分离甲醇—水混合液的筛板精馏塔--化工原理课程设计汇编(完整版)资料.doc

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1、分离甲醇水混合液的筛板精馏塔-化工原理课程设计汇编（完整版）资料(可以直接使用，可编辑 优秀版资料，欢迎下载） 化工原理课程设计说明书设计题目：分离甲醇水混合液的筛板精馏塔 设计时间： 专业名称： 学生姓名： 设计成绩： 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 筛板 精馏塔二、 设计数据及条件生产能力：年处理 甲醇水 混合液 8.3 万吨（年开工300天）原料：轻组分含量为 40% （质量百分率，下同）的常温液体分离要求：塔顶轻组分含量不低于 93% 塔底轻组分含量不高于 24% 建厂地区：沈阳市三、 设计要求：1、 编制一份精馏塔设计说明书，主要内容要求：.前言.流程确定

2、和说明.生产条件确定和说明.精馏塔的设计计算.主要附属设备及附件的选型计算.设计结果列表.设计结果的自我总结评价与说明.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。前 言精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异对其进行加热，然后进行多次混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分加热汽化以达到分离目的的一种化工单元操作。精馏操作应在塔设备中完成，塔设备提供气液两相充分接触的场所，有效地实现气液两相间的传热、传质，以达到理想的分离效果，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，精馏过程中气液两相多次直接接触和分离，利用液相

3、混合物个各组分的挥发度不同，使易挥发组分由液相向气相转移，实现原料液中各组分的分离。本设计的题目是甲醇-水二元物系板式精馏塔的设计。采用板式塔分离甲醇-水的液相混合物。板式塔与填料塔相比用于精馏装置有诸多优势。板式塔是逐级接触，混合物浓度呈阶跃式变化。板式塔主要功能：在每块踏板上气液两相若保持充分接触，可为传质过程提供足够大且不断更新的相际接触面，减小传质阻力;在塔内使气液两相呈逆流流动，以提供最大的传质阻力。板式塔可方便地住塔板安装冷却盘管。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算、塔辅助设备设计计算、精馏工艺过程流程图、精馏塔设备结构图、设计说明书。筛板塔是1932

4、年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气压压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。目 录前 言3第一章 流程及生产条件的确定和说明31.1 加料方式31.2 进料状况31.3 塔顶冷凝方式31.4 加热方式31.5 再沸器4第二章 精馏塔设计计算52.1 精馏塔的物料衡算55552.2 塔板数的确定55 采用图

5、解法求。5 求最小回流比及操作回流比6 求精馏塔的汽液相负荷67 温度的计算7 平均摩尔质量的计算8 表面张力的计算8 粘度的计算9 相对挥发度的计算102.3 精馏塔塔体工艺尺寸计算11111112132.4 塔板主要工艺尺寸计算1313142.5 筛板的流体力学验算1515161616172.6 塔板负荷性能图1717171818182.7 筛板塔设计计算结果汇总表20第三章 附属设备的选型计算223.1 接管的设计222222222223233.2 筒体与封头2323233.3 除沫器243.4 裙座243.5 冷凝器253.6 再沸器253.7 塔结构设计262626263.8 塔高2

6、7附 图28总 结29参考文献30第一章 流程及生产条件的确定和说明1.1 加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料时，要通过液位高度才可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，由于多了高位槽，建设费用会相应增加。若采用泵直接加料，通过采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，使流量和流速稳定，从而提高传质效率，且泵结构简单，安装方便。故本设计采用自动控制泵加料。1.2 进料状况进料状况一般有冷液进料和泡点进料。进料状况与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状况有多种，但一般都进料液预热到泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不受季节

7、气温的影响此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径基本相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料。1.3 塔顶冷凝方式冷凝器分为全凝器和分凝器两种，当被冷凝的气相温度较高且常温下为液体时，一般采用全凝器冷凝。当被冷凝的气相温度较高但组分较多且常温下某组分为气态或易气化时，一般采用分凝器。本设计组分为甲醇和水，常温下均为液体，且不易气化。故使用用全凝器，塔顶出来的气体温度不高，冷凝回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此分离也是为了得到甲醇，故本设计选用全冷凝器。1.4 加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽

8、加热，设置再沸器。有时也采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度较低，因而使用理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热器是塔釜液部分汽化维持原来浓度，以减少理论板数。故本设计采用间接蒸汽加热。1.5 再沸器再沸器的作用是加热塔底料液，使之部分气化，以提供精馏塔内的上升气流，分为内置式和外置式。本设计采用再沸器置于塔外的方式。第二章 精馏塔设计计算2.1 精馏塔的物料衡算原料处理量总物料衡算甲醇物料衡算联立解得， 2.2 塔板数的确定 采用图解法求。由手册查得甲醇水的汽液相平衡数据见表2-1，绘出x

9、-y图。 表2-1 甲醇水物系的汽液相平衡数据温度t/液相中的摩尔分数/x气相中的摩尔分数/y100.000.000.00096.400.020.13493.500.040.23491.200.060.30489.300.080.36587.700.100.41884.400.150.51781.700.200.57978.000.300.66575.300.400.72973.100.500.77971.200.600.82569.300.700.87067.600.800.91566.000.900.95865.000.950.97964.501.001.000 求最小回流比及操作回流比在

