甲醇-水分离填料精馏

课程设计

课程名称：化工原理课程设计

设计题目：甲醇-水分离过程填料精馏塔设计院系：化学工程学院

学生姓名：张雪晗

学号：0121020390229

专业班级：化工1002班

指导教师：史彬

2013 年01 月12 日

甲醇-水分离过程填料精馏塔设计

目录

前言 (3)

1设计方案的确定 (3)

2精馏塔的物料衡算 (4)

2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分

率 (4)

2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质

量 (5)

2.3物料衡算 (5)

3塔板数的确定 (5)

3.1解析法求理论板层数 (6)

3.2全塔效率E (7)

3.3实际塔板数的求取 (9)

4 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算 (9)

4.1工艺条件 (9)

4.2平均摩尔质量 (9)

4.3平均密度计算 (10)

4.4液体平均表面张力计算 (11)

4.5液体平均粘度计算 (12)

5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (12)

5.1 塔径的计算 (12)

5.2填料层高度计算 (14)

6填料层压降计算 (14)

7附属设备及主要附件的选型计算 (14)

7.1，塔顶出料口管径的计算 (14)

7.2,回流管径的计算 (15)

7.3, 进料口的管径的计算 (15)

7.4塔釜出料口的管径的计算 (15)

7.5筒体厚度 (15)

7.6 封头 (17)

7.7冷凝器 (17)

7.8加热器 (17)

8小结 (17)

9全章主要符号说明 (19)

前言

填料塔操作时，液体自塔上部进入，通过液体分布装置均匀淋洒于填料层上，继而沿填料表面缓慢下流。气体自塔下部进入，穿过栅板沿着填料间隙上升。这样,气液两相沿着塔高在填料表面与填料自由空间连续逆流接触，进行传质和传热。甲醇-水属于难分离物系，选用填料精馏塔的分离效率较高，容易满足生产要求。

1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，一般采用连续精馏流程。精馏是分离液体混合物最常用的一种操作，它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发组分由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。精馏对塔设备的要求大致: 一：生产能力大：即单位塔截面可通过较大的汽、液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率。三：流动阻力小：流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作时易于达到要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当汽、液相流率有一定的波动时，两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足物性每些工艺特性，如腐蚀性、热敏性、气泡性等特殊要求。

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。甲醇常压下的沸点为64.7℃，故可采用常压操作。用30℃的循环水进行冷凝。塔顶上升蒸汽用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储槽。因所分离物系的重组分为水，故选用直接蒸汽加热方式，釜残液直接排放。甲醇-水物系分离难易程度适中，气液负荷适中。

38填料。因废甲醇溶液中含有少量的药物固设计中选用金属散装阶梯环D

n

体微粒，应选用金属散装填料，以便定期拆卸和清洗。阶梯环是对鲍尔环的改进。

与鲍尔环相比，阶梯环高度减少一半，并在一端增加了一个锥型翻边。由于高经比减少，使的气体绕填料外壁的平均路径大为缩短，减少了气体通过填料层的阻力。锥型翻边不仅增加了填料的机械强度，而且使填料之间由线接触为主变为点接触为主，这样不但增加了填料间的空隙，同时成为液体沿填料表面流动的汇集点，可以促进液膜的表面更新，有利于传质效率的提高。阶梯环的综合性能优于鲍尔环，成为目前所使用的环型填料中最为优良的一种。同类填料，尺寸越小，分离效率越高，但阻力增加，通量减小，填料费用增加很多。而大尺寸的填料应用于小直径塔中，又会产生液体分布不良及严重的壁流，使塔的分离效率降低，根据计算故选用D

n

38规格的。

温度/℃液相中甲醇

的摩尔分数气相中甲醇

的摩尔分数

温度/℃液相中甲醇

的摩尔分数

气相中甲醇

的摩尔分数

100 0 0 75.3 0.4 0.729 96.4 0.02 0.134 73.1 0.5 0.779 93.5 0.04 0.234 71.2 0.6 0.825 91.2 0.06 0.304 69.3 0.7 0.87 89.3 0.08 0.365 67.6 0.8 0.915 87.7 0.1 0.418 66 0.9 0.958 84.4 0.15 0.517 65 0.95 0.979 81.7 0.2 0.579 64.5 1 1

