化工原理课程设计报告《处理量为15000T/a的分离水-甲醇的精馏塔的工艺设计》专业：化学工程与工艺班级：化工092班姓名：邵凤梅学号：20090915223指导教师：王雪静日期：2012年5月29日化工原理课程设计任务书一、设计题目：处理量为15000T/a的分离水-甲醇的精馏塔的工艺设计二、已知技术参数和设计要求：（1）处理量： 15000t/a（2）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（3）料液组成（质量分数）：40%（4）塔顶产品组成（质量分数）：99%；（5）塔顶易挥发组分回收率：99%（6）每年实际生产时间： 7200h；三、塔板类型：筛板或浮阀塔板四、设计内容（一）设计方案的确定精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却等设备。

热量又塔釜送入，物料在塔内经过多次部分冷凝和部分气化进行精馏分离，由冷却器和冷凝器的冷却介质将余热带走。

甲醇-水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部向下流的液体混合，逐板溢流，最后流入塔釜。

操作时，塔釜流出来的液体经再沸器部分气化后，液体被取出，作为塔底产品，即为釜残液，气体进入冷凝器被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分被冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。

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。

本设计使用的是浮阀塔，浮阀塔有生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压降及液面落差小和抗腐蚀性较高等优点。

甲醇具有腐蚀性，所以浮阀塔适合本设计的要求。

（二）工艺流程草图甲醇-水分离工艺流程草图（三） 精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶和塔底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 =18.02kg/kmol00=271.02.18/6.004.32/4.004.32/4.+=F x 982.002.18/01.004.32/99.004.32/99.0=+=D x0056.002.18/99.004.32/01.004.32/01.0=+=W x87.51×0.271=0.982×D+0.0056×W（2）原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 ()kg/kmol 79.3102.18982.0104.32982.0=⨯-+⨯=D M()kg/kmol10.1802.180056.0104.320056.0=⨯-+⨯=W M原料处理量 F= =95.04 kmol/h 总物料衡算 95.04=D+W甲醇物料衡算联立解得 D=25.87kmol/h W=69.17kmol/h （四）塔板数的确定300×24×21.92 95.04×0.271=0.982×D+0.0056×W 15000000M F =0.271×32.04+(1-0.271) ×18.02=21.92Kg/kmol（1）理论板层数T N 的求取①相对挥发度的求取 由)1()1(A A A A y x y x --=α，再根据表1数据可得到不同温度下的挥发度，见表2表1 温度/℃x y 温度/℃xy 100 0.00 0.00 75.3 0.40 0.729 96.4 0.02 0.134 73.1 0.50 0.779 93.5 0.04 0.234 71.2 0.60 0.825 91.2 0.06 0.304 69.3 0.70 0.870 89.3 0.08 0.365 67.6 0.80 0.915 87.7 0.10 0.418 66.0 0.90 0.958 84.4 0.15 0.517 65.0 0.95 0.979 81.7 0.20 0.579 64.51.001.00 78.0 0.300.665表2 温度/℃ 挥发度 温度/℃ 挥发度 96.4 7.582 784.632 93.5 7.332 75.3 4.035 91.26.843 73.13.525 89.3 6.610 71.2 3.143 87.7 6.464 69.3 2.868 84.4 6.066 67.6 2.691 81.75.501662.534所以 4.45α== ②求最小回流比及操作回流比 泡点进料：324.0==F s x x由q 线与平衡线的交点e （x e ，y e ）作图可得：00.20.40.60.810.20.40.60.81图2 甲醇-水的y-x 相图在上图中我们可以得到q 线与平衡线的交点为e （x e ，y e ）=（0.324，0.681） 故最小回流比为 m in R =D e e ex y y x --==--324.0681.0681.0982.00.843取操作回流比为 R=2m in R =2⨯0.843=1.686 ③求精馏塔的气、液相负荷 =+=F L L '43.62+95.04=138.661kmol/h ；==V V '69.481kmol/h④求操作线方程精馏段操作线方程为：1n y +=1R R +n x +1D x R +=686.2686.1n x +686.2982.0=0.63n x +0.366 （a ）提馏段操作线方程：=⨯-=-=+0056.0551.7659551.76551.127'''1'm w m m x x vw x VL y 1.9957mx -0.0043 （b ）⑤采用逐板法求理论板层数 由 1(1)qq qx y x αα=+- 得yyx )1(--=ααL=RD=1.686×25.87=43.62 kmol/h V=（R+1）D=2.686×25.87=69.48 kmol/h将 α=4.45 代入得相平衡方程 yy yyx 45.345.4)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。