10、中对角线上自点（0.273，0.273）做垂线为进料线与平衡线交点坐标为 。故最小回流比为操作回流比为 求精馏塔的汽液相负荷精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 图2-1 图解法示意图 温度的计算塔顶温度，解得进料板温度，解得塔釜温度，解得精馏段平均温度提馏段平均温度全塔平均温度 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量，查平衡曲线图得进料板平均摩尔质量由图解理论板得塔底平均摩尔质量精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量 表面张力的计算 表2-2 甲醇与水在各温度下的表面张力温度（）60708090100甲醇（mN/m）19.3018.4017.5016.7015.70水（mN/m）66.2264.35

11、62.5960.7258.86即塔顶液相表面张力，解得，解得进料板液相表面张力，解得，解得精馏段液相平均表面张力 粘度的计算 表2-3 甲醇与水在各温度下的粘度温度/60708090100甲醇/mPas0.2770.2520.2280.2120.196水/mPas0.4690.4060.3560.3160.284液相平均粘度计算塔顶液相平均粘度，解得，解得进料板液相平均粘度，解得，解得精馏段液相平均粘度 相对挥发度的计算 表2-4 安托因系数表ABCt甲醇7.197361574.99238.86-1691水7.074061657.46227.0210168相对挥发度的计算即。甲醇，当温度为64

12、.7时，,，得得当温度为100时，得，得全塔平均相对挥发度全塔效率为安全系数取1.1实际塔板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数2.3 精馏塔塔体工艺尺寸计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板压力精馏段平均压力塔釜压力提馏段平均压力全塔平均压力 表2-5 甲醇与水在各温度下的密度温度/60708090100甲醇(kg/m-3)751743734725716水(kg/m-3)983.1977.8971.8965.3958.4塔顶液相密度，解得，解得塔顶液平均密度进料板液相密度，解得，解得进料板液相平均密度塔釜液相密度，解得，解得精馏段液相平均密度精馏段气相平均密度精馏段气相体积流率精馏段液相体积流率由

13、， 取板间距，板上液层高度，则，由史密斯关联图可得气体负荷因子取安全系数为0.7则空塔气速为塔径，按标准塔径圆整后：塔截面积为实际空塔气速为精馏段的有效高度：提馏段的有效高度：在进料板上方开一人孔：高度为0.8m，因此进料板上精馏段高度为1.0m故精馏塔的有效高度：2.4 塔板主要工艺尺寸计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：溢流堰长溢流堰高度本设计采用平直堰，取。堰上液层高度由式取板上液层高度，弓形降液管宽度和截面由，查弓形降液管参数图得故，根据式，故降液管合理。降液管底隙高度 ，取，则，故降液管底隙高度合理塔板的分块；因，故塔板采用分块式 表2-6 塔板分块数表

14、塔径（mm）8001200140016001800200020002400塔板分块数3456查塔板分块数表得，塔板分为4块。边缘区域的确定取安定区宽度取边缘区宽度开孔区面积计算；开孔区面积计算即式中：；所以：筛板孔计算及排列；本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用板厚的碳钢板，取筛孔直径，筛孔按正三角形排列，取孔中心距为：。筛孔数目为：个。开孔率气体通过阀孔的气速为2.5 筛板的流体力学验算干板阻力的计算；干板阻力的计算即，由，查干板筛孔流量系数图得。液柱气体通过液层阻力的计算；查充气数关联图得：则液柱。液体表面张力阻力计算；液柱所以气体通过塔板的液柱高度液柱所以每层塔板的压降。故该工艺设计合理。

15、对于筛板塔来说，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。液沫夹带量计算即精馏段液沫夹带量因：所以本设计液沫夹带量在范围内。对于筛板塔，漏液点气速 实际孔速稳定系数为：因此本设计中无明显漏液。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从关系式取，则。而板上不设口堰板上不设口堰液柱液柱,故本设计中不会发生液泛现象。2.6 塔板负荷性能图得在操作范围内任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表2-7 表2-7 漏液线Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.6910.7080.7310.749由上表做漏液线1。以为限，由整理得在操作范

16、围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2-8 表2-8 液沫夹带量Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)3.6233.4943.3283.199由上表做液沫夹带线2对于平直堰，取堰上液层高度为最小液体负荷标准:,取E=1，得据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3以作为液体在降液管中停留的时间下限即，故据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4联立解得忽略，将与、与、与的关系式带入上式得将有关数据整理代入得：在操作范围内，任意取几个值，依据上式计算出值，计算结果列于下表2-9 表2-9 液泛线Ls(m3/s)0.00060.00150

