得

057.0=T f A A m D W d 125.0=

20448.0785.0057.0m A f =?= m W d 125.00.1125.0=?= 并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

s s L H A h T f 531.210084

.0360040

.00448.036003600?=???=*

=θ其中T H 即为板间距0.40m ，h L 即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 5.1.1.4降液管底隙高度o h

()o w h o u l L h **=3600取s

m u o 07.0='

()m m h o 02.0020024.007.06.0360036000084.0?=???=m h h o w 006.002167191.0020024.00417.0?=-=-

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度mm h w

55=' 5.1.2塔板布置 5.1.2.1塔板的分块

因为mm D 800≥，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。 5.1.2.2 边缘区宽度确定 取mm W W s s 65='= , mm W c 35= 5.1.3开孔区面积计算

开孔区面积a A 按下面式子计算，则有

()()[]

∏-*+-=r x r x r x A a 1222sin 1802 其中 ()s d W W D x +-=2

c W D r -=2并由m D W

d 125.0=, 推出125.0=d W

由上面推出2530.0m A a = 5.1.4 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mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径

mm d o 5=筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为3=t mm d o 15=

筛孔的数目n 为

个2721155.12==t A n o 开孔率为()%1.10907.02==t d o φ

气体通过阀孔的气速为

s

m A A V u a o s o 67.27481.1=*==φ

5.2提馏段塔板工艺尺寸的计算 (计算公式和原理同精馏段)

5.2.1溢流装置计算

因塔径m D 0.1=，

所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下： 5.2.1.1 堰长w l 可取m D l w 6.06.0== 5.2.1.2 溢流堰高度w h

由ow l w h h h -=可选取平直堰，堰上层液高度ow h 由下列公式计算，即有

()

32100084.2?

??

? ????=w h ow l l E h 并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用1=E ，则

m h ow 0159.0=取板上清液层高度m h l 06.0=

故 m h w 0441.00159.006.0=-=

5.2.1.3弓形降液管的宽度d W 和截面积f A 由

6.0=D

W d

查图⑷可求得 057.0=T f A A m D W d 125.0= m A f 044745.0785.0057.0=?=

m W d 125.00.1125.0=?=

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

s s L H A h T f 514.80022

.0360040

.0044745.036003600?=???=*

=θ其中T H 即为板间距0.40m ，h L 即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 5.2.1.4降液管底隙高度o h

??

? ??'**=o w h o u l L h 3600取 m u o 17.0='

则()m m h o 02.0022.017.06.0360036000022.0?=???=

m m h h o w 006.00197.0022.00417.0?=-=-

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度mm h w

55='。 5.2.2 塔板布置 5.2.2.1 塔板的分块

因为mm D 800≥，所以选择采用分块式，查表⑷可得，塔板可分为3块。 5.2.2.2 边缘区宽度确定 取mm W W s s 65='= , mm W c 35= 5.2.3 开孔区面积计算

开孔区面积a A 按式子5-12计算，则有

()()[]

∏-*+-=r x r x r x A a 1222sin 1802 其中 ()s d W W D x +-=2

c W D r -=2并由m D W

d 125.0=，推出125.0=d W

由上面推出2530.0m A a = 5.2.4 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mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径

mm d o 5=筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为

3=t 15=o d 筛孔的数目n 为

个2721155.12==t A n o

开孔率为()%1.10907.02

==t d o φ

气体通过阀孔的气速为

s

m A A V u a o s o 38.27466.1=*='

=φ

6.筛板的流体力学验算 6.1精馏段的力学验算

6.1.1塔板的压降

6.1.1.1干板的阻力c h 计算 干板的阻力c h 计算由公式

()()l v o o c c u h ρρ*=2

051.0并取

67.1=δ

o

d ,可查史密斯关联图得，772.0=o c

所以m h c 0786.01.81901.1772.067.27051.02

=???

?????? ???=液柱

6.1.1.2气体通过液层的阻力l h 的计算 气体通过液层的阻力l h 由公式

L l h h β=

()()s

m A A V u f T S a 897.10047.0785.0481.1=-=-=

()5

.05

.05.090

.101.1897.1sm kg F o ==可查⑸得，得54.0=β 所以()m h l 027.00083.00417.054.0=+?=液柱 6.1.1.3液体表面张力的阻力δh 计算 液体表面张力的阻力δh 由公式o

l l

gd h ρδδ4=

计算,则有 m h 0038.0=δ液柱

气体通过每层塔板的液柱高度p h ，可按下面公式计算

m h h h h l c p 1094.00038.0027.00786.0=++=++=δ液柱

气体通过每层塔板的压降为

Kpa pa g h p l p 9.007.87981.91.8191094.0?=??==?ρ（设计允许值）

6.1.2液面落差

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。 6.1.3液沫夹带

液沫夹带量，采用公式

()

气

液

气液kg 1.0068.0125.04.0897.11097.37107.5107.52

.3362

.36

kg kg kg h H u e f T

a L v ?=???

??-??=???? ??-*

?=-δ由

m h h L f 125.005.05.25.2=?== 所以可知液沫夹带量在设计范围之内。

6.1.4漏液

对于筛板塔，漏液点气速m in ,o u 可由公式

实际孔速为min ,67.27o o u s

m u ?=稳

定系数为 5.114.381

.867

.27min

,?==

=

o o u u K 故在本设计中无明显漏液。 6.1.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度d H 应服从式子

()w T d h H H +≤ψ甲醇与水属于一般物系，取 EMBED Equation.KSEE3 \*

MERGEFORMAT ，则

()()m h H w T 221.00417.040.05.0=+=+ψ 而d l p d h h h H ++= 板上不设进口堰，则有

m u h o d 0007.007.0153.02153.02

=?=??

