甲醇与水填料精馏塔的设计任务书
食品工程原理课程设计说明书
甲醇、水填料精馏塔的设计
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目录
一、设计任务书 (3)
二、设计方案简介 (3)
三、工艺计算 (5)
1．基础物性数据 (5)
（1）液相物性的数据 (5)
（2）气相物性数据 (5)
（3）气液相平衡数据 (5)
（4）物料衡算 (6)
2．填料塔的工艺尺寸的计算 (7)
（1）塔径的计算 (7)
（2）填料层高度计算 (9)
（3）填料塔附属高度及总高计算 (11)
（4）填料层压降计算 (11)
（5）液体分布器简要设计 (12)
（6）吸收塔接管尺寸计算 (13)
四、设计一览表 (13)
五、主要符号说明 (14)
六、参考文献 (15)
七、附图……………………………………………………………………………
食品工程原理课程设计任务书
设计题目：分离甲醇-水混合物的填料精馏塔
第一章流程的确定和说明
一、加料方式
加料方式有两种，高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。但由于多了高位槽，建设费用相应增加，采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本次实验采用高位槽加料。
二、进料状况
进料状况一般有冷夜进料、泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，节省加料费用。但冷液进料受环境影响较大，对于沈阳地区来说，存在较大温差，冷液进料会增加塔底蒸汽上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，股精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。
三、塔顶冷凝方式
塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。
四、回流方式
回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。而且塔顶冷凝器不宜安装、检修和清理。
在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。
五、加热方式
加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板
数，缺点是增加加热装置，本次设计采用间接蒸汽加热。
六、加热器
采用U形管蒸汽间接加热器，用水蒸汽作加热剂。因为塔较小，可将加热器放在塔即再沸器。这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。
第二章精馏塔的设计计算
第一节操作条件及基础数据
一、操作压力
精馏操作按操作压力可分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力太低时，对设备要求较高，设备费用增加。因此再设计时一般采用常压精馏。甲醇-水系统在常压下挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。
二、气液平衡时x、y、t数据
气液平衡时，x、y、t数据如表1所示
表1 气液平衡关系表
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/%
100 0 0 73.8 46.20 77.56
92.9 5.31 28.34 72.7 52.92 79.71
90.3 7.67 40.01 71.3 59.37 81.83
88.9 9.26 43.53 70.0 68.49 84.92
85.0 13.15 54.55 68.0 85.62 89.62
81.6 20.83 62.73 66.9 87.41 91.94
78.0 28.18 67.75 64.7 100 100
76.7 33.33 69.18
注：摘自《化工工艺设计手册》下册P710 表19-38（2）
第二节精馏塔工艺计算
一、物料衡算
1.物料衡算图
95%
15000kg/h,20%
0.2%
2.物料衡算
已知：F '=15000kg/h,质量分数：F x '=20%,D x '=95%,W
x '=0.2% 甲醇M =30.04kg/kmol,水M =18.02kg/kmol
进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为F x 、D x 、W x ：
123.002
.18/8004.32/2004
.32/20=+=
F x
914.002
.18/504.32/9504
.32/95=+=D x
00113.002
.18/89.904.32/2.004
.32/2.0=+=W x
进料平均相对分子质量：4.71902.18)123.01(04.32123.0=?-+?=M kg/h 原料液：88.759kg/mol
98.25kg/h
15000==
F kmol/h
总物料：W D F +=
易挥发组分：W D F Wx Dx Fx += 代入数据解得：?
?
?==kmol/h 34.4658kmol/h
46.4101W D
塔顶产品的平均相对分子质量：
834.30)914.01(02.18914.004.32=-?+?=D M kg/kmol
塔顶产品质量流量：
986.3127446.101834.30=?=='D M D D kg/kmol
塔釜产品平均相对分子质量：
036.18)00113.01(02.1800113.004.32=-?+?=W M kg/kmol
塔釜产品质量流量：
11875052036.18434.658=?=='W M W W kg/h
3.物料衡算结果
表2 物料衡算结果表
塔顶出料 塔底出料 进料 质量流量/(kg/h)
3127.986
11875.52
15000
质量分数/% 95 0.2 20 摩尔流量/(kmol/h) 101.446 658.434 759.88 摩尔分数/% 91.4
0.113
12.3
4.塔顶气相、液相、进料和塔底的温度分别为 VD t 、LD t 、F t 、W t 查表1，用内插法算得： 塔顶：
C t t L
D LD ?=?--=--20.669
.667.649
.6641.8710041.874.91
C t t V
D VD ?=?--=--16.670
.689.660.6862.8994.9162
.894.91
塔釜：
C t t W W
?=?--=--85.999
.9210010031.50113.00
进料：C t t F
F ?=?--=--85.859
.880.859.8826.915.1326.93.12
精馏段平均温度：C t t t F VD ?=+=+=
51.762
85
.8116.6721 提馏段平均温度C t t t F W ?=+=+=
85.922
85.8585.9922 5.平均相对挥发度α
取y x -曲线上两端点温度下α的平均值 查表1可得：
9.92=t ℃时，05.731
.5)34.28100()
31.5100(34.28)1()1(1=?--?=--==
x y x y x y x y A B B A α 9.66=t ℃时，64.141
.87)94.91100()
41.87100(94.91)1()1(2=?--?=--=
x y x y α
所以 35.42
64
.105.72
2
1=+=
+=ααα
6.回流比的确定 作图法 由图可知：
=+1
100m in R x D
40.05
所以，5
.4014
.91min =+R
得：=min R 1.26
又操作回流比R 可取： R=(1.1~2)R min 所以 R=2R min =2×1.26=2.55 二、热量衡算 1.热量示意图 2.加热介质的选择
常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时得传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达100~1000℃，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难。本设计选用300kPa （温度为133℃）的饱和水蒸气作为加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。 3.冷却剂的选择
常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为10~25℃.如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建厂地区为沈阳。沈阳市夏季最热月份平均气温为25℃，故选用25℃的冷却水，选升温10℃，即冷却水的出口温度为35℃. 4.热量衡算
（1）冷凝器的热负荷
)()1(LD VD c I I D R Q -+=
式中-VD I 塔顶上升蒸汽的焓；
-LD I 塔顶馏出液的焓。
又水甲V D V D LD VD H x H x I I ?-+?=-)1( 式中-?甲V H 甲醇的蒸发潜热；
-?水V H 水的蒸发潜热。
蒸发潜热的计算： 蒸发潜热与温度的关系
38
.01
212)11(
r r V V T T H H --?=? 式中-r T 对比温度。
表3 沸点下蒸发潜热列表
沸点/℃
蒸
发
潜
热
V H ?/(1kJ/kg -)
c T /K
甲醇 64.7 1105 513.15 水
100
2257
648.15
注：摘自《化工原理》修订版，上册附录4(P328~329)及附录18(P350~351)。 67.16℃时，甲醇：663.015
.51316.6715.27322=+==
c r T T T 658.015
.5137
.6415.27311=+==
c r T T T 蒸发潜热：833.1098)658
.01663.01(110538
.0=--?=?甲V H
同理，水：523.015
.64816.6715.27322=+='=
c r T T T 576.015
.648100
15.27311=+='=
c r T T T 蒸发潜热：kg kj H V /550.2356)576
.01525.01(225738
.0=--?=?水
所
以
kg
kj H x H x I I V D V D LD VD /67.801550.2356)914.01(833.1098914.0)1(=?--?=?-+?=-水甲
所以h kJ I I D R Q LD VD c /109.867.801986.3127)155.2()()1(6
?=??+=-'+=
(2)冷却水消耗量
)
(12t t C Q W pc c
c -=
式中-c W 冷却水消耗量；kg/h;
-pc C 冷却介质在平均温度下的比热容，C)kJ/(kg ο?
