《化工原理课程设计》报告4万吨/年甲醇~水板式精馏塔设计目录一、概述 (4)1.1 设计依据·································错误！未定义书签。

1.2 技术来源·································错误！未定义书签。

1.3 设计任务及要求 (5)二：计算过程 (7)1. 塔型选择 (7)2. 操作条件的确定 (8)2.1 操作压力 (8)2.2 进料状态 (8)2.3 加热方式 (8)2.4 热能利用 (8)3. 有关的工艺计算 (9)3.1 最小回流比及操作回流比的确定·········错误！未定义书签。

3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算错误！未定义书签。

3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 (17)3.4 热能利用·····························错误！未定义书签。

3.5 理论塔板层数的确定 (17)3.6 全塔效率的估算·······················错误！未定义书签。

N·······················错误！未定义书签。

3.7 实际塔板数P4. 精馏塔主题尺寸的计算······················错误！未定义书签。

4.1 精馏段与提馏段的体积流量·············错误！未定义书签。

4.1.1 精馏段 (20)4.1.2 提馏段 (22)4.2 塔径的计算 (24)4.3 塔高的计算 (33)5. 塔板结构尺寸的确定 (27)5.1 塔板尺寸 (27)5.2 弓形降液管···························错误！未定义书签。

5.2.1 堰高 (29)5.2.2 降液管底隙高度h0 (30)5.2.3 进口堰高和受液盘···············错误！未定义书签。

5.3 浮阀数目及排列 (31)5.3.1 浮阀数目 (31)5.3.2 排列 (32)5.3.3 校核 (32)6. 流体力学验算 (33)h (34)6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)ph (34)6.1.1 干板阻力ch (34)6.1.2 板上充气液层阻力16.1.3 由表面张力引起的阻力h (34)6.2 漏液验算 (34)6.3 液泛验算 (35)6.4 雾沫夹带验算 (35)7. 操作性能负荷图 (36)7.1 雾沫夹带上限线 (36)7.2 液泛线 (36)7.3 液体负荷上限线 (37)7.4 漏液线 (37)7.5 液相负荷下限线 (37)7.6 操作性能负荷图 (37)8. 各接管尺寸的确定 (40)8.1 进料管 (40)8.2 釜残液出料管 (40)8.3 回流液管 (41)8.4 塔顶上升蒸汽管 (41)8.5 水蒸汽进口管 (41)一、概述1.1 设计背景塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。

塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。

在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。

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。

因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。

为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。

如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。

填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。

更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。

同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。

国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不取决与塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。

国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，并尽量提高塔盘的效率。

”在新型填料方面则在努力的研究发展有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。

经过我国这些年的努力，在塔研究方面与国外先进技术的差距正在不断的减小目前，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。

1.2 设计条件原料：甲醇、水原料温度：泡点进料处理量：4万吨/年w=0.35（质量分数）原料组成：甲醇的质量分率fw=0.94（质量分数），塔底甲醇质量分率产品要求：塔顶甲醇的质量分率d=0.02（质量分数）生产时间：300天/年冷却水进口温度：25℃加热剂：0.9MP饱和水蒸汽单板压降：小于或等于0.7kpa生产方式：连续操作，泡点回流全塔效率：Et=50%1.3 设计要求1.撰写课程设计说明书一份2.带控制点的工艺流程图一张3.塔装备的总装图一张1.4 设计说明书的主要内容1.设计方案的确定2.带控制点的工艺流程图的确定3.操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比）4.塔的工艺计算（1）全塔物料衡算（2）最佳回流比的确定（3）理论板及实际板的确定（4）塔径的计算（5）降液管及溢流堰尺寸的确定（6）浮阀数及排列方式（筛板孔径及排列方式）的确定（7）塔板流动性能的校核（液沫夹带校核，塔板阻力校核，降液管液泛校核，液体在降液管内停留时间校核，严重漏液校核）（8）塔板负荷性能图的绘制（9）塔板设计结果汇总表5.辅助设备工艺计算（1）换热器的面积计算及选型（2）各种接管管径的计算及选型（3）泵的扬程计算及选型6.塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管）二：计算过程1. 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，由于产品粘度较小，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，选用浮阀塔。

2. 操作条件的确定2.1 操作压力压力为50 1.0132510P =⨯（Pa ）2.2 进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体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，饱和液体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，本次设计中采取饱和液体进料（q=1）。