? ??'=液柱

m h h h H d l p d 160.00007.005.01094.0=++=++=液柱

则有()w T d h H H +≤ψ 于是可知本设计不会发生液泛

6.2提馏段的力学验算

6.2.1塔板的压降

6.2.1.1干板的阻力c h 计算 干板的阻力c h 计算由公式

()()l v o o c c u h ρρ*=2

051.0并取

67.1=δ

o

d ,可查图得， EMBED Equation.KSEE3 \*

MERGEFORMAT

所以m h c 0561.0='

液柱

6.2.1.2气体通过液层的阻力l h 计算

气体通过液层的阻力l h 由公式

L l h h β=

()m A A V u f T S a 879.1=-=

()

5

.05.05

.068

.18.0897.1sm kg F o ==可查图得58.0=β

所以m h h L l 0344.0==β液柱 6.2.1.3液体表面张力的阻力δh 计算 液体表面张力的阻力h σ 由公式o

l l

gd h ρδδ4=

计算,则有 m h 0052.0=δ液柱

气体通过每层塔板的液柱高度p h ，可按公式

m h h h h l c p 0947.0=++=δ液柱

气体通过每层塔板的压降为

Kpa pa g h p l p 9.059.850?==?ρ 计算结果在设计允值内

6.2.2液面落差

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

()

气

液

气液kg 1.0048.0125.04.0897.11013.55107.5107.52

.3362

.36

kg kg kg h H u e f T

a L v ?=???

??-??=???? ??-*

?=-δ可知液沫夹带量

在设计范围之内。 6.2.4 漏液

对于筛板塔，漏液点气速m in ,o u 可由公式

s

m h h C u V L L O o 55.913.00056.04.45

.0min

,=?

?

?

???-+=ρρδ

min ,38.27o o u s m u ?=稳定系数为 5.187.255

.938

.27min ,?==

=o o u u K 故在本设计中无明显漏液。 6.2.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd 应服从式子

()w T d h H H +≤ψ

甲醇与水属于一般物系，取5.0=ψ 则

()()m h H w T 221.00417.040.05.0=+=+ψ 而d l p d h h h H ++= 板上不设进口堰，则有

m u h o d 004.02153.0=??

? ??'

=液柱

液柱

则有：

()w T d h H H +≤ψ

于是可知本设计不会发生液泛。

7.辅助设备的计算及选型 7.1原料预热器

原料加热：采用压强为Kpa 25.270的水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式采用逆流加热，则

()

K kg KJ Q h m ?=??=13.631324330100050000,同时有()K kg KJ C h p ?=48.2,甲醇 ()K kg KJ

C h p ?=183.4,水

质量分数3.0=F x 根据上式可知：()K kg KJ C pc ?=?+?=6721.37.0183.43.048.2 设加热原料温度由10℃到85℃则有：

h KJ T c Q pc h m 6,107387.1756721.313.6313?=??=?=φ 选择传热系数()K

m

w

K ?=2

800则传热面积由下列公式计算：

m

T K A ?=

φ

其中

K T T T T T m 49.76ln 2

12

1=???-?=

? 故有： 241.28m T K A m

=?=

φ

取安全系数为0.8 则

235.51m 0.841.82==实际A 选择固定管板式换热器系列，规格为： 采用加热管的直径为：25×2.5mm 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 500

1.6

Ⅳ

152 名称 中心排管数 管程流通面积/m 2

计算换热面积/m 2 换热管长度/mm 规格 -- 0.0119

35.51

3000

7.2塔顶全凝器

甲醇的气化热r

()()()h kg

r D R Q c 25701101360079.3102.89197.11=???+=*+=冷凝塔顶产品

由温度67.0℃冷却到温度40℃ 采用冷凝水由20℃到40℃

K T T T T T m 33.23ln 212

1=???-?=

?选择()

K m w K ?=2800 则有： 2

70.137

m T K A m

=?=φ 取安全系数为0.8 实际面积212.1728.070.137m A == 选择冷凝器的系列：

采用加热管的直径为：25×2.5mm 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 600 1.6 Ⅱ 254

名称 中心排管数 管程流通面积/m 2

计算换热面积/m 2

换热管长度/mm

规格

0.0399 172.12 6000

7.3塔底再沸器

h

kg Wr V Q c 8.214302.18225861.189=??='=塔釜产品由温度103.2℃加热到温

度130℃

K T m 8.262.1030.130=-=?选择 ()K

m

w

K ?=2

1000 则有：

200.78m T K A m

=?=

φ

取安全系数为0.8则有

200.1008.000.78m A ==实际 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 600 2.5 Ⅳ 242

名称 中心排管数 管程流通面积/m 2

计算换热面积/m 2

换热管长度/mm

规格

0.0190 100.00 6000

7.4产品冷却器

假设产品从67.0℃冷却到40℃时 冷却水从进口温度15℃到40℃时

()h KJ T c Q pc c m 5,108950.1406748.279.3102.89?=-???=?=φ

取()K

m

w

K ?=2

600

225.3m T K A m

=?=

φ

取安全系数为0.8 则

206.48.025.3m A ==实际 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 273 2.5 Ⅱ 32

名称 中心排管数 管程流通面积/m 2

计算换热面积/m 2

换热管长度/mm

规格

0.0050 4.06 3000

7.5精馏塔的其他尺寸

7.5.1塔顶空间

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()m H T 72.04.08.10.25.1=?=- 7.5.2 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3

1000m kg

330.01000

605

04.1804.200m V =??= h R V ∏=2 算出m h 38.0= 所以 塔底高度设计为m 45.1 7.5.3塔支座为m 5.2 7.5.4塔体总高度为：

()()m

H H H H H n H n H n n n H B D p p F F T p F 77.105.25.045.172.08.014.014.011114121=++++?+?+?---=++++++---=