78 0.3 0.665

2精馏塔的物料衡算

2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

甲醇的摩尔质量：km ol /kg 32=A M

水的摩尔质量：km ol

/kg 18=B

M

()[]()[]()[]0028

.018/995.032/005.0/32/005.0995

.018/003.032/997.0/32/997.0324

.018/54.032/46.0/32/46.0=+==+==+=W D F X X X

2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

()()()kmol

/kg 04.1818*0028.0132*0028.0M kmol

/kg 93.3118*995.0132*995.0M kmol

/kg 54.2218*324.0132*324.0W D =-+==-+==-+=F M

2.3物料衡算

废甲醇溶媒的处理量为年万吨/2.3，每年工作日为300天，每天 24小时连续运行。 原料处理：()h /km ol 18.19754.22*24*300/32000000==F

总

物料衡算: W D +=18.197

甲醇物料衡算: W D 0028

.0995.0324.0*18.197+= 解得: h /kmol 35.133h W /kmol 83.63==D

3塔板数的确定

3.1.1求最小回流比及操作回流比

泡点进料，q 值为1，

采用作图法求最小回流比:在x-y 图中对角线上，自点（0.324,0.324）作垂线即为进料线.该线与平衡线的交点坐 标:682.0y q = 324.0x q =

故最小回流比;

()()()()87

.0324.0682.0/682.0995.0x -y /y x q q q min =--=-=D R ()min 0.2~1.1R R = 故取操作回流比:5.1=R 3.1.2求精馏塔的气液相负荷

()h

kmol F L D R V h

kmol D R L /93.292L h /kmol 58.15983.63*5.2*1/75.9583.63*5.1*'=+===+====

h /kmol 58.159'==V V

气相组成: 0995

y 1

= 液相组成: 992.01

=X

精溜段的操作线方程为

398.0x 6.0y +=

提溜段的操作线方程为

0023.0-x 84.1y '=

3.1.3采用解析法求理论板数

995.0X y 1==D ;992.01=X 993.0y 2= ；965.02=X

977.0y 3= ；945.03=X 965.0y 4= ;907.04=X 942.0y 5= ;854.05=X 910.0y 6= ;770.06=X 860.0y 7= ;620.07=X 766.0y 8= ;450.08=X 668.0y 9= ;324.0308.09=<=F X X

所以，第9块板为进料板。

提馏段：308.01

'

=X 564.0y 2'

=

;156.02'=X 270.0y 3'= ;045.03'=X 081.0y 4'= ;009.04'=X

013.0y 5'

= ;0028.00024.05

'=<=W X X

由以上数据可知总理论板层数:13=T

N ,进料层：9=F N

3.2全塔效率E

塔顶温度: C 05.64t =

塔釜温度:6.99t

=℃

进料温度: 0.77t =℃

精馏段的平均温度为()C o 75.702/0.775.64t m

=+=

提留段的平均温度为()C o

m

3.882/0.776.99t =+=

塔平均温度：C o 0.82t

=

该温度下进料液相平均粘度： 查手册可得：2770.01

=μ 3565.02=μ

()3307.03565.0*324.0-1277.0*324.0=+=μ 故47.0lg 616.017.0=-=μE

水的重要物理性质

温度t/ （℃） 密度ρ/（kg/m 3） 黏度μ/（mPa.s ） 张力σ/（mN/m ） 比热容Cp /（Kj/kg.k ） 20 998.2 1.005 72.60 4.183 60 983.2 0.4688 66.20 4.178 70 977.8 0.4061 64.30 4.187 80 971.8 0.3565 62.60 4.195 90 965.3 0.3165 60.70 4.208 100 958.4

0.2838

58.80

4.220

甲醇的重要物理性质

温度t/ （℃） 密度ρ/（kg/m 3） 黏度μ/（mPa.s ） 张力σ/（mN/m ） 比热容Cp /（Kj/kg.k ） 20

804.8

0.5800

22.07

60 761.1 0.3440 17.33 70 749.4 0.3070 16.18 80 737.4 0.2770 15.04 90 7249 0.2500 13.91 100

712.0

0.2280

12.80

3.3实际塔板数的求取

精馏段实际板层数: 1747.0/8/===E N N

块。

提留段实际板层数: 1164.1047.0/5/≈===E N N 块。

4 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算 4.1工艺条件

塔顶压力: P=101.3Kpa. 操作温度: 塔顶温度: t=64.5℃ 塔釜温度:t=99.6℃ 进料温度: t=77.0℃

4.2平均摩尔质量

塔顶平均摩尔质量:

kmol

/kg 89.3118*)992.01(32*992.0M kmol /kg 93.3118*)995.01(32*995.0LDM =-+==-+=VDM M

进料板层平均摩尔质量: 查X-Y 图得: 668.0=F

Y 308.0=F X

kmol

/kg 31.2218*)308.01(32*308.0M kmol /kg 35.2718*)668.01(32*668.0LF =-+==-+=VF M

塔底平均摩尔质量: 013.0=W Y 0024

.0=W X

kmol

/kg 03.1818*)0024.01(32*0024.0M kmol /kg 18.1818*)013.01(32*013.0LW =-+==-+=VW M

精馏段平均摩尔质量:

kmol

/kg 10.272/)31.2289.31(M kmol /kg 64.292/)35.2793.31(LJ =+==+=VJ M

提馏段平均摩尔质量：

kmol /kg 17.202/)03.1831.22(M kmol

/kg 77.222/)18.1835.27(LT =+==+=VT M

4.3平均密度计算 (1).气相平均密度:

精馏段的蒸汽密度：

[]3

m v,/05.1)15.27375.70(*314.8/64.29*3.101/m kg RT M P M

VJ M =+==ρ

提留段的蒸汽密度：

()[]

()[]30v.m m /kg 77.03.8815.273314.8/3.101*77.22t /=+=+=T M VT T R P M ρ

(2).液相平均密度计算:

液相平均密度依下列式计算:∑=L L

//1ρα

ρLM

塔顶液相平均密度计算:

由t=64.5℃查手册得: 3

m /kg 753=甲醇ρ 3m

/kg 981=水ρ

()()[]3m /kg 9.753981/005.0753/995.0/1=+=LDM

ρ

进料板液相平均密度: 由t=77.0℃,查手册得: ρ甲醇

=739kg/m 3 ρ水 =973kg/m 3

进料板液相的质量分率： a

甲醇

=0.308*32/[(0.308*32)+(0.692*18)]=0.442

LFM ρ=1/[(0.442/739)+(0.558/973)]=853.5 kg/m 3

查手册得，在99.6℃时：ρ水=958 kg/m 3 ρ

甲醇

=714kg/m 3

LWM ρ=1/[(0.003/714)+(0.997/958)]=957.0kg/m 3

精馏段液相平均密度为:

LJ ρ =(753.9+853.5)/2=803.7 kg/m 3

提留段液相平均密度：

LT ρ=（853.5+957.O ）/2=905.3kg/m 3

4.4液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算: i i /σσ

∑=X

塔顶液相平均表面张力的计算: 由t=64.5℃查手册得: σ

H2O

=64.96mN/m σ

CH3OH

=16.58mN/m

LDM σ =0.995*16.58+0.005*64.96=16.82 mN/m 进料板液相表面张力的计算: 由t=77.0℃查手册得: σ

甲醇

=15.61mN/m σ水 =63.8mN/m

LFM σ=0.308*15.61+0.692*62.8=48.96 mN/m 塔釜液体的表面张力接近水的表面张力， 由t= 99.6℃查手册得：σ

水

=58.9mN/m σ

甲醇

=13.01mN/m

LWM σ=13.01*0.0024+0.9976*58.9=58.79 mN/m 精馏段液相平均表面张力为:

LJ σ=(16.82+48.96)/2=32.89 mN/m

提留段液体平均表面张力为：

LT σ=(58.79+48.96)/2=53.88 mN/m

4.5液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算,即: lg μm =∑x i lg μi 塔顶液相平均粘度的计算: 由t=64.5℃查手册得： μ

甲醇

=0.320 mpas μ水 =0.4355mpas

LDM μlg =0.995*lg0.320+0.005*lg0.4355 解出： LDM μ=0.3205 mpas 进料板液相平均粘度的计算： 由t=77.0℃查手册得： μ

甲醇

=0.282mpas μ水 =0.3678mpas

LFM μlg =0.308*lg(0.282)+0.692*lg(0.3673) 解出： LFM μ=0.3388mpas 塔釜液相平均粘度的计算： 由t=99.6℃查手册得：μ