-21,t t 冷却介质在冷凝器进出口处的温度，℃。
所以C t t t ?=+=+=
252
35
15221 此温度下冷却水的比热容)/(18.4C kg kJ C pc ??=
所以h kg t t C Q W pc c c /106.1)
1535(18.41034.1)(57
12?=-??=-=
(3)加热器热负荷及全塔热量衡算
列表计算甲醇、水在不同温度下混合物的比热容p C （单位：C)kJ/(kg ο
?） 塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段 甲醇(1) 3.079 3.501 3.314 3.198 3.448 水(2) 4.183
4.220
4.203
4.193
4.215
精馏段：
甲醇kg kJ t t C F LD p /481.62)85.8520.66(198.3)(1-=-?=- 水kg kJ t t C F LD p /392.82)85.8520.66(193.4)(2-=-?=- 提馏段：
甲醇kg kJ t t C F W p /272.48)85.8585.99(448.3)(1=-?=-
水kg kJ t t C F W p /01.59)85.8585.99(215.4)(2=-?=- 塔顶流出液的比热容：
)/(134.3183.405.095.0079.3)1(211C kg kJ C x x C C p D D p p ??=?+?='-+'=
塔釜流出液的比热容：
)/(219.4220.4998.0002.0501.3)1(212C kg kJ C x x C C p W W
p p ??=?+?='-+'= 为简化计算，现以进料焓，即81.85℃时的焓值为基准。 根据表2可得：h kg D /986.3127=，h kg W /52.11875=
h kJ t
DC dt C D Q p t t p D LD
F
/1093.1)85.8520.66(134.3986.3127511?-=-??=?==? h
kJ t
WC dt C W Q p t t p Wj W
F /1099.6)85.8585.99(203.452.11875522/?=-??=?==? 对全塔进行热量衡算：
=++=+F C W D S F Q Q Q Q Q Q
所以h kJ Q S /104.9109.81099.61093.16
655?=?+?+?-=
由于塔釜热损失为10%，则%90=η 所以h kJ Q Q S
S /1004.19
.0104.9/76
?=?=='η
式中-S Q 加热器理想热负荷；
-'S
Q 加热器实际热负荷； -D Q 塔顶馏出液带出热量；
-W Q 塔底馏出液带出热量。
加热蒸汽消耗量：
查得:.12168=?水蒸气V H kJ/kg (133.3 ,300kPa)
h kg H Q W V S h /8.47961
.21681004.17
=?=?'=
(4)热量衡算结果
表4 热量衡算结果表 符号 kJ/h C
Q h kg W C
/ h
kJ Q F
/
h kJ Q D /
h kJ Q W / h kJ Q S /' h
kg W h / 数值
6
10
9.8?
5
106.1?
5
1093.1?- 5
1099.6?
7
10
04.1?
4796.8
三、理论塔板数的计算
由于本次设计时，相对挥发度是变化的，所以不可用简捷法，只能用作图法。 精馏段操作线方程为 1
1+++=
R x
x R R y D 因为所选为泡点进料，所以q=1。
由图可知，精馏塔理论塔板数为6块，其中精馏段3块，提馏段3块。
第3节 精馏塔主要尺寸的设计计算
一、精馏塔设计的主要依据和条件
表5 甲醇-水在不同温度下的密度（kg/m 3
）
温度/C ?
甲醇 水 50 760 988.1 60 751 983.2 70 743 977.8 80 734 971.8 90 725 965.3 100
716 958.4
表6 甲醇-水在特殊点的粘度（mPa.s ）
物质 甲醇 水 塔顶：66.20C ?
0.323
0.4218
塔底：99.85C ? 0.253 0.2833 进料：85.85C ?
0.263 0.3317
1、 塔顶条件下的流量及物性参数
D x =0.914, D x ' =0.95, D=101.446 kmol/h （1）气相平均相对分子质量
=+=）—（水甲D x 1x M M M D VD 32.04?0.914+18.02?(1-0.914)=30.65kg/kmol （2）
液相平均相对分子质量
==VD LD M M 30.65kg/kmol
（3）气相密度 =+?=??=
20
.6615.27315
.2734.2265.304.22οοp p T T M VD VD ρ 1.101 kg/m 3
（4）液相密度
=LD t 66.20C ?,查表5，用内插法算得：
=甲ρ746.04kg/m 3, =水ρ979.85kg/m 3
85
.9795.0004.7465.90'1'1
+=-+=
水甲）（ρρρD D LD
x x
解得： =LD ρ755.05 kg/m 3
（5）液相粘度
查表6可得：=LD t 66.20C ?时 =甲μ0.323mPa.s,=水μ0.428mPa.s
=-+=）（水
甲D D LD x 1x μμμ0.323?0.914+0.428?(1-0.914)=0.332mPa.s （6）塔顶出料的质量流量
=?=LD M D D '101.446?30.65=3109.32 kg/h
表7 塔顶数据结果表 符号 kmol
kg M LD /
kmol
kg M VD / 3
/m
kg VD
ρ
3
/m
kg LD
ρ
s
mPa LD
?μ
h
kg D /' h
kmol D / 数值
30.65 30.65 1.101 755.05 0.332 3109.32 101.46
2塔釜条件下的流量及物性参数
=w x 0.00113， =w x '0.002, =W 658.434kmol/h （1）液相相对分子质量
由于甲醇浓度很小，所以液相可视为纯水。
kmol M M M VW LW /kg 2.018===水
（2）气相密度 =w t 99.85C ?
=
??=
。。p p T M VW VW T 4.22ρ=+?85
.9915.27315.2734.2202.180.589kg/m 3 （3）液相密度 =W t 99.85C ?
