甲醇乙醇分离过程精馏塔设计.doc

课程设计说明书
（浮阀塔设计）

专 业：
班 级：
姓 名：
指导教师：

目录
一、设计方案与工艺流程图 4
二、基础数据 4
1、进料流量及组成 4
2、进料流量 5
三、物料横算 5
四、拟定操作条件 5
1拟定操作压力 5
2拟定操作温度 5
五、拟定q及最小回流比 6
六、理论板数与实际板数及适宜回流比 8
七、拟定冷凝器与再沸器的热负荷 9
冷凝器 9
再沸器 13
八、塔径的计算及板间距的拟定 14
1汽、液相流率 14
2将以上求得的流率换成体积流率 15
3塔径的计算 16
九、堰及降液管的设计 17
1取堰长 17
2取堰宽及降液管面积 17
3、停留时间 17
4、堰高 18
5、降液管底端与塔板之间的距离 18
6、塔板布置及浮阀数目与排列 18
十、塔板流体力学验算 20
精馏段 20
提馏段 22
十一.塔板的负荷性能图 23
精馏段 23
精馏段 25
十二、重要接管尺寸的选取 28
1、进料管 28
2、回流管 28
3、釜液出口管 29
4、塔顶蒸汽管 29
5、加热蒸汽管 29

化工原理课程设计任务书
姓名： 专业： 班级：
一、设计题目：浮阀塔的设计
二、设计任务：甲醇-乙醇分离过程精馏塔设计
三、设计条件：

解决量
项目

3.4万吨原料/年

进料组成
（质量分数）/%
甲醇
乙醇
36.3
63.7

分离规定
塔顶乙醇含量（摩尔分数）
塔底乙醇含量（摩尔分数）
年开工时间
7200h
完毕日期
2023年4月10日
进料状态
冷夜进料
四、设计的内容和规定：
序号
设计内容
规定
1
工艺计算
物料衡算，热量衡算，回流比，理论塔板数等
2
结构设计
塔高，塔经，溢流装置及塔板布置，接口管的尺寸等
3
流体力学验算
塔板负荷性能图
4
冷凝器的传热面积和冷却介质的用量计算

5
再沸器的传热面积和加热介质的用量计算

6
计算机辅助计算
将数据输入计算机，绘制负荷性能图
7
编写设计说明书
目录，设计任务书，设计计算及结果，流程图，参考资料等

一、设计方案与工艺流程图
1、设计方案
本次课程设计的任务是设计乙醇精馏塔，塔型为浮阀塔，进料为两组分进料（甲醇、乙醇）。由于甲醇为轻组分乙醇为重组分，甲醇由塔顶蒸出，而乙醇则存在于塔底产品中。因此，可用一个塔进行精馏分离。
由于要分离的混合物各组分在常压下是液相，无法分离，因此必须在常压下进行蒸馏分离。同时在塔顶设立冷凝器，在塔底设立再沸器，由于塔顶不需汽相出料，故采用全凝器。
2、工艺流程图

原料
再沸器
再沸器
捕集器
冷凝器
采出
接受收
冷凝器
捕集器

二、基础数据
1、进料流量及组成
（1）将进料组成由质量分数转化为摩尔分数

2、进料流量平均分子质量:
、

物料组成 W=34000000/(46.07×300×24)=102.5kmol/h.
(1)原料热力学状态
进料温度：20℃
(2)冷却介质及温度，加热介质及温度
冷却介质为水，加热介质为水蒸气
三、物料横算

其中： xW=0.03
则qnF=196.07kmol/h.
四、拟定操作条件
1拟定操作压力：P

28Kpa
2拟定操作温度：

由t-X-Y图知：塔顶温度为65.6摄氏度，塔底温度为77.8摄氏度如上图所示：
五、拟定q及最小回流比
已知进料温度为20℃，由t-x-y得泡点温度70.6℃，则查得45.3℃（取进料温度和泡点温度的平均值）情况下相应甲醇乙醇的比热容分别为：

查得此时的甲醇乙醇的汽化潜热分别为

则

所以q线方程为

如图所示的操作线的图：
由q线方程与操作线方程可知其交点为

六、理论板数与实际板数及适宜回流比
由吉利兰求理论板数，先求出最小理论板数，再根据吉利兰关系式求理论板数N。
=
=9.4
不同的R值相应的N值如下：
R
3
3.25
3.5
3.75
4
4.25
4.5

0.155
0.205
0.249
0.288
0.324
0.356
0.385

0.472
0.438
0.410
0.385
0.363
0.343
0.325
N
19.59
18.285
17.322
16.537
15.9
15.352
14.89
其中：Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X
式中：X= Y=
根据N-R关系可得R=3.25（1.37倍的）可为适宜回流比。
理论板数（不涉及再沸器）
设得
七、拟定冷凝器与再沸器的热负荷

