化工原理课程设计任务书-甲醇_水连续填料精馏塔

化工原理课程设计任务书-甲醇_水连续填料精
馏塔

设计题目： 正丁醇—水连续填料精馏塔
专业： 化工 制药

指导老师：

2007年 7 月13日

目 录
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讲明 … ……………………. 2
四 反渗透膜的

、操作条件及精馏塔工艺运算 … …………………. 4
五、精馏塔工艺条件及有关物性的运算 … ……….... 14
六、精馏塔塔体工艺尺寸运算 … …………………… 19
七、附属设备及要紧附件的选型运算… …………….. 23
八、参考文献 … …………………………………….... 26
九、甲醇－水精馏塔设计条件图

一、设计任务书
正丁醇填料精馏塔设计：
1、处理量：1.25 吨/2h
2、原料液状态：常温常压
3、进料浓度： 80%(正丁醇的质量分数)
塔顶出料浓度： 7.70%(正丁醇的质量分数)
塔釜出料浓度： 98.5%(正丁醇的质量分数)
4、填料类型：CY700金属丝网波浪填料

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样有冷液加料、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。本设计采纳的是泡点进料。如此不仅
对塔的操作稳固较为方便，不受季节温度阻碍，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，因此塔径差不多相等，在制造
上比较方便。
2、精馏塔的操作压力
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。然而要保持精馏塔在低
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，要充分考虑这两个方面的阻碍，我们一样采纳的是常压精馏。
如果在常压下无法完成操作，能够在一定条件下进行小幅度的减压或者增
压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。因此在考虑多方面因素之
后，本设计采纳的常压精馏，即塔顶的操作压力操纵在101.325kpa下。
由于本设计精馏塔不是专门高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实
际运算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。

3、精馏塔加热与冷却介质的确定
本设计是 使用0.4MaP（表压强）的饱和水蒸汽作为加热介质。
冷却介质用的是循环水)3020(C
4、回流比的确定
塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，同时回流比是
阻碍精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也阻碍混合液的分离
成效。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通
常适宜回流比的数值范畴为：
min
)0.2~1.1(RR

按照体会，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用min2RR。
5、填料的选择
填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表
面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。本设计选用CY700金属丝网波浪
填料。
三、工艺流程图及其简单讲明
1、工艺流程图(附图一)
2、工艺流程简介
来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏
塔，塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，
另一部分重新引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再通过一个
冷却器冷却后进入甲醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次
回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜
的另一部分釜液经冷却器后排入下水道。
加热蒸汽分为两路，分不进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后
的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，
分不进入冷凝器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热平均之后，
全部排入下水道。
在流程设计伤，釜出液为100℃左右的高温水，热值高，将其送回热水
循环管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采纳分段冷凝泡点回流，
也是出于节能考虑。在流量操纵上采纳自动操纵，有利于节约劳动力，并
使过程操纵精确，并可实现运算机操纵，有利于连续生产。在检修方面充
分考虑到泵的日常爱护，因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。

3、精馏塔塔顶的冷凝方式
塔顶冷凝采纳全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，同时也容易被水
冷凝，塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。

4、塔顶的回流方式
关于小型塔采纳重力回流，回流冷凝器一样安装在比精馏塔略高
的地点，液体依靠自身的重力回流。然而必须保证冷凝器内有一定持液量，
或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采纳重力回流，全
凝器放置略高于塔顶的位置，同时设置流量计检测和保证冷凝器内的液面
高度。

5、精馏塔塔釜的加热方式
加热方式分为直截了当蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再
沸器使釜液部分汽化，坚持原先的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与
回流下来的冷液再进行热质交换。如此减少了理论板数，从而降低了成本，
然而也存在着增加加热装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选
用间接蒸汽加热。

四、操作条件及精馏塔工艺运算：
本设计任务是分离甲醇水的混合物。关于二元混合物的分离，应
采纳连续精馏流程。设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡
点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采纳全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部
分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。回流比设定为最小回流比的2
倍。塔釜采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