查表5，用内插法得：==水ρρLW 959.4Kg/m 3
（4）塔釜出料的流量
=?=LW M W W '658.434?18.02=11864.98 kg/h （5）液相粘度
查表6可得：=W t 99.85C ?,=水μ0.253 mPa.s 所以 ==水μμLW 0.253 mPa.s 表8 塔釜数据结果表 符号 kmol
kg M LW / kmol
kg M VW / 3
/m
kg VW
ρ
3
/m
kg LW
ρ
s
mPa LW ?μ
h
kmol W / h
kg W /' 数值
18.02 18.02 0.589 959.4 0.253 658.434 11864.98
3、进料条件下的流量及物性参数
=F 759.88kmol/h, =F x 12.3%, =F x '20% 查表1得：
F x 9.26 12.3 13.15 F y 43.53 F y 54.55
由内插法可得：
F
y --=--55.543
.1215.1353.4355.5426.915.13
解得：=F y 53.14%=0.53 (1)气相平均相对分子质量
=-+=水甲）（M M y M F F VF y 10.53?32.04+（1-0.53）?18.02=25.45 kg/kmol (2)液相平均相对分子质量
=-+=水甲）（M M x M F F LF x 10.123?32.04+（1-0.123）?18.02=19.74 kg/kmol (3)气相密度 =+?=??=
85
.8515.27315
.2734.2245.254.2200p p T T M VF VF ρ0.86 kg/kmol (4)液相密度
由表5数据，用内插法求出
=甲ρ728.74kg/m 3
, =水ρ968kg/m 3
968
.2
0174.728.20'1'1
-+=
-+
=
水
甲
ρρρF
F
LF
x x
解得 =LF ρ908.35kg/m 3
(5)液相粘度
查表6得：85.85t C =o
,0.263mPa s μ=?甲, 0.3317mPa s μ=?水
(1)0.1230.263(10.123)0.33170.323LF f f x x mPa s μμμ=+-=?+-?=?甲水
（6）进料质量流量
15000F kg h '= 表9 进料数据结果表 符号
VF M kg kmol LF
M kg kmol
3VF kg m ρ 3
LF kg m ρ LF mPa s μ? F kg h ' F kmol h 数值 25.45 19.74 0.86 908.35 0.323 15000 759.88 4.精馏段的流量及物性参数
（1）气相平均相对分子质量 30.6525.45
28.0522
VD VF V M M M kg kmol ++===精
（2）液相平均相对分子质量 30.6519.74
25.2022
LD LF L M M M kg kmol ++===精
(3) 气相密度 31.1010.86
0.982
2VD VF
V kg m ρρρ++==
=精
（4）液相密度
3755.05908.35
831.72
2
LD LF
L kg m ρρρ++=
=
=精
(5) 液相粘度 30.3320.323
0.3282
2
LD LF
L kg m μμμ++=
=
=精
（6）气相流量
摩尔流量 ()()1 2.551101.446360.13V R D kmol h =+=+?=精 质量流量 360.1328.0510101.65V V V M kg h '=?=?=精精精 （7）液相流量
摩尔流量 2.55101.446258.69L RD kmol h ==?=精 质量流量 258.6925.206158.99L L L M kg h '=?=?=精精 表10 精馏段数据结果表 符号
V M kg kmol 精
L M kg kmol 精
3V kg m ρ精
3L kg m ρ精
L mPa s μ?精
V kg h '精
V kmol h 精
L kg h '精
L kmol h
精
数值 28.05 25.20 0.98 831.7 0.328 10101.65 360.13 6518.99 258.69 5.提留段流量及物性参数
（1）气相平均相对分子质量 25.4518.02
21.7422
VF VW V M M M kg kmol ++===提
（2）液相平均相对分子质量 19.7418.02
18.8822
LF LW L M M M kg kmol ++===提
(3) 气相密度 30.860.589
0.7252
2VF VW
V kg m ρρρ++==
=提
（4）液相密度 3908.35959.4
933.882
2LF LW
L kg m ρρρ++=
=
=提
(5) 液相粘度 30.2530.323
0.2832
2
LW LF
L kg m μμμ++=
=
=提
（6）气相流量
摩尔流量 因为 ()1V V q F =--提精
所以 ()1360.13V V q F V kmol h =+-==提精精 式中 1q =（泡点进料）
质量流量 360.1321.747829.23V V V M kg h '=?=?=提提提 （7）液相流量
摩尔流量 258.69759.881018.57L L qF L F kmol h =+=+=+=提精精 质量流量 4
1018.5718.88 1.9210L L L M kg h '=?=?=?提提
表10 精馏段数据结果表
符号V M kg kmol 提 L M kg kmol 提 3V kg m ρ提 3L kg m ρ提 L mPa s μ?提 V kg h '提 V kmol h 提 L kg h '提 L kmol h
提
数值 21.74 18.88 0.725 933.88 0.283 7829.33 360.13 41092.1? 1018.57 二、塔径设计计算 1.填料选择
填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相接触传质和传热的表面,与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料和规整填料两个方向进行。
本设计选用规整填料，金属板波纹250Y 型填料。
规整填料是一种在塔内按均匀几何图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气液流路，改善了沟流和整流现象，压降可以很小，同时还可以提供更大的比表面积，在同等溶剂中可以达到更高的传热、传质效果。
与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面积时，填料孔隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力更大。
250Y 型填料是最早研制并应用于工业生产的板波填料，它具有以下特点：
第一，比表面积与通用散装填料相比，可提高近一倍，填料压降降低，通量和传热效率均有较大幅度提高。
第二，与各种通用板式塔相比，不仅传热面积大幅度提高，而且全塔压降及效率有很大改善。
第三，工业生产中气液质均可能带入“第三相”物质，导致散装填料机某些板式塔无法维持操作。鉴于250Y 型填料整齐的几何结构，显示出良好的抗堵性能，因而能在某些散装填料塔不适宜的场合使用，扩大了填料塔的应用范围。
鉴于以上250Y 型填料的特点，本设计采用Mellapok-250Y 型填料，因而本设计塔中压力很低。
2.塔径设计计算
方法：Bain-Hougen 关联式法
18
14
20.23lg V V F L L L a L A K g V ρρμμερρ?????????=-
??? ?????
?? 式中 F μ----------泛点空塔气速，m s ；
g ------------重力加速度，2
m s ，取9.82
m s ；
3
a
ε
-----------干填料因子，1
m -；
23250Y 250a m —比表面积，型取/m ； 32e Y —孔隙率，250型取0.97m /m ;
3,v l ρρ-气、液相密度，kg/m ；
mPa s;l u -g 液相粘度，
A-常数，取0.291； K-常数，取1.75；
L 、V-液、气相流量，kg/h 。 ①精馏段空塔气速及塔径计算 查表10可知
''10101.65/,6518.99/V kg h L kg h ==精精
330.98/,831.7/,0.328v L L kg m kg m mPa s ρρμ===?精精精
得:
1/41/8
20.23250 1.0936518.990.98lg 0.3430.291 1.759.80.97774.7110101.65831.7F u ?????????=-?? ? ?????????
