毕业论文（设计）：年处理9.8万吨甲醇水溶液精馏工艺设计

北京化工大学毕业设计（论文）I北京化工大学毕业论文 年处理 9.8 万吨甲醇-水溶液精馏工艺设计专专 业业：化工工程与工艺班班 级级：陕艺专 081 学生姓名 ：指导老师指导老师：王万侠 2009 年 月 日北京化工大学毕业设计（论文）II诚信申明诚信申明本人郑重申明：本人所撰写的毕业论文是年处理 9.8 万吨甲醇-水溶液精馏工艺设计是在指导老师王万侠悉心的指导下，我查阅资料独立研究、写作的成果。没有剽窃、抄袭等违反学术道德、学术规范的侵权行为。设计所撰写的内容及参考资料真实可靠。如有不实之处，我愿按照学校的有关规定，接受应有的处罚，承担一切后果。 申明人：武丙忠 时 间：2009 年 5 月 26 日 北京化工大学毕业设计（论文）III毕业设计任务书毕业设计任务书设计（论文）题目设计（论文）题目：年处理 9.8 万吨甲醇-水溶液精馏工艺设计学学 院院：陕西工业技术学院 专业专业：化工工程与工艺 班级班级：陕艺专 081学生姓名学生姓名：武丙忠 指导老师指导老师：王万侠 （高级讲师）1.设计（论文）的主要任务及目标设计（论文）的主要任务及目标任务：年处理 9.8 万吨甲醇-水溶液精馏工艺设计目标：根据生产任务要求设计一个符合实际生产的精馏塔2.设计（论文）的基本要求和内容设计（论文）的基本要求和内容（1）根据生产任务，计算精馏塔的塔高（2）行物料衡算、热量衡算（3）绘制出塔设备的装备图（4）绘制带控制点的工艺流程图3、主要参考文献、主要参考文献1 化工原理.夏清.陈常贵.天津大学出版社.2005.1.第一版2 化工单元过程及操作.张新战.化学工业出版社 2006.1.第一版3 甲醇生产工艺.赵建军.化学工业出版社.2008.8.北京第一版4 化工原理.杨祖荣.高等教育出版社.2008.6.第一版5 化工设备基础.王绍良.化学工业出版社.2008.4.北京第一版6 化学工程.上海化工学院.天津大学.浙江大学.化学工业出版社.第二册.1981.12.北京第二次印刷7化工计算.张桂军.薛雪.化学工业出版社.2008.4.第一版北京化工大学毕业设计（论文）IV4、进度安排、进度安排序号设计（论文）各阶段名称起止日期1下达任务书5.252明确设计任务撰写诚信申明填写毕业设计任务书5.265.283查考资料编写论文绪论5.316.54工艺计算、物料衡算、热量衡算、塔板数计算6.6 6.165塔高计算、画出设备图6.176.236绘制控制点的工艺流程图6.246.277完成初稿、摘要6.286.308毕业设计中期检查7.1 7.39对毕业设计进行核算7.4 7.1010绘制正规的装置图和带控制点的工艺流程图7.117.2011完成编写说明7.217.3012毕业设计答辩8 月初北京化工大学毕业设计（论文）V题目：年处理题目：年处理 9.89.8 万吨甲醇万吨甲醇- -水溶液精馏工艺设计水溶液精馏工艺设计摘摘 要要本设计任务是设计一个精馏塔进行甲醇-水混合物的分离，采用连续操作方式的筛板精馏塔。年处理 9.8 吨的甲醇-水溶液，其中甲醇的含量为 40%质量分数 ，塔中甲醇的含量不低于 95%，塔釜残液中甲醇的含量不高于 3.5%。设计中采用泡点进料，操作压力为 11.3KPa(塔顶表压) ，全塔效率为 46%，单板压降0.9KPa.将原料液通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内,塔顶上升轻组分蒸汽采用全凝器冷凝,全凝器主要是用来准备控制回流比,冷凝器在泡点下一部分回流至塔内,其于部分经产品冷却器冷却后送入产品储罐.该物系属于易分离物系,操作回流比取最小回流比的 1.4 倍;塔釜采用间接蒸汽加热,以提供足够的热量,塔底产品冷却后送至残液储罐。本设计是对精馏塔的一些物料、热量的衡算，工艺计算，结构设计及精馏装置工艺流程图、设备工艺条件图和塔板的负荷性能图和附属设备等。学校为我们提供了一个展示才华、思维和能力的良好机会，给一片自己动手的蓝色天空，在精馏塔的设计中为我们培养独立思考、综合应用所学知识来解决实际问题的能力，为了搞好本次设计内容，务必做到实事求是、作风严谨，也为了将来工作的得心应手，我们应该认真对待这次论文的设计。学习更多的东西为发展科学观作出贡献。关键词：精馏塔；筛板关键词：精馏塔；筛板论文类型：论文类型：其它北京化工大学毕业设计（论文）VI目目 录录前言前言.1第 1 章 流程的确定和说明.5第 1.1 节 加料方式.5第 1.2 节 进料状态.5第 1.3 节 冷凝方式.5第 1.4 节 加热方式.6第 2 章 精馏塔的设计计算.7第 2.1 节 操作条件与基础数据.72.1.1 设计任务和设计条件.72.1.2 设计方案确定.7第 2.2 节 精馏塔的工艺计算.72.2.1 物料衡算.7第 2.3 节 精馏装置的热量衡算.82.3.1 冷凝器.82.3.2 再沸器.9第 3 章 塔板数的确定.10第 3.1 节 最小回流比及操作回流比.103.1.1 挥发度计算.103.1.2 求最小回流比及操作回流比.11北京化工大学毕业设计（论文）VII3.1.3 求精馏塔的气液相负荷.113.1.4 求操作线方程.12第 3.2 节 逐板法求理论塔板层数.12第 4 章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算.15第 4.1 节 精馏段的计算.154.1.1 操作压力计算.154.1.2 操作温度计算.154.1.3 平均摩尔质量计算.154.1.4 平均密度计算.164.1.5 液相平均表面张力计算.174.1.6 液相平均黏度计算.17第 4.2 节 提馏段的计算.184.2.1 操作压力.184.2.2 操作温度的确定.184.2.3 平均摩尔质量的计算.194.2.4 平均密度得计算.194.2.5 液相平均表面张力的计算.204.2.6 液相平均粘度的计算.20第 5 章 塔体工艺尺寸计算.22第 5.1 节 精馏段的计算.225.1.1 精馏段塔径的计算.22北京化工大学毕业设计（论文）VIII5.1.2 精馏塔的有效高度.23第 5.2 节 提馏段的计算.235.2.1 提馏段塔径的计算.235.2.2 提馏段的有效高度.255.2.3 塔的有效高度.25第 