上式中的、分别为塔顶、塔底混合物的汽化潜热，为塔底混合物流率。由陈氏公式求取，方法相同，可得如下数据：
塔顶
塔底
项目
甲醇
乙醇
项目
甲醇
乙醇

0.66
0.656

0.661
0.656

0.0129
0.016

0.0148
0.0188
r（kJ/kmol）
44111.3
41585
r（kJ/kmol）
33560.167
30676.674

所以=（3.25+1）93.57（44111.30.91+415850.09）
=1.75kJ/h
同理可得：=423.162（33560.160.03+30676.6740.97）
=1.302 kJ/h
冷凝器
1、估算传热面积：初选换热器型号
(1)甲醇的定性温度=℃

查得甲醇在定性温度下的物性数据：,，
根据设计经验，选择冷却水的温升为8℃水的定性温度=
查得水在定性温度下的物性数据：，,，
(2)热负荷的计算
93.5788.311.2=25.7kw=25700w
冷却水耗量
· ==
（3）拟定流体的流径
该设计任务的热流体为甲醇，冷流体为水，为使甲醇通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令甲醇走壳程，水走管程。
（4）计算平均温度差
暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差
甲醇 65.6 54.4
水 43 35
22.6 19.4

计算R和P，R=
P==
由RP值查图得选用单壳程可行，
（5）选K值，估算传热面积
取K=450 S=
（6）初选换热器型号
由于两流体温差<50，可选用固定管板式换热器。由固定管板式换热器的系列标准，初选换热器的型号。重要参数如下：外壳直径159m公称压力1.6MPa，公称面积2.7管子Ф252.5mm，管子数11，管长3000mm，管中心距32mm，管程数 1，管子排列方式 正三角形，管程流通面积 0.0035实际换热面积=n（L-0.1）=11=2.5采用此换热面积的换热器，规定过程的总传热系数为
· ==
核算压降
（1）管程压降=1.4,=1,=1
===0.22m/s
===6520(湍流)
对于碳钢管，取管壁粗糙度ℰ=0.1mm ==0.005
由λ-关系图得λ=0.0425=153.1Pa =72.048Pa

（2）壳程压降
=1.15，=1
管子为正三角形排列F=0.5
=1.1=1.1=3.6
取折流挡板间距z=0.015m

壳程流通面积
壳程流速
=

所以

计算结果表白，管程和壳程的压降均能满足设计条件。
1、 核算总传热系数
（1）、管程对流传热系数ai
=4.42

ai=0.023ϕ
(2)壳程对流传热系数

其中：
壳程中甲醇被冷却，故取
（3）污垢热阻
管内外侧污垢热阻分别取

(4)总传热系数K
管壁热阻可忽略时，总传热系数K
K=

故所选择的换热器是合适的，安全系数为
故选用固定管板式此型号换热器

再沸器
1、估算传热面积：初选换热器型号
(1)乙醇的定性温度=℃
查得甲醇在定性温度下的物性数据：，,，
根据设计经验，选择水的温降为10℃水的定性温度=
查得水在定性温度下的物性数据：，,，
(2)热负荷的计算
10250074.49(86.2-77.8)=17800w
冷却水耗量==
（3）拟定流体的流径
该设计任务的热流体为水，冷流体为乙醇，为提高加热效果，令水走壳乙醇走管程。
（4）计算平均温度差
暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差
水 110 100
乙醇 77.8 86.2
22.2 23.8

计算R和P，R=
P==
由RP值查图得选用单壳程可行，
（5）选K值，估算传热面积
取K=450 S=
（6）初选换热器型号
由于两流体温差<50，可选用固定管板式换热器。由固定管板式换热器的系列标准，初选换热器的型号。重要参数如下：外壳直径159mm，公称压力1.6MPa，公称面积1.7管子尺寸252.5mm，管子数11，管长2023mm，管中心距32mm，管程数 1，管子排列方式 正三角形，管程流通面积 0.016实际换热面积=n（L-0.1）=11=2.5采用此换热面积的换热器，规定过程的总传热系数为==
此换热器满足规定，选择此型号换热器。
八、塔径的计算及板间距的拟定
在精馏塔设计中，对精馏段和提留段分别进行设计。精馏段根据塔顶第一块板的条件进行设计，提馏段根据塔底条件进行设计。
1汽、液相流率
（1）、精馏段：

（2）提馏段：

2将以上求得的流率换成体积流率
由 此时Z=1，可得甲醇乙醇的平均密度即
=1.1930.91+1.7150.009=1.24kg/
同理可得 kg/
同样的方法可以求的提馏段的、即