解得 u 3.96/F m s =
因为空塔气速u 可取（0.6~0.8）
F u 所以 0.70.7 3.96 2.772/F u u m s ==?= 又
'3V V
V
M
V 10101.65
2.86/3600360036000.98
s V V m s ρρ=
=
=
=?—
精精
精
所以 s 44 2.86
1.146m u 3.14
2.772
V D π?=
==?塔径 圆整后：D 1200mm,=代入上式可算得此时的空塔气速u 2.53m/s.= ②提留段空塔气速及塔径计算
查表11可知：
''47829.23/, 1.9210/V kg h L kg h ==?提提
330.725/,933.88/,0.283v L L kg m kg m mPa s ρρμ===?提提提
所以
1/4
1/8
240.232500.725 1.92100.725lg 0.2830.291 1.759.80.97933.887829.23933.88F u ??????????=-?? ? ?????????
解得 u 3.84/F m s =
同理：空塔气速u=（0.6~0.8）
F u 此时选 0.70.7 3.84 2.69/F u u m s ==?= 又此时气体体积流量
'3V V V M
V 7829.23 3.00/3600360036000.725
s V V m s ρρ====?—
提提
提
所以
s 44 3.00
1.192m u 3.14
2.69
V D π?=
==?提留段塔径 圆整后：D 1200mm,=代入上式可算得此时的空塔气速u 2.65m/s.= ③选取整塔塔径
提留段及精馏段塔径圆整后D 1200mm,=为精馏塔的塔径。 三、填料层高度设计计算
1．填料层高度计算 ⑴精馏段
动能因子 ()
132
2.770.98 2.742//V F u
m s kg m
ρ==?=?
经查每米理论级数()12.60m NTSM -=精 所以精馏段填料层高度为 ()n 3
1.15m
2.60
Z NTSM ==
=精
精精
式中 n 精—精馏段理论塔板数。 ⑵提留段
动能因子 ()
132
2.690.725 2.29//V F u
m s kg m
ρ==?=?
经查每米理论级数()1
2.68m NTSM -=精 所以提馏段填料层高度为 ()n 3
1.12m
2.68
Z NTSM =
==提精提
填料层总高度 1.15 1.12 2.27m Z Z Z =+=+=精提
2．填料层压降计算 查压降曲线 ⑴精馏段
液体负荷 ()320.9836003600 2.74211.75/831.7
V L l F
m m h ρρ==??=? 用精馏段动能因子F 查液体负荷l 分别为5和10时的每米填料层压降，再用内插法算
()3211.75/l m m h =?时的每米压降。
Z
p l ?
22.010 25
.020 ? 当()
3211.75/l m m h =?时， 0.223/a p kP m Z
?=
所以精馏段压降： 0.223 1.540.343p
p Z kPa Z
??=?=?=精 ⑵提馏段
液体负荷 ()320.72536003600 2.297.52/933.88
V L l F
m m h ρρ==??=? 同理，用提留段动能因子F 查液体负荷l 分别为5和10时的每米填料层压降，再用内插法算()
327.52/l m m h =?时的每米压降。
l
p Z
? 166.05 179.010
? 当()3
2
7.52/l m m h =?， 0.173/a
p kP m Z
?=
所以提馏段压降： 0.173 2.240.388p
p Z kPa Z
??=
?=?=精 全塔填料层总压降： 0.3430.3880.731p p p kPa ?=?+?=+=精提 3.填料层持液量的计算 （1）精馏段
由上可知：液体负荷)/(75.112
3
h m m l ?= 气体动能因子2
1
3
)
/(/742.2m kg s m F ?=时
))/(/(23
h m m l ? 9 12 ()
33
2
/10
/m m
h L - 4.34 5.33
有内插法可算得：当l=11.75m 3/(m 2.h)时h L 的值：
7510)33.5(13
.111210)34.433.5(9122
2--?--=?--L h
所以332
/1025.5m m h L -?=
（2）提留段
由上可知：液体负荷)/(52.72
3h m m l ?= 动能因子：2
1
3)/(/29.2m kg s m F ?=
同理可查得：当 2
1
3
)
/(/29.2m kg s m F ?=时不同液体负荷下的持液量。
))/(/(2
3
h m m l ? 6 9 ()
33
2
/10
/m m
h L - 3.55 4.25
有内插法可算得：当)/(52.72
3h m m l ?=时h L 的值：
3322
2/1090.310
)55.3(6
52.710)55.325.4(69m m h h L L ---?=??--=?--
精馏段 提留段 全塔 气体动能因子))/(//(21
3m kg s m F ?
2.742 2.29 每米填料压降)//(m kPa Z
P
? 0.223 0.173 填料压降kPa P /?
0.343 0.388 0.731 填料高度Z/m 1.12
1.12
2.24 持液量(
)
3
3
//m m h L
2
1025.5-? 21090.3-?
第三章 附属设备及主要附件的选型计算
第1节 冷凝器
本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器原理。对于蒸馏塔的冷凝器，一般选用列管式，空气冷凝螺旋板式换热器。因本设计冷凝器与被冷凝流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液。
冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减弱，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取冷凝器传热系数 )/(2302)/(5502
2
C h m kJ C h m kcal K ?
?
??=??= 沈阳地区夏季最高平均水温为15C ?
，温升20C ?
。 对于逆流： T 66.20C ?
←67.16C ?
T 15C ?
→35C ?
所以 C t t t t t m ?=-----=???-?=
?95.40)3516.67()
1520.66(ln )
3516.67()1520.66(ln 1
2
12 据表4可得： h kJ Q C /109.86
?=
所以冷凝器冷凝面积 26
41.9495
.402302109.8m t K Q A m C =??=?=
查取有关数据如下： 表13 公称直径/mm 管程数 管数 管长/mm 换热面积/m 2
公称压力/MPa 1200
Ⅲ
435
2500
5
.9495
25
注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P132表2-2-8。. 标准图号：JB-1145-71-2-30 设备型号：G400 I-16-16
第2节 加热器
选用U 型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择133.3C ?
饱和水蒸气，传热系数
)/(4186)/(100022C h m kJ C h m kcal K ????=??=
C t ?