5.3 节 封头的选型及其计算.255.3.1 封头的选型.255.3.2 封头的计算.26第 5.4 节 支座的选型及其计算.265.4.1 支座的选型.265.4.2 支座的计算.26第 6 章 塔板主要工艺尺寸计算.28第 6.1 节 精馏段的计算.286.1.1 溢流装置的计算.286.1.2 塔板布置.29第 6.2 节 提馏段的计算.306.2.1 溢流装置的计算.306.2.2 塔板布置.32第 7 章 筛板的力学流体验算.34第 7.1 节 精馏段的流体力学验算.347.1.1 塔板的压降.34北京化工大学毕业设计（论文）IX7.1.2 液面落差.357.1.3 液沫夹带.357.1.4 漏液.367.1.5 液泛.36第 7.2 节 提馏段的流体力学验算.377.2.1 塔板的压降.377.2.2 液面落差.387.2.3 液沫夹带.387.2.4 漏液.387.2.5 液泛.39第 8 章 塔板性能负荷图.40第 8.1 节 提馏段的塔板负荷性能图.408.1.1 漏液.408.1.2 液沫夹带线.418.1.3 液相负荷下限线.428.1.4 液相负荷上限线.428.1.5 液泛线.42第 8.2 节 提留段的塔板负荷性能图.448.2.1 漏液线.448.2.2 液沫夹带线.458.2.3 液相负荷下限线.458.2.4 液相负荷上限线.46北京化工大学毕业设计（论文）X8.2.5 液泛线.46筛板塔设计计算结果.48第 9 章 附属设备的计算、选型.50第 9.1 节 冷凝器的选型及计算.50第 10 章 精馏装置的工艺流程图.51第 11 章 板式塔精馏装置设计说明书.52结 论.53参 考 文 献.54符 号 说 明.55致 谢.58北京化工大学毕业设计（论文）1前言前言 蒸馏是分离液体均相混合物的典型单元操作之一，也是最早实现工业化得一种分离方法，广泛的应用于化工石油、医药、食品、酿酒及环保等领域。蒸馏作为当代工业应用最广的分离技术，目前具有相当成熟的工程设计经验以及一定的理论研究基础。随着石油化工及化学工业等领域的不断发展和兴起，蒸馏分离过程的大处理量，连续化操作的优势得到了充分的发挥。化工生产需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的.互溶液体混合物的分离有多种方法,精馏是其中最常用的一种.精馏操作其基本原理是利用互溶液体混合物相对挥发度的不同、实现各组分分离的单元操作，实现原料混合物中各组分分离该过程是同时进行传质传热的过程。精馏的原理是利用液体混合物中各组分具有不同沸点，在一定温度下，各组分应具有不同的蒸汽压。当液体混合物受热汽化与其蒸汽平衡时，在气相中易挥发物质蒸汽占较大比重，将此蒸汽冷凝而得到含易挥发物质组分较多的液体，这就是进行了一次简单精馏。重复将此液在汽化，又进行了一次汽液平衡，蒸汽重复冷凝得到液体，其中易挥发物质的组分又增加了，如此继续重复，最终就能得到接近纯组分得各物质。因此，精馏原理可概述为：将液体混合物进行多次的部分汽化，部分冷凝并分别收集，最终得到分离提纯的目的。精馏通常可将液体混合物分离为塔顶产品（馏出液）和塔底产品（蒸馏的釜残液）两个部分。也可以根据混合物中各组分不同的沸点分别从相应的塔板引出馏分，进行多元组分的分离。本设计是采运易挥发的双组分离。精馏过程来说，精馏设备是使过程得以进行的重要条件。性能良好的精馏设备，为精馏过程得进行创造了良好的条件。它直接影响了装置的产品质量、生产能力、产品收率、消耗定额、三废处理以及环境保护等方面。本设计采用的是筛板塔，筛板塔上开有许多均匀布置的筛孔，孔径一般为 3-8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。塔板上设置溢流堰，使塔板上能维持一定厚度的液层，在操作时，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而出，汽液间密切接触而进行传质。在正常的操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄露。北京化工大学毕业设计（论文）2筛板塔的优点：结构简单，造价低廉，气体压降小，板上叶面落差也较小，生产能力及板效率均比泡罩塔高。缺点是：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞。近年来采用大孔径（10-25mm）筛板可避免堵塞，而且由于气速的提高生产能力增大。甲醇最初由木材干馏得到，故俗称木醇。甲醇生产的原料大致有煤、石油、天然气和含 CO（或）的工业废气、农作物、有机废料以及城市垃圾等，2H2CO均可作为制造甲醇的原料。我国甲醇的产量近年来发展较快，从我国能源结构出发，甲醇可由煤制得，技术并不复杂。甲醇的来源广，将来在我国甲醇有希望替代石油燃料和石油化工的原料，蕴藏着潜在的巨大市场。甲醇化工已成为化工中一个重要的领域。甲醇的化学式为，相对分子质量 32.04 。常温，常压是一种无色透明3CH OH有特殊气味的易流动易挥发的可燃液体，沸点 64.9在空气中的爆炸极限为 6%-26.5%（体积分数） ，甲醇的密度、黏度和表面张力都随温度的升高而减小。甲醇可以和水以及许多有机液体如乙醇、乙醚等无限地混合。它易吸收水蒸汽，二氧化碳和某些其他物质，因此，只有用特殊的方法才能制的完全午睡的甲醇。甲醇具有毒性，内服 10mL 有失明危险，300mL 能让人死亡。甲醇可在银催化剂作用下在 600-650进行气相氧化或脱氢生成甲醇。322CH OHOHCHO H O甲醇分子羟基中的氢可以被碱金属取代而生成甲醇钠33222aaCH OHNCH ONH甲醇钠在没有水的条件下才稳定，因为水可以使它水解生成甲醇和氢氧化钠高温下，在催化剂上进行甲醇的脱水，可以制取二甲醚。33 222()CH OHCHOH O酸与甲醇反应时，甲醇分子中的甲基易被取代，在有羟无机酸存在是反应加快。如甲酸与甲醇生成甲酸甲酯 332CH OHHCOOHHCOOCHH O在 30.40(30atm)下，150220是在铑催化剂存在下，一氧化碳和甲酸可以510 Pa合成醋酸33CH OHCOCH COOH在常温下，甲醇是稳定的，350400和再催化剂上它分解成一氧化碳和氢51032CH OHCOH北京化工大学毕业设计（论文）3甲醇具有重要的许多物理性质，因甲醇的特殊性质，许多重要的工业用途正在研究开发，如甲醇可以裂解制氢，用于燃料电池。