(一)物料衡算
1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率
水的摩尔质量： MA＝18 kg/kmol
正丁醇的摩尔质量：MB＝74 kg/kmol
xF’＝20% ， xD’＝92.3% ， xw’＝1.5% (均为质量比)
xF ＝(xF’ / MBA) / [ xF’/MA＋ (1－xF’)/ MB ]
＝(0.2/ 18) / (0.2/ 18 ＋0.8/ 74)
＝0.5068=50.68%
xD ＝(xD’ / MA ) / [ xD’ /MA ＋ (1－xD’) / MA ]
＝(0.923/ 18) / ( 0.923 / 18 ＋ 0.077 / 14)
＝0.9801=98.01%
xW ＝(xW’ / MA ) / [ xW’ / MA ＋ (1－xW’) / MB ]
＝(0.015 / 18) / ( 0.015 / 18 ＋ 0.985 / 74)
＝0.0589=5.89%
2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量
MF＝50.68% ×18 ＋(100-50.68)% ×74＝45.62kg/kmol
MD＝98.01%×18＋(100-98.01)%×74＝19.11 kg/kmol
MW＝5.89%×18 ＋(100-5.98)%×74＝31.47 kg/kmol
3、物料衡算
原料处理量：'F＝1.25t/2h＝（1.25310/45.62 ）/2＝13.70kmol/h
由正丁醇—水系统的温度组成图，由杠杠规则原理求解：
60.1
)65.080.0()077.065.0(1111DLLD

求最小回流比及操作回流比
由于本设计采纳的是泡点进料，q＝1， xq＝xF＝0.5068按照拟合得到
的y－x方程，可得到 yq＝0.755最小回流比 Rmin＝(xD－yq) / (yq – x
q) 可得到 Rmin＝0.910
因此回流比 R＝1.8Rmin＝1.8×0.910＝1.64

分析精馏塔操作流程可得总物料衡算：
F＝D ＋ W

WDF
WxDxFx

64.1/60.1/11111111DLR
DL
xLxDDx
LDD

LDV

LDD
解得

hkmolFDhkmolDLhkmolLVhkmolVLhkmolLhkmolWhkmolDhkmolF/80.54
/02.27
/23.43
/09.184

/36.114
/30.28
/73.69
/03.98

'
1
1
1
1















分离器中下层水相流量
液体流量分离器中上层正丁醇的
塔顶上升气体流量
塔顶回流流量

表一 塔顶、塔底、进料液的物料数据
塔顶 x
D’＝92.3% xD
＝98.01% MF＝45.62kg/kmol F＝13.70kmol/h

进料
液
xF’＝20% xF＝50.68%
MD＝19.11kg/kmol D＝6.36

kmol/h

塔底 x
W’＝1.5% xW
＝5.89% MW＝31.47kg/kmol W＝7.34kmol/h

(二)理论塔板数的确定
\
(1) 由手册查出甲醇－水汽液相平稳数据，拟合出相平稳方程及作出x
－y图，

Liquid Molefrac WATER

V
a
p
o
r
M
o
l
e
f
r
a
c
W
A
T
E
R
00.050.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.951
0
.
0
5
0
.
1
0
.
1
5
0
.
2
0
.
2
5
0
.
3
0
.
3
5
0
.
4
0
.
4
5
0
.
5
0
.
5
5
0

.

6

0
.
6
5
0
.
7
0
.
7
5
0
.
8
0
.

在对甲醇和水二元物系汽液平稳数据做拟合之后，可得出汽相组成y
和液相组成x的函数关系式：
Y ＝ 0.00187＋7.03393X －40.64685X2 ＋157.6139X3 －388035736
X4 ＋598.11499X5 －554.46395X6 ＋282.15362X7－60.45038X8
(3)求精馏塔的汽、液相负荷
L＝RD＝1.64×69.73＝114.36kmol/h
V＝(R＋1) D＝(1.64+1)×69.73＝184.09kmol/h
L’＝L＋F＝114.36＋98.03＝212.39kmol/h
V’＝V＝184.09kmol/h
(4)精熘段和提熘段的操作线方程
精熘段操作线方程为：
y＝(R/ R+1)x ＋xD/（R+1）＝(1.64/2.64)x ＋0.689/2.64
＝0.62x＋ 0.2610