=-=?3.331003.133
由表4可得：h kJ Q s /1004.17
'?=
换热面积：27
'61.743
.3341861004.1m t K Q A S =??=?=
表14
公称直径 管程数 管数 管长/mm 换热面积/mm 公称压力/Mpa
1200 Ⅲ 428 2000
5
.7475
25
注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P132表2-2-8。 标准图号：JB-1145-71-1-21 设备型号：G400Ⅱ-16-15
第三节 塔内其他构件 一、接管管径的计算和选择
1、进料管
本次加料选用高位进料，所以W F 可取0.4~0.8m/s 。本次设计取W F =0.6m/s 。
化工原理甲醇—水连续填料精馏塔
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： 学号： 指导老师： 2007年7 月13日
目录 一、设计任务书 (1) 二、设计的方案介绍 (1) 三、工艺流程图及其简单说明 (2) 四、操作条件及精熘塔工艺计算 (4) 五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 (14) 六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 (19) 七、附属设备及主要附件的选型计算 (23) 八、参考文献 (26) 九、甲醇－水精熘塔设计条件图
一、设计任务书 甲醇散堆填料精馏塔设计： 1、处理量：12000 吨/年(年生产时间以7200小时计算) 2、原料液状态：常温常压 3、进料浓度：41.3%(甲醇的质量分数) 塔顶出料浓度：98.5%(甲醇的质量分数) 塔釜出料浓度：0.05%(甲醇的质量分数) 4、填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料 5、厂址位于沈阳地区 二、设计的方案介绍 1、进料的热状况 精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。 2、精熘塔的操作压力 在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两
设备选型-精馏塔设计说明书
第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔
填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液
精馏塔-PPT
填料塔的附属结构填料支承板（Packing support plate ） 主要包括：填料支承装置；液体分布及再分布装置；气体进口分布装置；除沫装置等。 要求：（1）足够的机械强度以承受设计载荷量，支承板的设计载荷主要包括填料的重量和液体的重量。（2）足够的自由面积以确保气、液两相顺利通过。总开孔面积应不小于填料层的自由截面积。一般开孔率在70%以上。常用结构：栅板；升气管式；气体喷射式。
栅板（support grid）： 优点是结构简单，造价低； 缺点是栅板间的开孔容易被散装填料挡住，使有效开孔面积减小。
升气管式：具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由升气管侧面的狭缝进入填料层。
气体喷射式（multibeam packing support plate）： 具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由波形的侧面开孔射入填料层。
床层限位圈和填料压板（Bed limiter and hold down plate）填料压紧和限位装置安装在填料层顶部，用于阻止填料的流化和松动，前者为直接压在填料之上的填料压圈或压板，后者为固定于塔壁的填料限位圈。 规整填料一般不会发生流化，但在大塔中，分块组装的填料会移动，因此也必需安装由平行扁钢构造的填料限制圈。
液体分布器（Liquid distributor） 作用：将液体均匀分布于填料层顶部。 莲蓬头分布器： 一种结构十分简单的液体喷洒器，其喷头的下部为半球形多孔板，喷头直径为塔径的1/3~1/5，一般用于直径在0.6m以下的塔中。它的主要缺点是喷洒孔易堵塞，且气量较大时液沫夹带量大。
化工原理课程设计,甲醇和水的分离精馏塔的设计
郑州轻工业学院 ——化工原理课程设计说明书 课题：甲醇和水的分离 学院：材料与化学工程学院 班级： 姓名： 学号： 指导老师： 目录 第一章流程确定和说明 (2) 1.1.加料方式 (2)
1.2.进料状况 (2) 1.3.塔型的选择 (2) 1.4.塔顶的冷凝方式 (2) 1.5.回流方式 (3) 1.6.加热方式 (3) 第二章板式精馏塔的工艺计算 (3) 2.1物料衡算 (3) 2.3 塔板数的确定及实际塔板数的求取 (5) 2.3.1理论板数的计算 (5) 2.3.2求塔的气液相负荷 (5) 2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算 (6) 2.3.4 实际板数 (7) 2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度 (7) 第三章精馏塔的工艺条件及物性参数的计算 (9) 3.1 平均分子量的确定 (9) 3.2平均密度的确定 (10) 3.3. 液体平均比表面积张力的计算 (11) 第四章精馏塔的工艺尺寸计算 (12) 4.1气液相体积流率 (12) 4.1.1 精馏段气液相体积流率： (12) 4.1.2提馏段的气液相体积流率： (13) 第五章塔板主要工艺尺寸的计算 (14) 5.1 溢流装置的计算 (14) 5.1.1 堰长 (14) 5.1.2溢流堰高度： (15) 5.1.3弓形降液管宽度 (15) 5.1.4 降液管底隙高度 (16) 5.1.5 塔板位置及浮阀数目与排列 (16) 第六章板式塔得结构与附属设备 (24) 6.1附件的计算 (24) 6.1.1接管 (24) 6.1.2 冷凝器 (27) 6.1.3再沸器 (28) 第七章参考书录 (28) 第八章设计心得体会 (29)
填料精馏塔设计示例
4.3 填料精馏塔设计示例 4.3.1 化工原理课程设计任务书 1 设计题目 分离甲醇-水混合液的填料精馏塔 2 设计数据及条件 生产能力：年处理甲醇-水混合液0.30万吨（年开工300天） 原料：甲醇含量为70%（质量百分比，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2% 建厂地址：沈阳 3 设计要求 （1）编制一份精馏塔设计说明书，主要内容： ①前言； ②流程确定和说明； ③生产条件确定和说明； ④精馏塔的设计计算； ⑤主要附属设备及附件的选型计算； ⑥设计结果列表； ⑦设计结果的自我总结评价与说明； ⑧注明参考和使用的设计资料。 （2）编制一份精馏塔工艺条件单，绘制一份带控制点的工艺流程图。 4.3.2 前言
在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热等单元操作中。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题。 塔设备按其结构形式基本上可分为两类：板式塔和填料塔。以前，在工业生产中，当处理量大时多用板式塔，处理量小时采用填料塔。近年来由于填料塔结构的改进，新型的、高负荷填料的开发，既提高了塔的通过能力和分离效能又保持了压降小以性能稳定等特点。因此填料塔已被推广到大型汽液操作中。在某些场合还代替了传统的板式塔。如今，直径几米甚至几十米的大型填料塔在工业上已非罕见。随着对填料塔的研究和开发，性能优良的填料塔必将大量用于工业生产中。 板式塔为逐级接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、操作弹性大、持液量小等优点。同时也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。 本设计目的是分离甲醇-水混合液，处理量不大，故选用填料塔。 塔型的选择因素很多。主要因素有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。 1 与物性有关的因素 ①易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，故选用填料塔为宜。因为填料不易形成泡沫。本设计为分离甲醇和水，故选用填料塔。 ②对于易腐蚀介质，可选用陶瓷或其他耐腐蚀性材料作填料，对于不腐蚀的介质，则可选金属性质或塑料填料，而本设计分离甲醇和水，腐蚀性小可选用金属填料。 2 与操作条件有关的因素 ①传质速率受气膜控制的系统，选用填料塔为宜。因为填料塔层中液相为膜状流、气相湍动，有利于减小气膜阻力。 ②难分离物系与产品纯度要求较高，塔板数很多时，可采用高效填料。 ③若塔的高度有限制，在某些情况下，选用填料塔可降低塔高，为了节约能耗，故本设计选用填料塔。 ④要求塔内持液量、停留时间短、压强小的物系，宜用规整填料。 4.3.3 流程确定和说明 1 加料方式 加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可
甲醇精馏的方法