甲醇通过 ZSM-5 分子筛催化剂转化为汽油，已经工业化，为固体燃料转为液体燃料开辟捷径。甲醇可以裂解制烯烃，这对石油化工原料的多样化，和面对石油资源日渐缩紧对能源结构的改变具有重要意义。甲醇和水可以无限的混合，混合后的甲醇水系统的性质，是研究甲醇性质的重要组成部分。密度 甲醇水溶液的密度，随着温度的降低而增加，在相同的温度下，几乎是随着甲醇浓度的增加而增加热容 甲醇水溶液的热容，随着甲醇浓度的升高和温度的升高而增加黏度 甲醇水溶液的黏度与组成有关，在所有研究过的温度下，当甲醇的含量 50%时均有最大值，在任何情况下，混合物的黏度都比纯甲醇的粘度大。甲醇是多中有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。近年来，随着技术的发展和能源结构的改变，甲醇又开辟了许多新的用途。1. 甲醇是较好的人工合成蛋白的原料，蛋白转化率较高，发酵速度快，无毒性，价格便宜。2. 甲醇是容易输送的清洁燃料，可以单独与汽油混合作为汽车燃料，用它作为汽油添加剂可起节约芳烃，提高辛烷值的作用，汽车制造业将成为耗用甲醇的主要部门，有甲醇转为汽油方法的研究成果，开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。3. 甲醇是直接合成醋酸的原料，孟山都法实现了在较低压力下甲醇和一氧化碳合成醋酸的工业方法。甲醇可直接用于还原铁矿（甲醇可以预先分解为 CO ，2H也可以不作预分解）得到高质量的海绵铁。甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品。20 世纪 70 年代以来，国外甲醇工业发展总趋势如下：1.新建长多采用中低压法，不外加二氧化碳，该法具有设备少，操作与控制简单，投资及操作费用低，产品纯高等许多优点2.高压法处于停滞状态，为中低压发所替代。旧有高压法，也在努力改善催化剂的活性，对合成塔作为某些改进后，其生产能力可提高 20%-50%,其能源利用率亦北京化工大学毕业设计（论文）4有显著提高。3.生产装置趋向于大型化，由于大型装置设备利用率和能源利用率较好，可以节省单位产品的投资和降低单位产品成本。4.继续研制活性及选择性高，耐热性更好，使用寿命更长的甲醇合成铜系催化剂，达到简化合成塔结构和强化生产的目的。5.降低甲醇制造过程的能量消耗，这是新建甲醇装置普遍重视解决的课题；旧有的甲醇装置也极重视这方面的技术改进工作。如热能的充分利用原料气制装备的工艺改进，采用透平压缩机使用高活性催化剂等，都取得里显著的节约能量消耗的效果。研究进一步提高，碳的氧化物与氢合成甲醇单程转化率的新工艺，在强化生产的同时，实质也是节约能量的重要手段。这是燃料世界的一次革命，中国要达到国际环保的标准，必须解决汽车尾气对空气的污染问题，推广使用绿色能源是一条重要的途径，随着人们对环境的要求越来越高甲醇汽油这一绿色能源在未来是个不错的选择。甲醇工业将在未来会受到很大的青睐。北京化工大学毕业设计（论文）5第第 1 章章 流程的确定和说明流程的确定和说明第第 1.11.1 节节 加料方式加料方式加料分两种方式：泵加料和高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，影响传质效率。靠重力的流动方式可省去一笔费用。本次加料可选泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。进料状态进料方式一般有冷液进料，泡点进料，气液混合物进料，露点进料，加热蒸汽进料等。第第 1.21.2 节节 进料状态进料状态泡点进料对塔操作方便，不受季节气温影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等，精馏段和提馏段塔径基本相等。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。第第 1.31.3 节节 冷凝方式冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离是为了分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。回流方式北京化工大学毕业设计（论文）6宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。优点：回流冷凝器无需支撑结构；缺点：回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用，点好费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝器以冷凝回流如塔内。第第 4.14.1 节节 加热方式加热方式 采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的流出液组成及回收率时，利用直接蒸汽加热时，所需理论塔板数比用间接加热蒸汽时多一些，若待分离的混合为水溶液，且水是难挥发组分，釜液近于纯水，这是可采用直接加热方式。由于本次分离的是苯甲苯混合液，故采用间接加热。加热器 选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊时才考虑选用其他形式。例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀，加热效率高的加热北京化工大学毕业设计（论文）7第第 2 2 章章 精馏塔的设计计算精馏塔的设计计算第第 2.12.1 节节 操作条件与基础数据操作条件与基础数据2.1.1 设计任务和设计条件设计任务和设计条件设计用于甲醇-水溶液混合液分离的常压筛板精馏塔，年产量为9.8万吨，其中甲醇的含量为40%（质量分数，下同） ，塔顶中甲醇的含量不低于95%。塔釜残液中甲醇的含量不高于3.5%.