17、.00300.0045Vs(m3/s)5.175.044.834.59由上表数据作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，在负荷性能图上作出操作点A，连接OA即作出操作线，有图可以看出，该筛板塔的操作上限为液泛控制，操作下限漏液控制。 图2-1 筛板负荷性能图由图查得： 故操作弹性为：2.7 筛板塔设计计算结果汇总表 表2-9 筛板塔的工艺计算结果汇总表序 号项 目数 值1平均温度tm，83.1652平均压力Pm，kPa108.53气相流量VS，m3/s2.5944液相流量LS，m3/s0.001535实际塔板数NP146有效高度Z，m5.87塔径D，m1.68板间距HT，m0

18、.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形降液管11堰长LW，m1.1212堰高HW，m0.0517913板上液层高度HL，m0.0614堰上液层高度HOW，m0.0082115降液管底隙高度h0，m0.017116安定区宽度WS，m0.0617边缘区宽度WC，m0.0418开孔区面积A，m1.40519筛孔直径d0，mm520孔中心距t，mm1521筛孔数目n721222开孔率10.07%23空塔气速u，m/s1.29124筛孔气速u0，m/s18.33425稳定系数K1.926每层塔板压降p，kPa0.727负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带ev，kg液/kg气0.0015430

19、气相负荷上限m3/s0.0168831气相负荷下限m3/s0.0009632操作弹性2.88第三章 附属设备的选型计算3.1 接管的设计本设计采用直管进料，管径计算如下：管内流速取，管径查附录标准系列管选取。本设计采用直管回流，管径计算如下：管内流速取，管径查附录标准系列管选取。本设计采用直管出料，塔径计算如下：管内流速取，管径查附录标准系列管选取。管内流速，管径查附录标准系列管选取本设计采用直管进气，管内流速管径查附录标准系列管选取进料管接管法兰：回流罐接管法兰：塔底出料管法兰：塔顶出料管法兰：塔釜进气管法兰：3.2 筒体与封头筒体的计算即，设计压力，选用材质为普通碳钢，查得100以下的许用

20、应力，焊缝系数取钢板厚度负偏差腐蚀裕量，加工减薄量，实际壁厚。壁厚选择4mm，所用材质Q235A本设计采用标准椭圆形封头，壁厚计算如下：取系数，设计压力，选用材质为普通碳钢，查得100以下的许用应力，焊缝系数取钢板厚度负偏差腐蚀裕量，加工减薄量实际壁厚实际壁厚壁厚选择4mm，所用材质Q235A3.3 除沫器，取系数K=0.107，除沫器直径选用标准型的不锈钢除沫器40-100。3.4 裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形，由于裙座内径大于800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：-=:基础环外径：圆整后，

21、考虑到腐蚀余量取18mm，再沸器裙座高度取3m 。3.5 冷凝器有机物蒸汽冷凝器设计选用的整体传热系数一般范围为5001500。本设计选取出料液温度：68.85（饱和气）68.85（饱和液）塔顶温度：68.85，冷却水温度：2035逆流操作：， 表3-1 甲醇-水在各温度下的比汽化热温度60708090100甲醇(kJ/kg)23051988193918891835水(kJ/kg)23552331230722832258由，查表3-1，由内插法得：气体流量,塔顶被冷凝量:冷凝的热量：传热面积：总凝水流量：3.6 再沸器塔底温度，选用120饱和水蒸气加热，传热系数取。出料液温度：97.48100

22、，水蒸气温度：120120，采用逆流操作。，由塔底温度，查表3-1，由内插法得：，解得：气体流量,塔顶被冷凝量:冷凝的热量：传热面积：3.7 塔结构设计塔顶空间是指塔内最上层塔与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.5-2.0）HT。本工艺采用 2.0 倍 HT，故：HD=2.0HT=2.00.4=0.8m。塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距，其值由如下因素决定： 塔底储液空间依储存液量停留 3-8min(易结焦物料可缩短停留时间)而定； 再沸器的安装方式及安装高度； 塔底液面至最下层塔板之间要留存有 1-2m 间距，本塔取 HB=1.5m

23、;人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的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的弯曲度难以达到要求，一般每隔 6-8 层塔板，设一人孔。本设计14块塔板，需设 2 个人孔。人孔直径为 500mm.3.8 塔高 附 图史密斯关联图总 结经过几周的的课程设计，我把平时所学的理论知识运用到了实践当中。对于书本上所学的理论有了进一步的理解，也使得我能够自主学习新知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我提供很大的发挥空间，积极发挥主观能动性，独立地去查阅资料、查找各类数据和标准、确定设计方案。更重要的是这次课程设计不仅锻炼了我应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我们自学、检索资料和协作的技能。在设计过程中，经常遇到问题，比如由于马虎弄错了结果，那么将会影响下面的每一步计算，就要全部推到重新计算。如果在计算过程忽略了某一条件都会造成设计不当，那没必须全部重来，不断地改正，不断地吸取教训，才能不断地进步，得到最终的设计结果。但设计完成时却看到经过努力而完成的设计，使我感到受益匪浅。课程设计已经完成，对于我们而言让我们知道了只有靠自己的努力建立起来的知识体系才能解决我们遇到的一些难题，在此也要感谢帮助我的老师和同学们，谢谢你们给予我知识上的指导。参考文献