甲醇

=0.2280 mpas μ水 =0.2838mpas

LWM μlg =0.0024*lg(0.2280)+0.9976*lg(0.2838) LWM μ=0.2837 mpas 精馏段液相平均粘度为：

LJ μ=(0.3388+0.3205)/2=0.3297mpas 提留段液相平均粘度为：

LT μ =(0.2837+0.3573)/2=0.3205 mpas

5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1 塔径的计算

采用气相负荷因子法计算适宜的空塔气速。

5.1.1精馏段塔径计算

L =95.75kmol/h V =159.58kmol/h

液相质量流量W L=95.75*27.10=2594.83kg/h

气相质量流量W V=159.58*29.64=4729.95 kg/h

Eekert通用关联图的横坐标为：

Ψ=(W L/ Wv)*( ρv/ρL)0.5

=(2594.83/4729.95)*(1.05/803.7)0.5=0.02

填料的泛点气体速度可由贝恩—霍根关联式计算得

lg[(u2F a tρvμ0.2L)/ (gξ3ρL)]=A-K(W L/W V)1/4(ρv/ρL)1/8

查表得：A=0.1 K=1.75 a=153 ξ=0.96

解得u F=3.87m/s安全系数取0.8

u=0.8u F=0.8*3.87=3.10m/s

/∏u)0.5=[4*1.25/3.14*3.10]5.0=0.72m圆整为700mm

D=(4V

s

/∏D2=(4*1.25)/(3.14*0.7*0.7)=3.25m/s

此时，u=4V

s

u/u F=3.25/3.87=0.84，在允许范围内。

提溜段的塔径计算：L’= 292.93kmol/h V’=159.58kmol/h 液相质量流量W’L=292.93*20.17=5908.40kg/h

气相质量流量W’V=159.58*22.77=3633.64 kg/h

lg[(u2F a tρvμ0.2L)/ (gξ3ρL)]=A-K(W’L/W’V)1/4(ρv/ρL)1/8 查表得：A=0.1 K=1.75 a=153 ξ=0.96

u max=3.44m/s, u=0.8 u max=2.75m/s

D=(4q v,v/∏u)0.5=0.71m圆整为700mm。

此时，u=4V s /2D π=2.9m/s

u/max u =2.9/3.44=0.84，在允许范围内。 液体喷淋密度校核， 精馏段的液体喷淋密度为

U=（2594.83/803.7）/（0.785*0.49）=8.82m 3

/( m 2

·h)

>8.72m 3 /( m 2·h)

精馏段的空塔速度为

u =(4729.95/1.05)/(0.785*0.49*3600)=3.25m/s 提馏段的液体喷淋密度为

U=(5908.40/905.3)/(0.785*0.49)=16.97h m /m 2

3?

>8.72h m /m 23?,

提馏段的空塔速度为

u=(3633.64/0.77)/(0.785*0.49*3600)=3.41m/s

5.2填料层高度计算

Z=HETP*NT. 精馏段的高度为：HETP=1.0m

精馏段填料层高度为： Z=8*1.0=8.0m

Z ′精=1.2*8.0=9.6m 提留段填料层高度为：

Z 提=5*1.0=5.0m Z ′提=1.2*5.0=6.0m

设计取精馏段填料层高度为10m,提留段填料层高度为6m 对于金属阶梯环散装填料, 要求h/D=8～15。 hmax ≤6m.

取h/D=8, 则 h=8*700=5600 mm.

6.填料层压降计算

金属阶梯环散装填料

采用Eckert通用关联图计算填料层压降.

精馏段(u2ФΨ/g)*( ρv/ρL) μ0.2L

=[3.102*173(ρ水/ρL) /9.81](1.05/803.7)*0.32970.2=0.211 查图有, 横坐标为: (Wl/ Wv)( ρv/ρl)0.5=0.02.

△P/Z=200*9.81=1962Pa/m.

精馏段填料层压降为:

ΔP精=1962*8=15.70KPa

提馏段(u2ФΨ/g)*( ρv/ρL) μ0.2L

=[2.752*173(ρ水/ρL) /9.81](0.77/905.3)*0.32050.2=0.13 查图有, 横坐标为: (Wl/ Wv)( ρv/ρl)0.5=0.047.

提留段填料层压降为: △P/Z=100*9.81=981Pa/m

Δ提馏段的P提=981*5=4.9KPa

填料层总压降为:

ΔP =15.7+4.9=20.6KPa

液体分布器简要设计，散装填料，D=700mm，分布点密度选180点/ m2

布点个数n=180*0.7*0.7=88.2≈89点。

布液计算由Ls=(π/4)d02nΦ(2g△H)0.5 Φ取0.6，△H=160mm.

得d0=[4Ls/πnΦ√2g△H)]0.5解d0=0.0037m, 取d0=3.7mm. 7附属设备及主要附件的选型计算

7.1，塔顶出料口管径的计算

W V=159.58*31.93=5095.4 kg/h

Vs= W V/ρ=(5095.4/3600)/1.05=1.35kg/m3

选u=30m/s,

d=(4V s/πu)0.5=(4*1.35/3.14*30)0.5=0.24m=240mm.