设计条件操作压力 101.3KPa （塔顶表压）进料热状况 采用泡点进料回流比 R=1.4Rmin单板压降 0.9KPa全塔效率 ET=52%2.1.2 设计方案确定设计方案确定本设计中进行二元混合物系甲醇-水的分离,采用连续操作方式的筛板精馏塔,进料温度为泡点温度.将原料液通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内,用饱和水蒸气加热.塔顶蒸汽采用全凝器冷凝,用循环水进行冷却,然后将冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第第 2.22.2 节节 精馏塔的工艺计算精馏塔的工艺计算2.2.1 物料衡算物料衡算甲醇摩尔质量 MA=32.04kg/kmol水的摩尔质量 MB=18.02kg/mol北京化工大学毕业设计（论文）840 32.040.272740 32.0460 18.02Fx 95 32.040.914395 32.045 18.02Dx 3.5 32.040.02043.5 32.0496.5 18.02Wx 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.2727 32.04(1 0.2727) 18.0221.84/FMkg kmol0.9143 32.04(1 0.9143) 18.0230.83/DMkg kmol0.0204 32.04(1 0.0204) 18.0218.31/WMkg kmol年操作时间为 8000h 计算原料量为：9.8710 /8000 21.84560.9/kmol h总物料衡算：F=D+W （2.1）560.9=D+W/kmol h （2.2）FDWx Fx Dx W560.9 0.2727=D 0.9143+W 0.0204联立解得 W=402.5/kmol h D=158.4/kmol h第第 2.32.3 节节 精馏装置的热量衡算精馏装置的热量衡算2.3.1 冷凝器冷凝器北京化工大学毕业设计（论文）9冷凝器热负荷为： （2.3）(1)()()CVLVLQRDIIV II由于塔顶流出液几乎为甲醇，可按纯甲醇的摩尔焓计算，若回流在饱和温度下进入塔内，则, （2.4）VLIIr查 X-Y 图，当=0.9143 时，泡点温度为 65，查的该温度下汽化潜热为 DX610/kJ kmol故 r=610 32.04=19544.4/kJ kmol所以 V r （2.5）CQ V r =441.8 19544.4=8.63CQ 610/kJ h由于冷却水进出冷凝器的温度分别为 25及 35，所以冷却水消耗量为： （2.6）21()CCPCQWtt C2.066218.63 10()4.187 (3525)CCPCQWtt C510/kg h2.3.2 再沸器再沸器再沸器热负荷为： （2.7）()BVLQV II同样，釜液为甲醇溶液，古其焓可以按甲醇的摩尔焓计算VLIIr查图，=0.0204 时，泡点温度为 94.95，查的该温度下得汽化潜热为：WX=675 32.04=21627r/kJ kmol所以，=44.18 21627=9.55V r610/kJ h查的水的汽化潜热为： 11785/kJ kg (2.8)BQWhr北京化工大学毕业设计（论文）10 =BQWhr639.55 100.81 1011785/kJ h第第 3 章章 塔板数的确定塔板数的确定第第 3.13.1 节节 最小回流比及操作回流比最小回流比及操作回流比3.1.1 挥发度计算挥发度计算由于甲醇-水溶液属于理想物系，则甲醇-水溶液的 t-x-y 表得：表表 3.1 甲醇甲醇-水物系的气液平衡相图数据如下水物系的气液平衡相图数据如下：温度/66.868.4570.2572.1574.276.6579.8584.493.85Ax0.850.750.650.550.450.350.250.150.5Ay0.93650.89250.84750.8020.7540.6970.6220.5170.209甲醇-水的取 t=72.15时计算相对挥发度 (3.1)AAAy ppx 0.802 101.3147.70.55AAAy ppxakP (3.2)AApy p 0.802 101.381.24AAapy pkP (3.3)1AABApx ppx 101.30.55 14.7744.5811 0.55AABaApx ppkPx北京化工大学毕业设计（论文）11 (3.4)(1)BBAPPx (1)44.58 (1 0.55)20.06BBAPPxakP (3.5)(1)BAxx (1)1 0.550.45BAxx (3.6)ABABBApxaP x 81.24 0.453.31520.06 0.55ABABBApxaP x3.1.2 求最小回流比及操作回流比求最小回流比及操作回流比0.2727qFxx (3.7)1 (1)qqqaxyax 3.315 0.27270.55431 (1)1 (3.315 1) 0.2727qqqaxyax故最小回流比为： (3.8)minDqqqxyRyx min0.91340.55431.2780.55340.2727DqqqxyRyxmin1.41.4 1.2781.789RR北京化工大学毕业设计（论文）123.1.3 求精馏塔的气液相负荷求精馏塔的气液相负荷L=R D=1.789 158.4=283.4 /kmol hV=(R+1) D=(1+1.789) 158.4=441.8 /kmol h =283.4+1 560.9=844.3 LLFq/kmol h=441.8VV/kmol h3.1.4 求操作线方程求操作线方程精馏段操作线方程 (3.9)DLDyxxVV283.4158.4 0.91430.6450.3178441.8441.8DLDyxxxxVV提留段操作线方程 (3.10)WLWyxxVV 844.340.25 0.02041.9110.01859441.8441.8WLWyxxxxVV 第第 3.23.2 节节 逐板法求理论塔板层数逐板法求理论塔板层数由于进料采用泡点进料，则：=1yDx (3.11)(1)yxyay北京化工大学毕业设计（论文）13 代入 10.9143Dyx1111(1)yxyay2223.315(1)yyy解得： =0.76321x代入 20.64150.3278yx解得： =0.81742y 代入 