1.4.2 甲醇精馏的典型工艺流程甲醇精馏产生工艺有多种，分为单塔精馏，双塔精馏，三塔精馏与四塔精馏(即三塔加回收塔) (1) 单塔流程描述 采用铜系催化剂低压法合成甲醇,由于粗甲醇中不仅还原性杂质的含量大大减少,而且二甲醚的含量几十倍地降低,因此在取消化学净化的同时,可将预精馏及甲醇-水-重组分的分离在一台主精馏塔内同时进行,即单塔流程,就能获得一般工业上所需要的精甲醇。单塔流程更适用于合成甲基燃料的分离,很容易获得燃料级甲醇。 单塔流程(见图1.1)为粗甲醇产品经过一个塔就可以采出产品。粗甲醇塔中部加料口送入,轻组分由塔顶排出,高沸点的重组分在进料板以下若塔板处引出,水从塔底排出,产品甲醇在塔顶以下若干块塔板引出。 (2) 双塔流程描述 双塔工艺是由脱醚塔,甲醇精馏塔或者主塔组成。主塔在工厂中产量在100万吨/年以下,仅仅能提供简单的过程,所以设备和投资较低。 传统的工艺流程，是最早用于30MPa压力下以锌铬催化剂合成粗甲醇的精制。主要步骤有：中和、脱醚、预精馏脱轻组分杂质、氧化净化、主精馏脱水和重组分，最终得到精甲醇产品。在传统工艺流程上，取消脱醚塔和高锰酸钾的化学净化，只剩下双塔精馏(预精馏塔和主精馏塔)。其高压法锌铬催化剂合成甲醇和中、低压法铜系催化剂合成甲醇都可适用。 从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔，此塔为常压操作。为了提高预精馏塔后甲醇的稳定性，并尽可能回收甲醇，塔顶采用两级冷凝。塔顶经部分冷凝后的
大部分甲醇、水及少量杂质留在液相作为回流返回塔，二甲醚等轻组分(初馏分)及少量的甲醇、水由塔顶逸出，塔底含水甲醇则由泵送至主精馏塔。主精馏塔操作压力稍高于预精馏塔，但也可以认为是常压操作，塔顶得到精甲醇产品，塔底含微量甲醇及其它重组分的水送往水处理系统（见图1.2）。 (3) 三塔流程描述 三塔工艺是由脱醚塔，加压精馏塔和常压精馏塔组成，形成二效精馏与二甲醇精馏塔甲醇产品的镏出物的混合物。三塔流程（见图1.3）的主要特点是，加压塔塔顶冷凝潜热用作常压塔塔釜再沸器的热源，形成双效精馏二效精馏，因此热量交换在加压塔顶部和常压塔底部之间进行。这种形式节省大约30%~40%的能源，同时降低了循环冷却水的速度。 从合成工序来的粗甲醇入预精馏塔，在塔顶除去轻组分及不凝气，塔底含水甲醇由泵送加压塔。加压塔操作压力为57bar(G)，塔顶甲醇蒸气全凝后，部分作为回流经回流泵返回塔顶，其余作为精甲醇产品送产品储槽，塔底含水甲醇则进常压塔。同样，常压塔塔顶出的精甲醇一部分作为回流，一部分与加压塔产品混合进入甲醇产品储槽。 (4) 四塔流程描述 四塔流程（见图1.4）包含预精馏塔、加压精馏塔、常压精馏塔和甲醇回收塔。粗甲醇经换热后进入预精馏塔，脱除轻组分后(主要为不凝气、二甲醚等)，塔底甲醇及高沸点组分加压后进入加压精馏塔，加压精馏塔顶的气相进入冷凝蒸发器，利用加压精馏塔和常压精馏塔塔顶、塔底的温差，为常压塔塔底提供热源，同时对加压塔塔顶气相冷凝。冷凝后的精甲醇进入回流罐，一部分作为加压塔回流，一部分作为精甲醇产品出装置，加压塔塔底的甲醇、高沸组分、
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/Kmol x 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/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/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=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h
甲醇—水填料精馏塔设计示例-精选.
甲醇—水分离装置的工艺设计 摘要 甲醇是一种重要的化工原料，其用途广泛，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、硫酸二甲脂等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。 甲醇易于吸收水蒸汽、二氧化碳和某些其它物质，因此只有用特殊的方法才能制得完全无水的甲醇。精馏是应用最广的传质分离操作，板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功地取代泡罩塔是效益巨大的成果。板式塔的设计已达到较高水平，设计结果比较可靠。马伦戈尼效应造成的界面湍动现象和汽液两相间的不同接触工况的研究，使认识得到了深化，对传质效率的研究有所促进。具有各种特点的新型塔板开发研究不断取得成果。对于塔板上汽液两相流动和混合状况、雾沫夹带及它们对效率的影响研究不断深入，但离得到一个通用而可靠的效率估算模型尚有较大距离，特别是多元系统的效率。进一步深入进行塔中汽液两相流动状况的研究，对于预测压降、传质效率和塔板的可操作区域，对于认识至今了解甚少的降液管中状况都十分有意义。 关键词：甲醇；精馏；板式塔
目录 摘要 (1) 目录 (2) 前言 (3) 第一章文献综述 (5) 1.1甲醇 (5) 1.1.1甲醇的性质 (5) 1.1.2甲醇的用途 (5) 1.1.3甲醇工业 (5) 1.1.4甲醇的下游产品 (6) 1.2精馏原理 (7) 1.3板式塔 (8) 1.3.1 板式塔分类 (8) 1.3.2 板式塔的结构 (8) 1.3.3 板式塔的特点 (10) 1.3.4 板式塔的作用 (10) 第二章设计部分 (12) 2.1设计任务 (12) 2.2 设计方案的确定 (12) 2.3 设计计算 (12) 2.3.1 精馏塔的物料衡算 (12) 2.3.2 精馏塔塔板数的确定 (13)
甲醇-水精馏课程设计—化工原理课程设计
甲醇-水分离过程板式精馏塔的设计 1.设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇和水混合物。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，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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1.8倍。塔釜采用间接蒸汽加热①。 2.精馏塔的物料衡算 2.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量M A=32.04kg/kmol 水的摩尔质量M B=18.02 kg/kmol x F= 0.46/32.04 0.324 0.46/32.040.54/18.02 = + x D= 0.95/32.04 0.914 0.95/32.040.05/18.02 = + x W= 0.03/32.04 0.0171 0.03/32.040.97/18.02 = + 2.2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F=0.324*32.04(10.324)*18.0222.56 +-=kg/kmol M D=0.914*32.04(10.914)*18.0230.83 -=kg/kmol M W=0.0171*32.04(10.0171)*18.0218.26 +-=kg/kmol 2.3.物料衡算 原料处理量F= 30000*1000 184.7 24*300*22.56 =kmol/h 总物料衡算184.7=D+W 甲醇物料衡算184.7*0.324=0.914D+0.0171W 联立解得D=63.21 kmol/h W=121.49 kmol/h 3.塔板数的确定 3.1.理论塔板层数N T的求取 3.1.1.由手册查的甲醇-水物系的气液平衡数据
直接蒸汽加热填料精馏塔设计指导书
简单填料精馏塔设计 设计任务：规定F 、xF 、xD 、xW ，设计出能完成分离任务的板式精馏塔 1. 回流比 ● 最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - (1) 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min 0(1)(1)e e W y R D qF L V R D q F x x -+==+--- (2) 所需基础数据：气液相平衡数据 丙酮-水 xi = [0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相丙酮平衡浓度 yi = [0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0]; % 汽相丙酮平衡浓度 ti=[ 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ];%平衡温度 甲醇-水 xi = [0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相甲醇平衡浓度 yi = [0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00]; % 汽相甲醇平衡浓度 ti=[ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 ];%平衡温度 ● 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 2 全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 F S D W +=+ (3) F D W Fx Dx Wx =+ (4) 其中 (1)(1)S V R D q F ==+-- (5) W L RD qF ==+ (6) 联立式(3)、式(4)得： F W D W x qx D F x Rx -=+ (7)
