《化工原理课程设计》报告10000kg/h 甲醇~水精馏装置设计一、概述 (7)1.1 设计依据 (7)1.2 技术来源 (7)1.3 设计任务及要求 (7)二、计算过程 (8)1 设计方案及设计工艺的确定 (8)1.1 设计方案 (8)1.2.设计工艺的确定 (8)1.3、工艺流程简介 (8)2. 塔型选择 (8)3. 操作条件的确定 (9)3.1 操作压力 (9)3.2 进料状态 (9)3.3加热方式的确定 (9)3.4 热能利用 (10)4. 有关的工艺计算 (10)4.1精馏塔的物料衡算 (13)4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (13)4.1．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (14)4.1.3物料衡算 (14)4.2 塔板数的确定 (15)4.2.1 理论板层数NT的求取 (15)4.2.3 热量衡算 (17)4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (20)4.3.1 操作压力的计算 (20)4.3.3 平均摩尔质量的计算 (21)4.3.4 平均密度的计算 (22)4.3.5 液相平均表面力的计算 (23)4.3.6 液体平均粘度的计算 (24)4.4 精馏塔的塔底工艺尺寸计算 (25)4.4.1塔径的计算 (25)4.4.2 精馏塔有效高度的计 (26)4.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (27)4.5.1溢流装置的计算 (27)4.5.2 塔板布置 (30)4.6 筛板的流体力学验算 (32)4.6.1 塔板压降 (32)4.6.2 液面落差 (34)4.6.3 液沫夹带 (34)4.6.4 漏液 (34)4.6.5 液泛 (35)4.7 塔板负荷性能图 (35)4.7.1、液漏线 (35)4.7.2、液沫夹带线 (36)4.7.3、液相负荷下限线 (37)4.7.4、液相负荷上限线 (38)4.7.5、液泛线 (38)5.热量衡算 (42)5.1塔顶换热器的热量衡算 (42)5.3、热泵的选型 (46)5.4、塔底料液和热蒸气预热进料液 (46)5.5、水蒸汽加热进料液 (47)三、辅助设备的计算及选型 (49)（一）、管径的选择 (49)1、加料管的管径 (49)2、塔顶蒸汽管的管径 (49)3、回流管管径 (49)4、料液排出管径 (50)（二）、泵的选型 (50)1、原料液进入精馏塔时的泵的选型 (50)2、塔顶液体回流所用泵的型号 (51)(三)、储罐选择 (51)1、原料储槽 (51)2、塔底产品储槽 (51)3、塔顶产品储槽 (52)四、费用的计算 (53)（一）设备费用的计算 (53)1、换热器费用的计算 (53)2、精馏塔的费用计算 (54)泵的费用 (55)储槽费用 (55)输送管道费用 (56)分液槽费用 (57)（二）操作费用的计算 (57)1、热蒸汽的费用 (57)2、冷却水的费用 (57)3、泵所用的电费 (57)4、总费用 (58)参考文献 (59)主要符号说明 (60)对本设计的评述 (64)一、概述塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。
精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。
即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。
1.1 设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。
1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。
1.3 设计任务及要求原料：甲醇~水溶液，10000kg/h甲醇含量：48.50%(质量分数)，设计要求：塔顶甲醇的含量不小于97%(质量分数)塔底甲醇的含量不大于2%(质量分数)已知条件：操作压力： 4kPa（塔顶表压）进料热状况：泡点（q=1）回流比：自选单板压降： <=0.7kPa全塔效率： ET=52%二、计算过程1 设计方案及设计工艺的确定1.1 设计方案本课程设计的任务是分离甲醇—水混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
本设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点状态后送入精馏塔。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点状态下一部分回流至塔，其余部分经产品冷却后送至储罐。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
1.2.设计工艺的确定工艺流程图1.3、工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液充分逆流接触并进行多次热量和质量的交换，从而利用溢流液把上升的蒸汽逐步冷凝下来，使重组分在液相中浓缩，同时使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高继而在塔顶得到较纯的轻组分，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品．2. 塔型选择塔的类型选择板式塔，板式塔的主要构件有塔体，塔板及气液进、出口、平台、塔顶吊住、栅板等的选择。
根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10000kg/h，由于本设计中产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率提高传质效率，选用浮阀塔板。
浮阀塔板结构简单，即在塔板上开若干个孔，在每个孔的上方装上可以上下浮动的阀片，阀片有三条腿，插入阀空后将各底角转九十度定位，形成限制阀片上升高度和防止被气体吹走的凸肩。