2222(1)yxyay2223.315(1)yyy 解得 =0.57452x同理解得， = 0.6963 ;=0.40883y3x=0.59 ;=0.30274y4x= 0.522 ;=0.24775y5x 5Fxx=0.2477 代入 解得， =0.4548 5x61.9110.01859yx6y代入 6666(1)yxyay6663.315(1)yyy 解得，=0.20106x同理解得， =0.3655 ;= 0.1480 7y7x=0.2642 ;=0.097748y8x=0.1682 ; =0.057509y9x=0.09131 ; =0.0294310y10 x=0.03765 ; =0.0116611y11x0.006WhOhm故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为=60Whm m6.1.2 塔板布置塔板布置（1）塔板的分布因 D1800，故塔板采用分块式，塔板分为 5 快m m（2） 边缘宽度确定取 =0.085 =0.015SWSWmCWm（3） 开孔区面积计算北京化工大学毕业设计（论文）30单溢流塔板，鼓泡区面积可按下式计算：SA （6.5）22212sin180SRxAx RxR （6.6）0.5SxDWdW 0.50.5 1.80.28400.085SxDWdW其中 0.50.5 1.80.0150.885CrDWm故：22210.8850.5312 0.531 0.8850.531sin1.7841800.885SA2m（4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用炭钢板，3mm取筛孔直径为=5Odm m筛孔按正三角形排列，取筛孔中心距 为t=3 5=153Otdm m筛孔数目：个221.1551.155 1.78491580.015OAnt开孔率： （6.7）20.907Odt 220.0050.9070.907100%10.1%0.015Odt 气体通过筛孔的气速为： （6.8）SOOVA 3.32618.46/1.784 10.1%SOOVm sA北京化工大学毕业设计（论文）31第第 6.26.2 节节 提馏段的计算提馏段的计算6.2.1 溢流装置的计算溢流装置的计算因塔径 D=1.8，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘m（1） 堰长得确定Wl取0.7300.730 1.81.314WlDm（2） 溢流堰高度的确定Wh由，选用平直堰，堰上层高度WLOWhhh 近似取 E=1，则：2/32.841000hOWWLhEl取板上液清高度=80Lhm m故： 0.080.01560.0644Wh（3） 弓形降液管宽度和截面积dWfA由 查弓形降液管的宽度与面积图的0.730WlD 0.101fTAA0.1578dWmD20.1010.101 2.5430.2568fTAAm0.15780.1578 1.80.2840dWDm由式验算液体在降液管中停留的时间，即3600fThA AL36003600 0.2568 0.4524.6550.004688 3600fThA AsL故降液管设计合理北京化工大学毕业设计（论文）32（4）降液管底隙高度得确定：oh3600hOWOLhl取=0.18 则O/m s0.004688 36000.019836003600 1.314 0.18hOWOLhl=0.0644-0.0198=0.04460.006WhOhm故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为=60Whm m6.2.2 塔板布置塔板布置（1）塔板分块：因 D=1800故塔板采用分块式，查表得：塔板分为 5 块m m（2）边缘区宽度的确定取=0.085 =0.045SWSWmCWm（3）开孔区面积的计算开孔区面积：，其中22212sin180SRxAxRxR0.50.5 1.80.28400.085dSxDWW0.531m0.50.5 1.80.0450.885CrDWm故： 22210.8850.5312 0.531 0.8850.531sin1.6941800.885SA2m（4）筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用炭钢板，取筛孔直径3mm=5Odm m北京化工大学毕业设计（论文）33筛孔按正三角形排列，取孔中心距 为t=3 5=153Otdm m筛孔数目为n个221.1551.155 1.78491580.015OAnt开孔率为：220.0050.9070.907100%10.1%0.015Odt 气体通过阀孔的气速为：3.32619.06/1.694 10.1%SOOVm sA北京化工大学毕业设计（论文）34第第 7 7 章章 筛板的力学流体验算筛板的力学流体验算第第 7.17.1 节节 精馏段的流体力学验算精馏段的流体力学验算7.1.1 塔板的压降塔板的压降（1）干板阻力的计算Ch对于干板阻力 ：Ch （7.1）212gOVCOLhC由 可得 =0.772/5/31.67OdOC所以， 液柱22118.461.0360.0510.03092g0.772976.4OVCOLhmC （2）气体通过液层的阻力的计算lh （7.2）lLhh （7.3）SaTFVAA 3.3261.45/2.5430.2570SaTFVm sAA （7.4）OaVF北京化工大学毕业设计（论文）35 1/21/21.451.0361.476/()OaVFkgs m查充气系数与气相动能因数的关联图得， =0.61OF0.160.071 0.0090.0488lLWOWhhhhm（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力： （7.5）4gLLOhd 344 36.48 100.00305g976.4 9.81 0.005LLOhdm气体通过每层塔板的业主高度可按下式计算： ph0.003090.04880.003050.0549pClhhhhm气体通过每层塔板压降（设计允许值）g0.0549 976.4 9.81525.860.9ppLphPaPa7.1.2 液面落差液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计所选用得塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。