（1）体积流量：精馏段

则V==397.673
L==304.103
同理可得提馏段的体积流量： =32.069
3塔径的计算
用史密斯泛点关联法计算塔径。
（1）精馏段
①最大气速 C
先拟定C，设=0.4m =0.05m
根据=0.031 -=0.35m查得=0.084
查表得在塔顶温度下的甲醇乙醇的表面张力为=17.7dyn/cm =18.2dyn/cm 所以σ=17.745 dyn/cm =0.084
C= 代入可得
C=0.082=2.016m/s
②设计气速
=0.75=1.512 m/s
③塔径
==
（2）提馏段
①最大气速 C
先拟定C，设=0.4m =0.05m
根据=0.085 -=0.35m查得=0.075
查表得在塔底温度下的甲醇乙醇的表面张力为=16.8dyn/cm =17.2dyn/cm 所以σ=17.118 dyn/cm =0.075
C= 代入可得
C=0.082=1.79m/s
②设计气速 =0.75=1.346 m/s
③塔径 == 圆整取D=1.6m
4、塔截面积
0.785=2.0096
九、堰及降液管的设计
1取堰长 =0.6D=0.61.6=0.96m
2取堰宽及降液管面积
/D=0.96/1.6=0.6查图得可得
3、停留时间：
精馏段时间；
提馏段时间：
4、堰高
（1）精馏段
降液管堰高
=2.84E=2.84
取=0.05m -=0.05-0.017=0.033m
（2）提馏段
降液管堰高
=2.84E=2.84
取=0.05m -=0.05-0.029=0.021m
5、降液管底端与塔板之间的距离
精馏段：

提馏段：

6、塔板布置及浮阀数目与排列
精馏段：
取阀孔动能因数，则孔速

求每层塔板的上的浮阀数即
N== =277
取边沿区宽度：0.06m 泡沫区宽度：0.10m
计算塔板上的鼓泡区的面积，即：
R=
X=
带入得

浮阀排列方式采用等边三角形叉排，取t=75mm，t＇=65mm。
由图查得N=280，
则，重新核算孔速及阀孔动能因数

则8.897=8.897=9.907
阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。
塔板开孔率==1.512/8.897=16.99%
提馏段：
取阀孔动能因数，则孔速==6.92m/s求每层塔板的上的浮阀数即 N=
取边沿区宽度：0.06m 泡沫区宽度：0.10m
计算塔板上的鼓泡区的面积，即：

R=
X=
带入得
浮阀排列方式采用等边三角形叉排，取t=72mm，t＇=63mm。
有图查得N=314，

则，重新核算孔速及阀孔动能因数：
8.897=8.897=9.899
阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。塔板开孔率==1.346/6.851=19.64%

十、塔板流体力学验算
精馏段：
（1）气相通过浮阀塔板的压强降
=
① 干板阻力： =9.335
因，故干板阻力为:=19.9=0.039m
② 板上充气液层阻力： 取=0.5则==0.5
③ 液体表面张力所导致的阻力可忽略不计,
则==0.025+0.039=0.064m
=0.064
（2）液泛
为了防止液泛现象的发生，规定控制降液管中清液层高度 则气体通过塔板的压强降相称的液柱高度=0.064m 液体通过降液管的压头损失
=0.153
板上液层高度

取，则0.5（0.4+0.033）=0.2165m
可见，符合防止液泛的规定。
(3)雾沫夹带
计算泛点率，即泛点率=及泛点率=
板上液体流径长度
板上液流面积
取物性系数K=1.0，查表得得
泛点率=
泛点率=-
对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过82.计算得出的泛点率都在80以下，故可知雾沫夹带量可以满足规定。
提馏段
（1）气相通过浮阀塔板的压强降
① 干板阻力=7.017
因，故干板阻力为:=19.9=0.037m
② 板上充气液层阻力 取=0.5则==0.5
③液体表面张力所导致的阻力可忽略不计,则==0.025+0.037=0.062m
=0.062
（2）液泛
为了防止液泛现象的发生，规定控制降液管中清液层高度
则
① 气体通过塔板的压强降相称的液柱高度=0.062m
② 液体通过降液管的压头损失
=0.153
③ 板上液层高度