甲醇-水溶液连续精馏塔课程设计91604
目录 设计任务书 一、概述 1、精馏操作对塔设备的要求和类型 (4) 2、精馏塔的设计步骤 (5) 二、精馏塔工艺设计计算 1、设计方案的确定 (6) 2、精馏塔物料衡算 (6) 3、塔板数的确定 (7) 的求取 (7) 3.1理论板层数N T 3.2实际板层数的求取 (8) 4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4.1操作温度的计算 (11) 4.2平均摩尔质量的计算 (11) 4.3平均密度的计算 (12) 4.4液相平均表面张力计算 (12) 4.5液体平均粘度计算 (13) 5、精馏塔塔体工艺尺寸计算 5.1塔径的计算 (14) 5.2精馏塔有效高度的计算 (15) 6、塔板主要工艺尺寸计算 6.1溢流装置计算 (16) 6.2塔板的布置 (17) 6.3浮阀计算及排列 (17) 7、浮阀塔流体力学性能验算 (19) 8、塔附件设计 (26) 7、精馏塔结构设计 (30)
7.1设计条件 (30) 7.2壳体厚度计算………………………………………………… 7.3风载荷与风弯矩计算………………………………………… 7.4地震弯矩的计算………………………………………………… 三、总结 (27) 化工原理课程设计任务书 一、设计题目: 甲醇-水溶液连续精馏塔设计 二、设计条件: 年产量: 95%的甲醇17000吨 料液组成(质量分数): (25%甲醇，75%水) 塔顶产品组成(质量分数): (95%甲醇，5%水) 塔底釜残液甲醇含量为6% 每年实际生产时间: 300天/年,每天24小时连续工作 连续操作、中间加料、泡点回流。 操作压力：常压 塔顶压力4kPa(表压) 塔板类型：浮阀塔 进料状况：泡点进料 单板压降：kPa 7.0 厂址：安徽省合肥市 塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.5Mpa 三、设计任务 完成精馏塔的工艺设计,有关附属设备的设计和选型,绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图,编写设计说明书. 设计内容包括： 1、 精馏装置流程设计与论证 2、 浮阀塔内精馏过程的工艺计算 3、 浮阀塔主要工艺尺寸的确定 4、 塔盘设计 5、 流体力学条件校核、作负荷性能图 6、 主要辅助设备的选型 四、设计说明书内容 1 目录 2 概述(精馏基本原理) 3 工艺计算 4 结构计算 5 附属装置评价 6 参考文献 7 对设计自我评价 摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主
精馏塔设计指导书
简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。 1 全塔物料衡算求产品流量与组成 （1）常规塔 全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 F χF = D χD + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F Dx Fx η= 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： W D W F x x x x F D --= (2) 直接蒸汽加热 总物料 * 0F S D W +=+ 易挥发组分 ** 00F D W Fx S y Dx W x +=+ 式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ； χ*W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 2 计算最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+==+--- 基础数据：气液相平衡数据
3 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 4 计算精馏段、提馏段理论板数 ① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 ② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += =-? ? 因 111 D n n x R y x R R += +++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += =-? ? 因 11 W n n x R y x R R +'+= -'' 蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W +--'= ==+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI WI FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 2 3 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38211( )1r V V r T H H T -?=?-
甲醇水筛板精馏塔课程设计
化学与化学工程学院 《化工原理》专业课程设计 设计题目常压甲醇－水筛板精馏塔设计 姓名：潘永春 班级：化工101 学号： 2010054052
指导教师：朱宪 荣 课程设计时间2013、6、8——2013、6、20 化工原理课程设计任务书 专业：化学与化学工程学院：化工101 姓名：潘永春 学号 20100054052 指导教师朱宪荣 设计日期： 2013 年6月8日至 2013年6月20日 一、设计题目：甲醇－水精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件： 1、设计任务 生产能力（进料） 413.34Kmol/hr 操作周期 8000小时/年 进料组成甲醇0.4634 水0.5366（质量分率下同） 进料密度 233.9Kg/m3 平均分子量 22.65 塔顶产品组成 >99% 塔底产品组成 <0.04% 2、操作条件 操作压力 1.45bar （表压） 进料热状态汽液混合物液相分率98% 冷却水 20℃ 直接蒸汽加热低压水蒸气 塔顶为全凝器，中间汽液混合物进料，连续精馏。 3、设备形式筛板式或浮阀塔
4、厂址齐齐哈尔地区 三、图纸要求 1、计算说明书（含草稿） 2、精馏塔装配图（1号图，含草稿） 一．前言5 1.精馏与塔设备简介 5 2.体系介绍 5 3.筛板塔的特点 6 4.设计要求: 6 二、设计说明书7 三．设计计算书8 1.设计参数的确定8 1.1进料热状态8 1.2加热方式8 1.3回流比（R）的选择8 1.4 塔顶冷凝水的选择 8 2.流程简介及流程图 8 2.1流程简介8 3.理论塔板数的计算与实际板数的确定9 3.1理论板数计算9 3.1.1物料衡算9 3.1.2 q线方程9 3.1.3平衡线方程10 3.1.4 Rmin和R的确定10 3.1.5精馏段操作线方程的确定10 3.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定10 3.1.7提馏段操作线方程的确定10 3.1.8逐板计算10 3.1.9图解法求解理论板数如下图: 12 3.2实际板层数的确定12 4精馏塔工艺条件计算12 4.1操作压强的选择12 4.2操作温度的计算13
化工原理填料精馏塔课程设计_图文
设计任务书 一、设计题目 丙酮-水连续精馏塔设计 二、设计条件 ⑴处理量10000kg/h，进料含丙酮70% ⑵塔顶操作压力常压（绝压），饱和液体进料 ⑸填料塔精馏设计 ⑹塔顶产品丙酮浓度不低于96%（质量分率） 塔底釜液丙酮不高于10%（质量分率） 三、设计任务书的要求 1.目录 2.绪论（简述选取的设计方案依据、主要设备的特征与比较） 3.设备的物料计算 4.设备的热量计算 5.设备的工艺计算 6.设备的结构计算 7.流体阻力的校核 8.辅助设备的选型 9.结束语（对本设计的评价、建议） 10.参考文献 四、设计图纸内容 1.操作装置的工业流程图（3#图纸） 2.主要设备的结构装配图（2#图纸）