因塔顶为全凝 则982.01==D x y由（c ）式求得第一块板下降液体组成 =⨯-=-=982.045.345.4982.045.345.4111y y x 0.925利用（a ）式计算第二块板上升蒸汽组成为 =+=366.063.012x y =+⨯366.0925.063.00.949 交替使用式（a ）和式（c ）直到n F x x ≤，然后改用提馏段操作线方程，直到n W x x ≤为止，由计算结果可知精馏塔的理论塔板数为 T N =10-1=9（不包括再沸器）；进料板位置5=F N （2）实际板层数的求取① 液相的平均粘度根据表1，用内插法求得77.6F t C =︒；用内插法求得64.6D t C =︒；用内插法求得99.5W t C =︒， 则塔顶、塔底的平均温度t m =（64.6+99.5）/2 =82.1 C ︒ 粘度的计算 在t m =82.1 C ︒时，查得［2］μH2O=0.347s mPa ⋅ ；μCH3OH=0.272s mPa ⋅则由lg 0.807lg(0.347)0.193lg(0.272)m μ=+ 求出0.331m μ=②全塔相对挥发度由表2可求得全塔的平均相对挥发度αm =4.45 ③全塔效率E T 和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：0.2450.49()T mE αμ-=计算所以全板0.2450.49(4.450.331)0.446T E -=⨯⨯= ；实际板层数===446.05TT E N N 精11.2≈12 块（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （1）塔径的计算精馏段平均摩尔质量：kmol kg M Vm /25.292/)71.2678.31(=+=kmolkg M Lm /39.262/)78.2199.30(=+=精馏段的气、液相体积流率为：091.1360025.29551.763600⨯⨯==vvms VMV ρ=0.57s m /339.800360039.26051.403600s ⨯⨯==LLmLML ρ=0.0003668s m /3由max u =式中的C 由式0.220()20Lm C C σ=计算，其中20C 由史密斯关联图[4]查取图的横坐标为 ：取板间距0.40T H m =，板上液层高度0.06L h m =，则0.400.060.34T L H h m-=-= ；0175.0)091.139.800(360057.036000003668.0)(2/12/1=⨯⨯=V L s s V L ρρ查史密斯关联图[3]得20C =0.068 ；0.233.4440.0680.075420C ⎛⎫=⨯= ⎪⎝⎭04.2091.1091.139.8000754.0max =-=u取安全系数为0.6，则空塔气速为s m x u u ma /244.104.26.06.0=⨯===⨯⨯=∏=244.114.357.04s 4uV D 0.764m按标准塔径圆整后为 D=1.0m 塔截面积为 222785.00.144mDA T =⨯==ππ实际空塔气速为：sm ATvsu /726.0785.057.0===（2）精馏塔有效高度的计算有效高度为m H N Z T 44.0)212(2-=⨯-==）（精精 (3) 溢流装置① 堰长l w : 取 出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度h ow 按下式计算，近似取2-33ow 2.843600 5.510h ==0.010110000.09308⎛⎫⨯⨯⨯⎪⎝⎭； w l ow h =h -h =0.07-0.0101=0.0599② 弓形降液管的宽度和横截面 查图得：0.0721F TA A =.0.124D W D=.则L w =0.65×1=0.65验算降液管内停留时间：f t310.3560.45=28.865.510S A H L θ-⨯==⨯停留时间。

故降液管可使用。

③ 降液管底隙高度取降液管底隙的流速u 0=0.13m/s ，则(4) 塔板布置及浮阀数目与排列本设计塔径D=0.764，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。