取，则0.5（0.4+0.021）=0.2105m
可见，符合防止液泛的规定。
(2)雾沫夹带
计算泛点率，泛点率= 及 泛点率=
板上液体流径长度
板上液流面积
取物性系数K=1.0，查表得得
泛点率=
泛点率=-
对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过82.计算得出的泛点率都在80以下，故可知雾沫夹带量可以满足规定。
十一.塔板的负荷性能图
精馏段：
（1）雾沫夹带线
由于泛点率=，对于一定的塔板结构，其中的相应的=0.1的泛点率可以拟定，将各式代入上式，使得，可以在途中作出负荷性能图的雾沫夹带线。
按泛点率=80%计算如下：
=80% 整理得：
按上式在一定范围内取值，可得相应的雾沫夹带线
Ls
0.00081
0.00872
Vs
3.54
3.213
（2）液泛线
=5.34+0.153+（1+）
由于物系一定，塔板结构一定，则均为定值。而与 =代入整理可得液泛线： 41.-257.
在操作范围内取若干的值，可得相应的如下表：

0.001
0.005
0.009

6.25
5.31
3.3
（3）液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中的停留时间不低于3~5s。液体停留在降液管的时间：t==3-5s 求出上限液体流量Ls值，在图上，液相负荷负荷上限与气体流量Vs无关的竖直直线。以t=5s为在降液管中的停留时间的下限，则
==
（4）漏液线
对于F1型重阀，根据 ，=N式中的、均为已知数，故可以知道气相负荷的下限值，据此可以做出与液体流量无关的水平漏液线。以=5作为规定的气体最小负荷的标准，则
N=280=1.5
（5）液相负荷下限线
取堰上液层高度m作为液相下限条件，依据的计算式计算出的下限值，并以此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。
取E=1，则=
综上所述作出提馏段塔板负荷性能图：

符合操作规定，可以稳定生产。
精馏段：
（1）雾沫夹带线
由于泛点率=，对于一定的塔板结构，其中的相应的=0.1的泛点率可以拟定，将各式代入上式，使得，可以在途中作出负荷性能图的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：
=80% 整理得：
按上式在一定范围内取值，可得相应的雾沫夹带线
Ls
0.000819
0.00872
Vs
3
2.76
（2）液泛线
=5.34+0.153+（1+）
由于物系一定，塔板结构一定，则均为定值。而与= 代入整理可得液泛线：
33.16-34171.92-191.
在操作范围内取若干的值，可得相应的如下表
Ls
0.001
0.005
0.009
0.013
Vs
5.59
5.17
4.71
4.1
（3）液相负荷上限
液体的最大流量应保证在降液管中的停留时间不低于3~5s。液体停留在降液管的时间：t==3-5s 求出上限液体流量Ls值，在图上，液相负荷负荷上限与气体流量Vs无关的竖直直线。以t=5s为在降液管中的停留时间的下限，则 ==
（4）漏液线
对于F1型重阀，根据 ， =N 式中的、均为已知数，故可以知道气相负荷的下限值，据此可以做出与液体流量无关的水平漏液线。以=5作为规定的气体最小负荷的标准，则
N=314=1.3
（5）液相负荷下限线
取堰上液层高度m作为液相下限条件，依据的计算式计算出的下限值，并以此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。
取E=1，则=
综上所述作出提馏段塔板负荷性能图：

则设计符合规定，可以稳定操作。
浮阀塔板工艺设计计算结果
项目
精馏段数值说明
提馏段数值说明
备注
塔径D/m
1.6
1.6

板间距HT/m
0.4
0.4

塔板形式
单板溢流
单板溢流
分块式塔板
空塔气速u/(m/s)
1.52
1.346

堰长Lw/m
0.96
0.96

堰高hw/m
0.033
0.021

板上液层高度hL/m
0.05
0.05

降液管底隙高度ho/m
0.013
0.03

浮阀数N
280
314

阀孔气速uo/(m/s)
8.897
6.851

阀孔动能因数Fo
9.907
9.899

孔心距t/m
0.076
0.071

排间距
0.066
0.061

单板压降Pa
471
455

液体在管内停留时间t/s
11.63
5

降液管内清夜层高度
0.128
0.1266

泛点率/%
60.5
75.3
雾沫夹带控制
气相负荷上限(m3/s)
0.00872
0.00872
漏液控制
气相负荷下限(m3/s)
0.00081
0.000819

十二、重要接管尺寸的选取
1、进料管
已知进液料的流率为196.07kmol/h，平均相对分子质量为39.7565kg/kmol，密度为789.9kg/所以取管内流速则进料管的直径

2、回流管
回流的的体积流率：取管内流速，则回流塔直径：
=
3、釜液出口管
体积流率取管内流速为=0.5m/s则釜液出口管的直径

4、塔顶蒸汽管
取管内蒸汽的流速u=20m/s则塔顶的蒸汽管的直径为
d=
5、加热蒸汽管
取管内蒸汽流速u=18m/s则加热蒸汽管的直径为：
d=