目录 绪论........................................................................–1 –第一章．流程的确定和说明..........................................–2 –一．加料方式............................................................–2 –二．进料状况............................................................–2 –三．塔顶冷凝方式......................................................–2 –四．回流方式............................................................–2 –五．加热方式............................................................–3 –六．加热器...............................................................–3 –第二章精馏塔的设计计算..........................................–4 –一．操作条件与基础数据.............................................–4 –2.1.1.操作压力.........................................................–4 –2.1.2.气液平衡关系及平衡数据....................................–4 –二．精馏塔的工艺计算................................................–5 –2.2.1.物料横算.........................................................–5 –2.2.2.热量衡算.........................................................–8 –2.2.3.理论塔板数的计算 (11) 三．精馏塔主要尺寸的设计计算 (13) 2.3.1.精馏塔设计的主要依据和条件 (13) 2.3.2.塔径设计计算 (15) 2.3.3.填料层高度设计计算 (18)
甲醇水溶液精馏塔工艺的设计
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。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，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 1精馏塔的物料衡算 (2) 1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (2) 1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (2) 1.3物料衡算 (3) 2塔板数确定......................................... N的求取 (3) 2.1理论板层数 T 2.1.1求最小回流比及操作回流比 (3) 2.1.2求精馏塔的气、液相负荷............. 错误!未定义书签。 2.1.3求操作线方程 (4) 2.2实际板层数的求取........................ 错误!未定义书签。 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 3.1操作压力 (5) 3.2操作温度 (5) 3.3平均摩尔质量计算 (5) 3.4平均密度计算 (6) 3.5液体平均表面力的计算 (8) 3.6液体平均粘度............................ 错误!未定义书签。4精馏塔的塔体工艺尺寸计算. (9) 4.1塔径的计算.............................. 错误!未定义书签。 4.1.1精馏段塔径计算...................................... 4.1.2 提馏段踏进计算..................................... 4.2精馏塔有效高度的计算 (12) 5 塔板主要工艺尺寸的计算 (13) 精馏段 5.1溢流装置计算............................ 错误!未定义书签。 l............................. 错误!未定义书签。 5.1.1堰长 W h (1) 5.1.2溢流堰高度 W
南昌大学甲醇-水连续精馏塔的课程设计
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=１atm 2、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、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，q＝1。 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，一般经验值为：Ｒ＝(1.2~2)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。
填料精馏塔课程设计
填料精馏塔课程设计
精馏塔设计计算 1 操作压力与基础数据 （1）操作压力 精馏塔操作按操作压力分为常压、加压和减压操作。精馏操作中 压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分 离不利；当压力减小时，相对挥发度会增大，对分离有利。但当压力 不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采 用常压蒸馏。当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸馏。对 于乙醇–水系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，故本设 计采用常压蒸馏。 （2）气、液平衡关系数据如表1： 平均温 100 95.5 89 86.7 85.3 84.1 82.7 82.3 度t 液相乙 0 1.9 7.21 9.66 12.38 16.61 23.37 26.08 醇x 气相乙 0 17 38.91 43.75 47.04 50.89 54.95 55.8 醇y 平均温 81.5 80.7 79.8 79.7 79.3 78.74 78.41 78.15 度t 液相乙 32.73 39.65 50.79 51.98 57.32 65.63 74.72 89.43 醇x 气相乙 59.26 61.22 65.65 65.99 68.41 73.85 78.15 89.43 醇y
根据以上数据绘出 x-y 平衡图 （3）物料平衡计算 ① 物料衡算。 已知: F = 3000t %40=F ω %94=D ω %2=W ω kmol kg M O H H C /07.4652= kmol kg M O H /02.182= 摩尔分率 ：%7.2002 .18/6007.46/4007 .46/40=+= F x %97.8502 .18/607.46/9407 .46/94=+= D x %79.002 .16/9807.46/207 .46/2=+= W x 进料平均相对分子质量 ： kmol kg M /83.2302.18793.007.46207.0=?+?= ② 根据气、液平衡表（x-y-t 表）利用内插法求塔顶温度 LD t ，VD t 。塔釜温度 W t ，进料温度F t 。 a 、 塔顶温度LD t ，VD t 23.7841 .7815.7841.7815.7843.8915 .7897.85=?--=--VD VD t t ℃
甲醇水筛板精馏塔课程设计
甲醇水筛板精馏塔课程设计 《化工原理》专业课程设计设计题目常压甲醇－水筛板精馏塔设计姓名：潘永春班级：化工101 学号：xx054052 指导教师：朱宪荣课程设计时间xx、6、8xx、6、20 化工原理课程设计任务书专业：化学与化学工程学院：化工101 姓名：潘永春学号 xx0054052 指导教师朱宪荣设计日期：xx 年6月8日至 xx年6月20日 一、设计题目： 甲醇－水精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件： 1、设计任务生产能力（进料）4 13、34Kmol/hr操作周期8000小时/年进料组成甲醇0、4634 水0、5366（质量分率下同）进料密度2 33、9Kg/m3 平均分子量 22、65塔顶产品组成 >99%塔底产品组成 <0、04% 2、操作条件操作压力 1、45bar （表压）进料热状态汽液混合物液相分率98% 冷却水20℃ 直接蒸汽加热低压水蒸气塔顶为全凝器，中间汽液混合物进料，连续精馏。 3、设备形式筛板式或浮阀塔 4、厂址齐齐哈尔地区
三、图纸要求 1、计算说明书（含草稿） 2、精馏塔装配图（1号图，含草稿）一、前言 51、精馏与塔设备简介 52、体系介绍 53、筛板塔的特点 64、设计要求:6 二、设计说明书7三、设计计算书 81、设计参数的确定 81、1进料热状态 81、2加热方式 81、3回流比（R）的选择 81、4 塔顶冷凝水的选择 82、流程简介及流程图 82、1流程简介 83、理论塔板数的计算与实际板数的确定 93、1理论板数计算 93、1、1物料衡算 93、1、2 q线方程 93、1、3平衡线方程103、1、4 Rmin和R的确定103、1、5精馏段操作线方程的确定103、1、6精馏段和提馏段气液流量的