7.1.3 液沫夹带液沫夹带液沫夹带的公式： (7.6)3.265.7 10aVLTfeHh2.52.5 0.080.2fLhhm北京化工大学毕业设计（论文）36故： 3.23.26635.7 105.7 101.450.0433/0.1/36.48 100.450.2aVLTfekgkgkgkgHh液气液气在本设计中液沫夹带量在允许范围内7.1.4 漏液漏液对于筛板塔，漏液店气速可由下式计算：,mino (7.7),min4.40.00560.13/OOLLVChh ,min4.40.00560.13/OOLLVChh4.4 0.7720.00560.13 0.080.00305976.4/1.03611.87/m s实际孔速 ： ,min18.46/OOm s稳定系数为： (7.8),minOOK ,min18.461.561.511.87OOK所以在本设计中无明显漏液7.1.5 液泛液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高因满足以下关系，dH (7.9)dTWHHh甲醇-水溶液属于一般物系，取=0.4 则0.40.450.0710.2048TWHh北京化工大学毕业设计（论文）37=0.0007 液柱220.1530.1530.071dOhm=0.0549+0.08+0.0007=0.1356dpLdHhhhm所以 dTWHHh则，在本设计中不会发生液泛第第 7.1 节节提馏段的流体力学验算提馏段的流体力学验算7.2.1 塔板的压降塔板的压降干板阻力的计算：Ch干板阻力由公式进行计算 ，则212gOVCOLhC，查于筛孔的流量系数图，得： =0.772/5/31.67OdOC所以， 22119.060.85130.0510.02742g0.772965.5OVCOLhmC 气体通过液层的阻力的计算lh气体通过液层阻力由公式计算lLhh1/21/21.4260.85131.316/()OaVFkgs m査充气系数与气相动能因数的关联图，得 ：=0.61OF故： 0.160.06440.01560.0488lLWOWhhhhm液体表面张力的阻力计算：h3.2611.426/2.5430.2568SaTFVm sAA北京化工大学毕业设计（论文）38液体表面张力的阻力 液柱344 54.83 100.0046g965.5 9.81 0.005LLOhdm气体通过每层塔板的液柱高度为：ph0.02740.04880.00460.0808PClhhhhm气体通过每层塔板压降为：g0.0808 965.5 9.81765.300.9PPLphPaPa7.2.2 液面落差液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量不大，故可忽略液面落差的影响。7.2.3 液沫夹带液沫夹带液沫夹带由公式来计算，其中3.265.7 10aVLTfeHh2.52.5 0.080.2fLhhm故3.23.26635.7 105.7 101.4260.02733/0.1/54.83 100.450.2aVLTfekgkgkgkgHh液气液气所以在本设计中液沫夹带量在允许范围内7.2.4 漏液漏液对于筛板塔，漏液点气速为：北京化工大学毕业设计（论文）39 即：,min4.40.00560.13/OOLLVChh,min4.40.00560.13/OOLLVChh 4.4 0.7720.00560.13 0.080.0046965.5/0.8513 12.21/m s实际孔速 ,min18.10/OOm s稳定系数为： ,min19.061.5611.512.21OOK故本设计中无明显液漏7.2.5 液泛液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从dTWHHh甲醇-水溶液属于一般物系，取=0.4，则0.40.450.06440.2058TWHh板上不设进口堰 =0.0050 液柱 220.1530.1530.18dOhm=0.0808+0.0488+0.050=0.1346 dPLdHhhhmdTWHHh故本设计中不会发生液泛现象北京化工大学毕业设计（论文）40第第 8 章章 塔板性能负荷图塔板性能负荷图第第 8.18.1 节节 提馏段的塔板负荷性能图提馏段的塔板负荷性能图8.1.1 漏液漏液由： (8.1),min4.40.00560.13/OOLLVChh (8.2),min,minSOOVA （8.3）LWOWhhh (8.4)2/32.841000hOWWLhEl得： 2/3,min,min,min2.844.40.00560.13/1000ShOSOOWLVOWVLVC AhEhAl(8.4)2/3,min36002.844.4 0.772 0.101 1.7840.00560.130.07110.0030 976.4/1.03610001.314SSLV 整理得， 2/3,min18.79 0.011780.0723SSVL在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLSV北京化工大学毕业设计（论文）418.1 表表SL3/ms0.00060.00150.00300.0045SV3/ms2.0832.1182.1762.208由 8.1 表数据可做出漏液线 18.1.2 液沫夹带线液沫夹带线由=为限，求和 ，关系如下，Ve0.1/kgkg液气SVSL则： (8.5)3.265.7 10aVLTfeHh (8.6)SaTFVAA2.5fLhh=0.071 Wh （8.7）2/32.841000hOWWLhEl= 2/32.841000hOWWLhEl2/32/336002.8410.556110001.314SSLL 故 2/32/32.5()2.5 0.071 0.55610.1775 1.390LWOWSShhhLL2/32/30.450.1775 1.3900.2725 