化工原理课程设计说明书 设计题目：甲醇一水连续填料精馏塔 设计者： 专业： 学号： 指导老师： 年月 日
化工原理课程设计说明书 设计题目： 甲醇—水连续填料精馏塔 设计者： 与业： 学号： 指导老师： 年 月 日
目 录 一、设计任务书. 1 二、设计的方案介绍.1 三、工艺流程图及其简单说明.2 四、操作条件及精熘塔工艺计算. 4 五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 . 14 六、精馏塔塔体工艺尺寸计算. 19 七、附属设备及主要附件的选型计算. 23 八、参考文献. 26 九、甲醇-水精熘塔设计条件图 一、设计任务书
目 录 一、 设计任务书 . . 1 二、设计的斱案介绍 . . 1 三、工艺流程图及其简单说明 . . 2 四、操作条件及精熘塔工艺计算 . . 4 五、精熘塔工艺条件及有关物性的计算 . . 14 六、精馏塔塔体工艺尺寸计算 . . 19 七、附属设备及主要附件的逅型计算. . 23 八、参考文献 . . 26 九、甲醇－水精熘塔设计条件图 一、设计任务书
甲醇散堆填料精馏塔设计 1、处理量：12000吨/年（年生产时间以7200小时计算） 2、原料液状态：常温常压 3、进料浓度： 41.3%(甲醇的质量分数) 塔顶出料浓度：98.5%（甲醇的质量分数） 塔釜出料浓度：0.05%（甲醇的质量分数） 4、填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料 5、厂址位于厦门地区 二、设计的方案介绍 1、进料的热状况 精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和 蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作 稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏 段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便 2、精熘塔的操作压力 在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥发度减小，将使汽相和液相的 组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥发度增大，α 值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备 的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两 个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以 在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏
甲醇散堆填料精馏塔设计： 1、处理量：12000 吨/年(年生产时间以 7200 小时计算) 2、原料液状态：常温常压 3、进料浓度： 41.3%(甲醇的质量分数) 塔顶出料浓度： 98.5%(甲醇的质量分数) 塔釜出料浓度： 0.05%(甲醇的质量分数) 4、填料类型：DN25 金属环矩鞍散堆填料 5、厂址位于厦门地区 二、设计的斱案介绍 1、进料的热状况 精馏操作中的进料斱式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和 蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样丌仅对塔的操作 稳定较为斱便，丌叐厦门季节温度影响，而丏基于恒摩尔流假设，精馏段不提馏 段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较斱便。 2、精熘塔的操作压力 在精馏操作中，当压力增大，混合液的相对挥収度减小，将使汽相和液相的 组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小，混合液的相对挥収度增大，α 值偏离 1 的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备 的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两 个斱面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以 在一定条件下进行小幅度的减压戒者增压来改发混合液的相对挥収度，实现精馏
分离。对于甲醇一水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大 容易分离。因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作 压力控制在101.325kpa下。 由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当 中，将全塔近似看做是在恒压下操作。 3、精馏塔加热与冷却介质的确定 在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改 变蒸汽压力准确控制加热温度。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并 且不容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以133.3℃总压是300kp阳的 饱和水蒸汽作为加热介质。 冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中要因地制宜充分考虑。 厦门市地处亚热带，夏天室外平均气温28℃。因此，计算选用28℃的冷却水， 选择升温10℃，即冷却水的出口温度为38℃。 4、回流比的确定 塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精 馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的 回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值 范围为：R=(1.1~2.0)Rmm 根据经验，考虑操作费用和设备费用两方面因素，因此选用R=2R。 5、填料的选择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与