由化工原理上册附录十七与十八，查得，选用Φ245mmx6.5mm的无缝钢管，其内径d

=(245-2*6.5)=0.232mm,重新核算速度，

i

u=[4*1.35/(3.14*0.232*0.232)]=32.0m/s

7.2,回流管径的计算

Vs= W V/ρ=(2594.83/3600)/803.7=9.0x10-4kg/m3 选u为0.4m/s,

d=(4*9.0*10-4/πu)0.5=(4*9.0*10-4/3.14*0.4)0.5=0.054m=54mm.

选用Φ54mmx3mm的无缝钢管, 内径d

=(54-2*3)=48mm,

i

重新核算速度，u=[4*9.0x10-4/(3.14*0.048*0.048)]=0.50m/s

7.3, 进料口的管径的计算

=5908.4kg/h

ρ=853.5kg/m3 ,质量流量W

l

V=(5908.4/3600)/853.5=1.90x10-3。进料口u选0.6m/s

d=(4V s/πu)0.5 =0.063m/s ,选用Φ68mmx3mm的无缝钢管。

u=[4*1.90x10-3/(3.14*0.062*0.062)]=0.63m/s。

7.4，塔釜出料口的管径的计算。

W=133.35*18.03=2404.3kg/h

Vs=(2404.3/3600)/903.5=7.39x10-4m3/s。

u选0.6m/s，d=(4V s/3.14*0.6)0.5 =40mm,选用Φ42mmx3mm的无缝钢管。 u=[4*7.39x10-4/(3.14*0.036*0.036)]=0.73m/s。

7.5．筒体厚度，

内最大有3个大气压，内径Di=600mm,Pc=0.3MPa，

材料Q235C，[σ]t=125Mpa, Ф=0.8(局部无损检测，单面焊接)

计算厚度δ=（PcDi ）/[2[σ]t

Φ-Pc] =(0.3*600)/[(2*125*0.8)-0.3]=0.9

C 1=0.25mm C 2=1.0mm,

δn=0.25+1.0+0.9+圆整量=3mm,炭素钢的厚度要大于4mm,所以取5mm 校核水压实验强度， [σ]t

=p(Di+δe) /2δe ≤0.9σs

δe=5-1.25=3.75mm, σs=235MPa, 则σt=(0.3*604.75)/(2*3.75)=24.2 MPa

0.9σs=0.9*0.8*235=169 MPa.可见σt ﹤0.9σs ，所以水压实验强度

足够。

7.6 封头

采用椭圆形封头，厚度为5mm,为防止壁流效应，使气液分部不均，还应设置液体分布装置。精馏段需要一个液体分布装置，提馏段要一个。

7.7冷凝器

本设计冷凝器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，本设计采用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管外。

冷却水循环与气体方向相反，即逆流式。取冷凝器传热系数K=550()C o 2h m /kcal ??。武汉地区夏季最高平均水温25℃，温升10℃

逆流：T 64.5℃→64.5℃ t 25℃←35℃

C 01221m 26.3425

-5.6435-5.64ln 25

5.64-35-5.64t t ln t -t t =+=????=

? 传热面积：52.7t m

=?=

K Q A C

㎡ 7.8加热器

选用U 形管加热器，经处理后放在塔釜。蒸汽选择133℃饱和蒸汽，传热系数

K=1000()C 02h m /kcal ??

C 033100-133t ==? h /kcal 10*61.3'5s =Q

25

s 'm 9.1033

10001061.3t =??=?=

K Q A

8.小结：

本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第一次独立的工业设计。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法，学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧，掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形，理解计算机辅助设计过程，利用编程使计算效率提高。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。 在短短的两周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。 我们小组的课程设计是甲醇——

如何下手，书中的计算步骤看起来比较简单，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前，我们显得有些不知所措。通过查阅《化工原理》，《化工工艺设计手册》，《化工原理课程设计》等书籍和在网上搜索到的理论和经验数据。我们慢慢地找到了符合我们课程设计是实验数据。并逐渐建立了自己的模版，自己的计算过程。 在实际计算过程中，我们还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。为此，在计算完精馏塔精馏段方程后，把其可能被后来计算所用到的重要数据列于几张数据表中，方便在计算时能及时查找数据，节省了大量时间。

通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立

正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。

9全章主要主要符号说明

符号意义计量单位

M 摩尔质量kg/kmol

F 进料率kmol/h

D 塔顶采出率kmol/h

W 塔底采出率kmol/h

q 进料热状况

x 液相摩尔分率

y 气相摩尔分率

R 回流比

L 液相负荷kmol/h

V 气相负荷kmol/h

N 塔板数

P 操作压力Pa

t 温度℃