2.3 加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。

2.4 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。

因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。

虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。

为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。

3. 物料的工艺计算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。

原料液的摩尔组成：甲醇的摩尔质量为：32 kg/kmol水的摩尔质量为： 18kg/kmol0.35/320.230.35/320.65/18F x ==+ D 0.94/320.8980.94/3210.94/18x ==+-（） W 0.02/320.010.02/3210.02/18x ==+-（） 以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：进料液的平均摩尔数320.2318(10..23)21.22/F M kg kmol =⨯+⨯-=7410261.8/21.2224300F m F kmol h M ⨯===⨯⨯ 根据公式0.230.01.261.80.8980.01F W D W x x D F x x --==⨯-- 可求出64.86/D kmol h =由全塔的物料衡算方程可写出：F D W =+求得196.94/W kmol h =表1. 原料液、馏出液与釜残液的流量名称原料液 馏出液 釜残液 w (质量分数)0.35 0.94 0.02 x (摩尔分数) 0.230.898 0.01 流量/kmol h261.8 64.86 196.943.1相对挥发度可根据平衡线图（图3-1）查得塔顶、塔底温度1—汽相 2—液相图3-1 甲醇-水的等压曲线或用计算法求得：①塔顶：10.957y =，101.325P kpa =假设t = 83℃,利用安托因方程1211.033lg 6.03055220.79oA P t =-+，1344.8lg 6.07954219.48o BP t =-+计算得出110.70o A P kpa =，43.016oB P kpa =再利用o B o o A BP P x P P -=-，o A P xy P = 求得110.8615,0.9412x y ==假设t = 82℃，同理求得107.39o A P kpa =，41.58oB P kpa =''110.9078,0.9622x y ==利用比例差值法求出塔顶温度：820.9570.962283820.94120.9622t --=--，则182.25t =℃当t=82.25℃时，计算得出108.21oAP kpa =，41.93o B P kpa =此时的相对挥发度1108.21 2.58141.93o A oB P P α===②塔进料处：20.541x =假设t=90℃, 同理求得136.12o A P kpa =，54.233oB P kpa =20.5751x =假设t=91℃, 同理求得140.1o A P kpa =，56oB P kpa = '20.5389x =利用比例差值法求出塔进料处温度：900.5410.575191900.53890.5751t --=--，则290.94t =℃当t=90.94℃时，计算得出139.85oAP kpa =，55.89o B P kpa =此时的相对挥发度2139.85 2.50255.89o A oB P P α===③塔底：30.035x =假设t=108℃, 同理求得222.46o A P kpa =，93.98oB P kpa =30.0572x =假设t=109℃, 同理求得228.253o A P kpa =，96.723oB P kpa = '30.0350x =则得出塔底温度：3109t =℃当t=109℃时，此时的相对挥发度3228.2532.36096.723oA oB P P α===全塔的相对挥发度123 2.581 2.502 2.360 2.479αααα==⨯⨯=3.2回流比R 的确定由于是泡点进料（q=1），0.541q F x x == 相平衡方程 1(1)xy xαα=+-当F x x =,求出夹紧点0.541P x =，0.745P y =，因此： min 0.9570.7451.0390.7450.541D P P P x y R y x --===--操作回流比min (1.12)R R =-最少理论板数min N 的确定：利用芬斯克方程min10.54110.035lg lg 110.5410.0357.07lg lg 2.479W D D W x x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎡-⎤⎛⎫⎛⎫⎢⎥⎪ ⎪ ⎪⎪⎢⎥--⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣⎦⎣⎦===由于设备的综合费用与N(R+1)有直接的关系，因此绘制N(R+1)~R 图就可以求当R 值时N(R+1)最小的为实际R令minRR β=，由不同β得到R 值 利用吉利兰图min 1N N N -+~min1R R R -+求出N 值，进而能得到N(R+1)吉利兰图分别取β=1.1、1.2、1.3、1.4、1.45、1.5、1.55、1.6、2，将查上图或计算出相应的值，见下表：β 1.1 1.2 1.3 1.4 1.45 R1.143 1.247 1.351 1.4546 1.507 min1R R R -+ 0.049 0.093 0.133 0.169 0.187 min1N N N -+ 0.59 0.52 0.51 0.495 0.49 N 18.7 15.8 15.47 14.98 14.82 N(R+1) 40.0 35.5 36.37 36.77 37.16 β1.51.551.62R1.56 1.61 1.66242.078 min1R R R -+ 0.203 0.219 0.234 0.338 min1N N N -+ 0.46 0.465 0.46 0.37 N 13.9 14.08 13.94 11.8 N(R+1) 35.736.7637.1336.32验算：若min0.171R R R -≤+时，可以用下公式： min minlg0.90.1711N N R R N R --⎛⎫=--⎪++⎝⎭①若R=1.2，则min 1.039R =,利用公式min minlg0.90.1711N N R R N R --⎛⎫=--⎪++⎝⎭求出min 0.5811N N N -=+，则18.26N =，求得()140.172N R +=。