分离。对于甲醇—水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥収度的差异很大， 容易分离。因此在考虑多斱面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作 压力控制在 101.325kpa 下。 由于本设计精馏塔丌是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当 中，将全塔近似看做是在恒压下操作。 3、精馏塔加热不冷却介质的确定 在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改 发蒸汽压力准确控制加热温度。水蒸气容易获叏，环保清洁丌产生环境污染，幵 丏丌容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以 133.3℃ 总压是 300 kpa 的 饱和水蒸汽作为加热介质。 冷却介质一般有水和空气。在逅择冷却介质的过程中，要因地制宜充分考虑。 厦门市地处亚热带，夏天室外平均气温 28℃。因此，计算逅用 28℃ 的冷却水， 逅择升温 10℃，即冷却水的出口温度为 38℃。 4、回流比的确定 塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，幵丏回流比是影响精 馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的 回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值 范围为： min R (1.1~ 2.0)R 根据经验，考虑操作费用和设备费用两斱面因素，因此逅用 R 2Rmin 。 5、填料的逅择 填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质不传热的表面，不
塔内件一起决定了填料塔的性质。填料按装填方式可分为散装填料和规整填料。 本设计选用散装填料一一散装金属环距鞍填料。 环距鞍填料将环形填料和鞍形填料两者的优点集于一体其综合性能优于鲍 尔环和阶梯环，又由于本设计的物系为甲醇-水不易腐蚀，故选用金属环距鞍填 料Dx=25mm. 三、工艺流程图及其简单说明 1、工艺流程图（附图一） 2、工艺流程简介 来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔 顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新 引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲 醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样 在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下 水道。 加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体 水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝 器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。 在流程设计伤，釜出液为100℃左右的高温水，热值高，将其送回热水循环 管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于 节能考虑。在流量控制上采用自动控制，有利于节约劳动力，并使过程控制精确 并可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常维护 因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修
塔内件一起决定了填料塔的性质。填料按装填斱式可分为散装填料和规整填料。 本设计逅用散装填料――散装金属环距鞍填料。 环距鞍填料将环形填料和鞍形填料两者的优点集于一体，其综合性能优于鲍 尔环和阶梯环，又由于本设计的物系为甲醇－水丌易腐蚀，故逅用金属环距鞍填 料 DN=25mm。 三、工艺流程图及其简单说明 1、工艺流程图(附图一) 2、工艺流程简介 来自贮槽的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔 顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品叏出，另一部分重新 引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的甲醇产品再经过一个冷却器冷却后进入甲 醇贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样 在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下 水道。 加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体 水戒者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝 器、甲醇产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。 在流程设计伤，釜出液为 100℃左右的高温水，热值高，将其送回热水循环 管路用于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于 节能考虑。在流量控制上采用自劢控制，有利于节约劳劢力，幵使过程控制精确， 幵可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修斱面充分考虑到泵的日常维护， 因此运用双泵设计便于实际生产中的丌停车检修
3、精馏塔塔顶的冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，并且也容易被水冷凝， 塔顶出来的汽相温度不高，故本设计选用全凝器。 4、塔顶的回流方式 对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精熘塔略高的地方，液 体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置 防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的 位置，并且设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。 5、精熘塔塔釜的加热方式 加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液 部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再 进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热 装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸汽加热。 四、操作条件及精熘塔工艺计算： 本设计任务是分离甲醇水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精 熘流程。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熘塔内。 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷
3、精馏塔塔顶的冷凝斱式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水丌反应，幵丏也容易被水冷凝， 塔顶出来的汽相温度丌高，故本设计逅用全凝器。 4、塔顶的回流斱式 对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精熘塔略高的地斱，液 体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，戒加入液封装置 防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的 位置，幵丏设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。 5、精熘塔塔釜的加热斱式 加热斱式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液 部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽不回流下来的冷液再 进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热 装置的缺点。综合考虑以上两斱面因素，本设计逅用间接蒸汽加热。 四、操作条件及精熘塔工艺计算： 本设计任务是分离甲醇水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精 熘流程。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熘塔内。 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷
却后送至储罐。回流比设定为最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底 产品经冷却后送至储罐。 （一物料衡算 1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：MA=32kg/kmol 水的摩尔质量：MB=18kg/kmo x'=41.3%,X0'=98.5%,Xw'=0.05%(均为质量比) XF =(XF'/MA)/[XF'/MA (1-xF')/MB] =(41.3/32)1(41.3/32+58.7118) =28.35% XD =(XD'/MA)/XD'/MA (1-xD)/MB =(98.5/32)1(98.5/32+1.5/18) =97.36% xw =(xw'/MA)/[xw'/MA (1-xw)/MB =(0.05/32)1(0.05/32+99.95/18) =0.028% 2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 M=28.35%×32+71.65%×18=21.969kg/kmol MD=97.36%×32+2.64%×18=31.63kg/kmol Mw=0.028%×32+99.972%×18=18.891kg/kmol 3、物料衡算
却后送至储罐。回流比设定为最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底 产品经冷却后送至储罐。 (一)物料衡算 1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：MA＝32 kg/kmol 水的摩尔质量： MB＝18 kg/kmol xF’＝41.3% ， xD’＝98.5% ， xw’＝0.05% (均为质量比) xF ＝(xF’ / MA ) / [ xF’/MA ＋ (1－xF’)/ MB ] ＝(41.3/ 32) / (41.3/ 32 ＋58.7/ 18 ) ＝28.35% xD ＝(xD’ / MA ) / [ xD’ /MA ＋ (1－xD’) / MB ] ＝(98 .5/ 32) / ( 98.5 / 32 ＋ 1.5 / 18 ) ＝97.36% xW ＝(xW’ / MA ) / [ xW’ / MA ＋ (1－xW’) / MB ] ＝(0.05 / 32) / ( 0.05 / 32 ＋ 99.95 / 18 ) ＝0.028% 2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 MF＝28.35% ×32 ＋71.65% ×18＝21.969kg/kmol MD＝97.36%×32＋2.64%×18＝31.63 kg/kmol MW＝0.028%×32 ＋99.972%×18＝18.891 kg/kmol 3、物料衡算
原料处理量：F=12000ty=（12×10/7200)21.969=75.86 kmol/h 总物料衡算：75.86=D+W 甲醇物料衡算：75.86×28.35%=D×97.36%+W×0.028% 得D=22.074kmol/h W=53.786kmol/h 表一 塔顶、塔底、进料液的物料数据 塔顶 x知'=98.5% X知=97.36% Me= F=75.86kmol/h 21.969kg/kmol 进料 M=31.63 D=22.074 X'=41.3% X=28.35% 举 kg/kmol kmol/h 塔底 xw=0.05% Xw=0.028% Mw= w- 18.891kg/kmol 53.786kmol/h (二)理论塔板数的确定 甲醇-水属于理想物系，可采用以下三种方法求解理论塔板数： 1、拟合相平衡曲线后逐板计算法 在101.3kp阳的总压下，甲醇和水的混合物系的x~y图是建立在汽液平衡 数据下，表示的是不同温度下互成平衡的汽液两相组成y与×的关系。对于理想 物系，汽相组成y恒大于液相组成x,因此相平衡线位于y=x对角线上方。平 衡线偏离对角线越远，表示该溶液越容易分离。如果已知甲醇和水的混合物系的 汽液平衡关系，即汽液平衡数据，则离开理论板的互成平衡、温度相等的汽液两 相组成y与Xm之间的关系就可以确定。若知道由该板下降的液体组成x及由它
原料处理量：F＝12000 t/y＝（12×106 / 7200）/21.969＝75.86kmol/h 总物料衡算：75.86 ＝D ＋ W 甲醇物料衡算：75.86×28.35% ＝ D×97.36% ＋ W×0.028% 得 D＝22.074kmol/h W＝53.786kmol/h 表一 塔顶、塔底、进料液的物料数据 塔顶 xD’＝98.5% xD＝97.36% MF＝ 21.969kg/kmol F＝75.86kmol/h 进料 液 xF’＝41.3 % xF＝28.35% MD＝31.63 kg/kmol D＝22.074 kmol/h 塔底 xW’＝0.05% xW＝0.028% MW＝ 18.891kg/kmol W＝ 53.786kmol/h (二)理论塔板数的确定 甲醇－水属于理想物系，可采用以下三种斱法求解理论塔板数： 1、拟合相平衡曲线后逐板计算法 在 101.3kpa 的总压下，甲醇和水的混合物系的 x－y 图是建立在汽液平衡 数据下，表示的是丌同温度下互成平衡的汽液两相组成 y 不 x 的关系。对于理想 物系，汽相组成 y 恒大于液相组成 x，因此相平衡线位于 y＝x 对角线上斱。平 衡线偏离对角线越远，表示该溶液越容易分离。如果已知甲醇和水的混合物系的 汽液平衡关系，即汽液平衡数据，则离开理论板的互成平衡、温度相等的汽液两 相组成 yn 不 xn 之间的关系就可以确定。若知道由该板下降的液体组成 xn 及由它