1.390TfSSHhLL3.2632/30.43745.7 100.136.48 100.2725 1.390SVSVeL整理得，=4.692-23.94SV2/3SL北京化工大学毕业设计（论文）42在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLSV8.3 表表SL3/ms0.00060.00150.00300.0045SV3/ms4.5224.3784.1944.038由 8.3 表数据可做出液沫夹带线 28.1.3 液相负荷下限线液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层=0.006 OWhm取 E=1，则3/230.006 10001.3140.0011/2.843600SLms此数据可做出与气体流量无关垂直液相负荷下限线 38.1.4 液相负荷上限线液相负荷上限线由=5 作为液体在降液管中停留时间的上限，s （8.8） 5fTSA HL此数据可做出与气体流量无关垂直液相负荷上限线 4故= ,minSL0.2570 0.450.0231355fTA H8.1.5 液泛线液泛线 （8.9）()dTWHHh北京化工大学毕业设计（论文）43由： （8.10）dPLdHhhh （8.11）PClhhhh （8.12）;lLLWOWhh hhh联立得，(1)(1)TWOWCdHhhhhh忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得hOWhSLdhSLChSV22/3SSSaVbcLdL式中 20.051()()VLOOaA C(1)TWbHh200.153 ()Wclh 32 336002.84 10(1)()WdEl将有关数据代入20.0511.036()0.002797(0.101 1.784 0.772)976.4a 0.5 0.45(0.40.61 1) 0.0710.0941b 20.153200.95(1.314 0.021)c 32 32 336002.84 101 (1 0.61)()0.89531.314SdL 故 ，22 30.0027970.0941 200.950.8953SSSVLL在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLSV8.4 表表SL3/ms0.00060.00150.00300.0045SV3/ms5.5985.4125.1324.844北京化工大学毕业设计（论文）44由 8.4 表上数据可做出液泛线 5在负荷性能图上，做出操作点 A，连接 OA，即做出操作线。由图可看出，该筛板的操作的上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得=5.13 =2.15maxSV3/msminSV3/ms故操作弹性为 =5.13/2.15=2.39maxmin/SSVV根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下图所示第第 8.28.2 节节 提留段的塔板负荷性能图提留段的塔板负荷性能图8.2.1 漏液线漏液线由,min4.40.00560.13/OOLLVChh,min,minSOOVALOWWhhh= 得，OWh232.84()1000hWLEl0),min4.4(0.00560.13LLVSVChh 2/32.844.40.0050.13 0.06441000hLVOOWLC Ahl 2/336002.844.4 0.772 0.101 1.6940.0050.13 0.06440.0046 965.5/0.851310001.314SL整理得，2/3,min19.570.0093720.07229SSVL北京化工大学毕业设计（论文）45在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLSV8.5 表表SL3/ms0.00060.00150.00300.0045SV3/ms1.9461.9882.0412.084由 8.5 表上数据可做出漏夜线 18.2.2 液沫夹带线液沫夹带线由为限 ，求，关系如下：0.1/Vekgkg液气SVSL3.265.7 10aVLTfeHh0.43742.5430.2568SSaSTfVVVAA2.5fWOWhhh0.0644Wh2/32/336002.840.556110001.314SOWSLhEL故 ， 2/32/32.50.06440.55610.61 1.390fSShLL 2/32/30.450.161 13900.289 1.390TfSSHhLL3.2632/30.43745.7 100.154.83 100.289 1.390SVSVeL2/35.634227.099SSVL在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLSV8.6 表表SL3/ms0.00060.00150.00300.0045北京化工大学毕业设计（论文）46SV3/ms5.4425.27925.07054.896由 8.6 表上数据可做出液沫夹带线 2 8.2.3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准OWhm得，=0.006 2/336002.841000SOWWLhEl取 =1 则：=0.006E2/336002.8410001.314SOWLhE=0.001121SL此数据可做出与气体流量无关垂直液相负荷下限线 38.2.4 液相负荷上限线液相负荷上限线由 作为液体在降液管中停留时间的上限，5s5fTSA HL此数据可做出与气体流量无关垂直液相负荷上限线 4故0.161 0.450.014555fTA H8.2.5 液泛线液泛线北京化工大学毕业设计（论文）47()dTWHHh由：dPLdHhhhPClhhhhlLhhLWOWhhh联立得，(1)(1)TWOWCdHhhhhh忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得hOWhSLdhSLChSV22/3SSSaVbc Ld L式中 200.051()()VOLaA C=b(1)TWHh200.153 ()Wclh 32 336002.84 10(1)()WdEl 将有关数据代入得20.0510.851()0.00257(0.101 1.694 0.772)965.5a 0.4 0.45(0.40.61 1) 0.06440.1021b 20.153226.03(1.314 0.0198)c 32 32 336002.84 101 (1 0.61)()0.89531.314SdL 在操作范围内，任取几个值，由上式计算出值，计算结果列于下表SLSV8.6 表表SL3/ms0.00060.00150.00300.0045北京化工大学毕业设计（论文）48SV3/ms6.1865.9965.7085.408由 8.6 表上数据可做出液泛线 5在负荷性能图上，做出操作点 A，连接 OA，即做出操作线。