操作时，浮阀可随上升气量的变化自动调节开度，当气量较小时，阀片的开度亦较小，从而可使气体能以足够的气速通过环隙，避免过多的漏液，当气量较大时，阀片浮起，开度增大，使塔板上开孔部分的气速不随气体负荷变换而大幅度的变化，同时气体从阀门下水平吹出加强了气液接触，从而提高了传质效率。
浮阀塔板的优点是生产能力大，塔板压降小，操作弹性大，气液接触状态良好，塔板结构简单，安装容易，塔板效率高，液面梯度小，使用周期长等。
3. 操作条件的确定3.1 操作压力其中塔顶压力： P（进）=101.3+4=105.3kPa进料口的压力： P(进)=105.3+0.7*N(精)塔底压力: P(釜)=105.3+0.7*Ne3.2 进料状态虽然进料方式有多种，但是泡点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，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，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3.3加热方式的确定本设计使用于沸点相近的组分的分离，其塔顶塔底的温差不大。
蒸汽加热，就是把塔顶蒸汽加压升温，使其返回用作本身的再沸热源，回收期冷凝体热。
其优点是可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜只须安装鼓泡管，不须安置宠大的传热面。
这样在设计费用上可节省许多。
3.4 热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化，即将每次得到的气相再部分冷凝已得到纯度更高的气相，将每次得到的液相部分汽化以得到易挥发组分更低，难挥发组分更高的液相。
与此同时也存在着一个大问题：热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用，这是在正常情况下。
塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，若在冷凝器和再沸器之间加一个热泵，把塔顶中的产品加压，加到与再沸器一样的压强，这就可以利用苯的冷凝热用在再沸器中。
另外，还可以将热量至于加料出。
4. 有关的工艺计算主要基础数据苯和甲苯的物理性质(4)甲醇—水的液相密度ρL（6）液体黏度μL水温度/℃汽化热r（kg/kg）1052245.4109.22234.4120 30140140 27910有表（3）数据绘制作如图—甲苯等压曲线4—1（t-x图)图4-1 甲醇-甲甲醇的等压曲线4.1精馏塔的物料衡算4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。
甲醇的摩尔质量 M甲醇 =32.04g/mol水的摩尔质量 M水 =18.02kg/mol表1 甲醇和水的物理性质原料液的摩尔组成：=0.485/32.04/(0.485/32.04+0.515/18.02)=0.342XF=0.97/32.04/(0.97/32.04+0.03/18.02)=0.948 同理可求得： XDX w=0.02/32.04/(0.02/32.04+0.98/18.02)=0.01134.1．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：=0.342*32.04+(1-0.342)*18.02=22.787g/molMF塔顶的平均摩尔质量=O.948*32.04+（1-0.948）*18.02=31.270g/molMD塔底的平均摩尔质量=0.0113*32.04+(1-0.0113)*18.02=18.159g/mol MW4.1.3物料衡算原料处理量 F=10000/22.787=438.5965kmol/h总物料衡算 438.5965=D+W甲醇的物料衡算 438.5965*0.342=0.948D+0.0113W联立解得 D=154.8271kmol/hW=283.7694kmol/h由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2。
表2 原料液、馏出液与釜残液的流量4.2 塔板数的确定4.2.1 理论板层数NT的求取甲醇—水属理想体系，可采用逐板计算求理论板数。
（详见附录一 1.1~2.0 Rmin下的理论塔板数的求取）①由课本查得甲醇—水体系的相对挥发度α=4.454（详见《化学工程基础》主编林爱光清华大学 141页）图4-2 气液平衡曲线②求最小回流比及最佳回流比的确定采用泡点进料xq =xf=0.342则有气液平衡方程 yq=α*x/(1+(α-1)* xq求得yq=0.698 故最小回流比为Rmin=x-yy xqDq q==0.700当R=1.1Rmin=0.77044（详见附录二最佳回流比的确定）③塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算L=RD=0.77044 *154.8271=119.285kmol/hV=(R+1)D=(0.77044+1)*154.8271=274.112kmol/h L’=L+F=119.285+438.5965=557.881 kmol/hV’=V=274.112 kmol/h④求操作线方程精馏段操作线方程y=LVx+DVXd=(119.285/274.112)*x+(154.8271/274.112)*0.948=0.435x+0.535提馏段操作线方程为y=L'Vx-WVxw=（557.881/274.112 ）*x-(283.7694/274.112 )*0.0113=2.035x-0.0117⑤计算法求理论塔板数 总理论板层数 Nt=14（包括再沸器）进料板位置 Nf=6 4.2.2 实际板层数的求取精馏段实际板层数 N 精 =5/0.52=9.615≈10 提馏段实际层数 N 提 =9/0.52=17.308≈184.2.3 热量衡算本设计采用压缩式热泵回收塔顶蒸汽热量，用于塔底釜液的再沸用热。