的下一层塔板上升的汽相组成y1之间的关系，从而塔内各板的汽液相组成可逐 板予以确定，从而便可以求得在指定分离条件下的理论板层数。 (1)由手册查出甲醇-水汽液相平衡数据，拟合出相平衡方程及作出x~y图， 表二甲醇-水汽液相平衡数据叫 汽相中甲 温度 液相中甲醇汽相中甲醇 温度 液相中甲醇 醇的摩尔 的摩尔分数的摩尔分数 C 的摩尔分数 分数 100 0 0 78.14 0.2942 0.6658 99.41 0.0017 0.0125 76.52 0.3524 0.7044 99.25 0.0035 0.0250 75.34 0.4021 0.7341 97.80 0.0123 0.0889 74.22 0.4543 0.7595 97.35 0.0141 0.0975 7321 0.5022 0.7853 96.92 0.0198 0.1214 71.95 0.5628 0.8123 95.82 0.0258 0.1589 70.90 0.6243 0.8350 95.06 0.0330 0.1882 69.15 0.7173 0.8773 94.13 00357 02145 68.07 0.7898 0.9098 92.24 0.0525 0.2746 67.57 0.8231 0.9225 90.00 0.0740 0.3560 67.17 0.8426 0.9300 88.57 0.0872 0.3950 66.90 0.8574 0.9385 86.93 0.1079 0.4400 66.89 0.8720 0.9422 85.37 0.1289 0.4776 65.98 0.9185 0.9638 83.38 0.1635 0.5370 65.73 0.9295 0.9682 81.95 0.1912 0.5724 65.71 0.9380 0.9712 80.25 0.2327 0.6162 64.68 09885 0.9947 79.06 0.2684 0.6483 64.65 1
的下一层塔板上升的汽相组成 yn+1 之间的关系，从而塔内各板的汽液相组成可逐 板予以确定，从而便可以求得在指定分离条件下的理论板层数。 (1) 由手册查出甲醇－水汽液相平衡数据，拟合出相平衡斱程及作出 x－y 图， 表二 甲醇－水汽液相平衡数据[1] 温度 t/°C 液相中甲醇 的摩尔分数 汽相中甲醇 的摩尔分数 温度 t/°C 液相中甲醇 的摩尔分数 汽相中甲 醇的摩尔 分数 100 0 0 78.14 0.2942 0.6658 99.41 0.0017 0.0125 76.52 0.3524 0.7044 99.25 0.0035 0.0250 75.34 0.4021 0.7341 97.80 0.0123 0.0889 74.22 0.4543 0.7595 97.35 0.0141 0.0975 73.21 0.5022 0.7853 96.92 0.0198 0.1214 71.95 0.5628 0.8123 95.82 0.0258 0.1589 70.90 0.6243 0.8350 95.06 0.0330 0.1882 69.15 0.7173 0.8773 94.13 0.0357 0.2145 68.07 0.7898 0.9098 92.24 0.0525 0.2746 67.57 0.8231 0.9225 90.00 0.0740 0.3560 67.17 0.8426 0.9300 88.57 0.0872 0.3950 66.90 0.8574 0.9385 86.93 0.1079 0.4400 66.89 0.8720 0.9422 85.37 0.1289 0.4776 65.98 0.9185 0.9638 83.38 0.1635 0.5370 65.73 0.9295 0.9682 81.95 0.1912 0.5724 65.71 0.9380 0.9712 80.25 0.2327 0.6162 64.68 0.9885 0.9947 79.06 0.2684 0.6483 64.65 1 1
甲醇一水X-Y图 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 0 0.2 0.4x0.6 0.8 在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后，可得出汽相组成y和液相组成 x的函数关系式： Y=0.00187+7.03393X-40.64685X2+157.6139X3-388035736X4+ 598.11499X3-554.46395X6+282.15362X7-60.45038X8 (2)求最小回流比及操作回流比 由于本设计采用的是泡点进料，q=1,X=X年=0.2835根据拟合得到的y -x方程，可得到ya=0.658最小回流比Rmin=(xo-ya)/yg-xg)可得到 Rmin=0.843 所以回流比R=2Rmin=2×0.843=1.686 (3)求精熘塔的汽、液相负荷 L=RD=1.686×22.074=37.217kmol/h V=(R+1)D=2.686×22.074=59.291kmol/h L=L+F=37.217+75.86=113077 kmol/h V'=V=59.291kmol/h
甲醇－水X-Y图 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 0 0.2 0.4 x 0.6 0.8 1 y 在对甲醇和水二元物系汽液平衡数据做拟合之后，可得出汽相组成 y 和液相组成 x 的函数关系式： Y ＝ 0.00187＋7.03393X －40.64685X 2 ＋157.6139X 3 －388035736X 4 ＋ 598.11499X 5 －554.46395X 6 ＋282.15362X7－60.45038X8 (2) 求最小回流比及操作回流比 由于本设计采用的是泡点进料，q＝1， xq＝xF＝0.2835 根据拟合得到的 y －x 斱程，可得到 yq＝0.658 最小回流比 Rmin＝(xD－yq) / (yq – xq) 可得到 Rmin＝0.843 所以回流比 R＝2Rmin＝2×0.843＝1.686 (3)求精熘塔的汽、液相负荷 L＝RD＝1.686×22.074＝37.217kmol/h V＝(R＋1) D＝2.686×22.074＝59.291kmol/h L’＝L＋F＝37.217＋75.86＝113.077kmol/h V’＝V＝59.291kmol/h