由图可看出，该筛板的操作的上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得=4.873 =2.046maxSV3/msminSV3/ms故操作弹性为 =4.873/2.046=2.38maxmin/SSVV根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下图所示筛板塔设计计算结果筛板塔设计计算结果序号项目精馏段数值提馏段数值1平均温度 ,mt70.1585.1252平均压力 KPaPm,105.35112.13气相流量smVs/,33.3263.2614液相流量smLs/,30.00190.0046885塔板数 ， 块8146有效高度 Z,m227塔径 D,m1.81.88板截距 ,THm0.450.459溢流形式单溢流单溢流10降液管形式弓形弓形11堰长 ,Wlm1.3141.31412堰高 ， OWhm0.0710.064413板上液层高度 ， Whm0.080.0814降液管底隙高度 , Ohm0.0210.019815板上清液高度 ， lhm m808016边缘区宽度 ,CWm0.0850.08517开孔面积 ，aA2m1.7841.694北京化工大学毕业设计（论文）4918筛孔直径 ,Odm m5519筛孔数目 , 个9158915820孔中心距 ， tm m151521开孔率 ， %10.110.122空塔气速 ,/m s1.3081.28223筛孔气速 ,O/m s18.4619.0624稳定系数1.561.56125每层塔板压降 , PaPP525.86765.3026负荷上限液泛控制液泛控制27负荷下限漏液控制漏液控制28液沫夹带,Ve/kgkg液气0.04330.0273329液体在降液管中停留时间 , s60.8624.6530降液管内清液层高度 ，dhm0.00070.005031气相负荷上限线 3/ms5.134.87332气相负荷下限线 3/ms2.982.04633操作弹性1.722.38北京化工大学毕业设计（论文）50第第 9 章章 附属设备的计算、选型附属设备的计算、选型第第 9.19.1 节节 冷凝器的选型及计算冷凝器的选型及计算冷凝器选择列管式、逆流方式 （9.1）1212()()lnDDmDDttttttttt22447.8/(. .)KkJm h C=25 ，=351t2t则，(6525)(6535)34.76525ln6535mt （9.2）CmQKA t 得，628.63 10101.342447.8 34.79CmQAmK t所以：=1.5A=1.2 149.79=121.61A2m北京化工大学毕业设计（论文）51再沸器（选用卧式 U 型管换热器）蒸汽选择 120的水蒸气，22807.78/(. .)KkJm h C=120-=120-94.95=25.05mt1t2tWt629.55 10135.782807.78 25.05CmQAmK t第第 1010 章章 精馏装置的工艺流程图精馏装置的工艺流程图连续精馏的主要装置和流程如上图所示。连续板式精馏塔以上部分称为精馏段，进料板以下（包括进料板）部分称为提馏段。在操作的过程中所需的附属设备有塔顶的冷凝器、塔底的再沸器和原料的预热器。生产过程中原料液经预热器预热到泡点温度后进入到进料板，由塔釜的再沸器加热，轻组分逐板上升至塔顶，塔顶蒸汽通过塔顶冷凝器冷凝为液体，冷凝液的一部分回流流入塔内称回流液，回流液再次与加入的原料液汇合逐板下流，并与上升蒸汽密切接触，不断地进行传质和传热的过程。冷凝液的其余部分作为塔顶产品连续经过管道输送到产品罐中。塔底部的液体被再沸器加热，产生的蒸汽引入到到塔内，即气相回流，与下降的液体逆流接触。塔底产品由再沸器引出部分馏残液送预热器回收部分热能后排出到残液罐中，而再沸器中剩余的部分再经过再沸器被加热到泡点温度后重新回到精馏塔，塔里混合物不断重复前面所说的过程，进料口不断有新鲜原料的加入，最终完成甲醇和水的分离。进料板上升蒸汽中难挥发组分向液相传递，而回流液中易挥发组分向气相传递，两相间传质使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐增加，到达塔顶时，蒸汽将成为高纯度的易挥发组分。因此，塔的上半部分完成了上升蒸汽中易挥发组分的精制，因而称为精馏段。进料板以下（包括进料板） ，同样进行着下降液体中易挥发组分向气相传递，上升蒸汽中难挥发组分向液相传递的过程，两相间的传质使得塔底部获得高纯度的难挥发组分。因此，塔的下半部分完成了下降液体中难挥发组分的高浓北京化工大学毕业设计（论文）52度，因而称为提馏段。第第 1111 章章 板式塔精馏装置设计说明书板式塔精馏装置设计说明书一般来说板式塔的设计步骤大致如下 设计方案的确定； 塔板类型的选择； 板式塔的塔体工艺尺寸计算； 板式塔的塔板工艺尺寸计算； 流体力学验算； 塔板的负荷性能图； 板式塔的结构与附属设备北京化工大学毕业设计（论文）53结结 论论毕业设计是对毕业学生前面知识的检验，也是对自己能力的提高。我们需要有很强的基础知识将所学过的内容综合运用。设计要从理论、技术、经济、安全等方面因素及环保节能角度出发，通过选择查询资料、公式、搜索数据和正确选择参数，并进行正确的工程计算，保证尽量大的经济效益，避开不利因素。该设计的优点：