设计题目名称：甲醇---水溶液连续筛板精馏塔设计设计条件：1．处理量：50000t/年；2．料液组成（质量分数）：40%；3．塔顶产品组成（质量分数）：93.0%；4．塔顶易挥发组成回收率：99.5%；5．年工作生产时间：330天；6．全塔总效率：60%。
设计内容：１．设计方案的确定：（1）常压精馏；（2）进料状态：泡点进料；（3）加热方式：塔底间接加热，塔顶全凝；（4）热能的利用。
２．工艺计算：（1）物料衡算；（2）热量衡算；（3）回流比的确定；（4）理论塔板数的确定。
３．塔板及其塔的主要尺寸的设计：（1）塔板间距的确定；（2）塔径的确定；（3）塔板的布置及其板上流流程的确定。
４．流体力学的计算及其有关水力性质的校核。
５．板式精馏塔辅助设备的选型。
６．绘制带控制的点工艺流程图及精馏塔设备的条件图。
编写设计说明书厂址：长沙地区设计任务完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统带控制点的工艺流程图及其精馏塔设备的工艺条件图，编写设计说明书。
设计时间安排2006.5.29----2006.6.16附：汽液平衡数据符号说明：英文字母Aa---- 塔板的开孔区面积，m 2 Af---- 降液管的截面积, m 2 Ao---- 筛孔区面积, m 2 A T ----塔的截面积 m 2 △P P ----气体通过每层筛板的压降 C----负荷因子 无因次t----筛孔的中心距C 20----表面张力为20mN/m 的负荷因子 do----筛孔直径 u ’o ----液体通过降液管底隙的速度 D----塔径 mWc----边缘无效区宽度 e v ----液沫夹带量 kg 液/kg 气 Wd----弓形降液管的宽度 E T ----总板效率 Ws----破沫区宽度 R----回流比Rmin----最小回流比M----平均摩尔质量 kg/kmol t m ----平均温度 ℃g----重力加速度 9.81m/s 2Z----板式塔的有效高度 Fo----筛孔气相动能因子 kg 1/2/(s.m 1/2) hl----进口堰与降液管间的水平距离 m θ----液体在降液管内停留时间 h c ----与干板压降相当的液柱高度 mυ----粘度 hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度 mρ----密度 hf----塔板上鼓层高度 m σ----表面张力 h L ----板上清液层高度 mΨ----液体密度校正系数 h 1----与板上液层阻力相当的液注高度 m 下标ho----降液管的义底隙高度 m max----最大的 h ow ----堰上液层高度 m min----最小的 h W ----出口堰高度 m L----液相的 h ’W ----进口堰高度 mV----气相的 h σ----与克服表面张力的压降相当的液注高度 mH----板式塔高度 m H B ----塔底空间高度 mHd----降液管内清液层高度 m H D ----塔顶空间高度 m H F ----进料板处塔板间距 m H P ----人孔处塔板间距 m H T ----塔板间距 m H 1----封头高度 m H 2----裙座高度 m K----稳定系数 l W ----堰长 mLh----液体体积流量 m 3/h Ls----液体体积流量 m 3/s n----筛孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa△Pp---气体通过每层筛的压降 KPa T----理论板层数 u----空塔气速 m/s u 0,min ----漏夜点气速 m/s u o ’ ----液体通过降液管底隙的速度 m/s V h ----气体体积流量 m 3/h V s ----气体体积流量 m 3/s W c ----边缘无效区宽度 m W d ----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 mZ ---- 板式塔的有效高度 m希腊字母δ----筛板的厚度 mθ----液体在降液管内停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m 3 σ----表面张力N/m φ----开孔率 无因次 α----质量分率 无因次 下标Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的目录一、概述 (4)1．精馏操作对塔设备的要求 (4)2．板式塔类型 (4)3．精馏塔的设计步骤 (5)二、精馏塔的物料衡算 (5)三、塔板数的确定 (6)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 (6)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (9)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (11)七、筛板的流体力学验算 (14)八、塔板负荷性能图 (17)九、筛板塔设计计算结果 (20)十、辅助设备的计算及选型 (21)⒈原料贮罐 (21)2．产品贮罐 (22)３．原料预热器 (22)4．塔顶全凝器 (23)5．塔底再沸器 (23)6．产品冷凝器 (24)7．精馏塔 (24)8．管径的设计 (25)9．泵的计算及选型 (26)十一、参文献考 (26)一、概述1．精馏操作对塔设备的要求和类型㈠对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。
但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：⑴气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。
⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。
对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
⑹塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。
不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。
㈡板式塔类型气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。
目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
⑵操作弹性较小(约2～3)。
⑶小孔筛板容易堵塞。
2．精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：⑴设计方案确定和说明。
根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。
⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。
⑶塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。
接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。
⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。
⑸抄写说明书。
⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。
本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。
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馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。
该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。
塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。
二、精馏塔的物料衡算⑴原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol水的摩尔质量为：18.01kg/kmolx f=(0.40/32.04)/(0.40/32.04+0.60/18.01)=0.273x d=(0.93/32.04)/(0.93/32.04+0.07/18.01)=0.882⑵原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量M f=32.04×0.273+18.01×(1-0.273)=21.84kg/molM d=32.04×0.882+18.01×(1-0.882)=30.38kg/mol则可知：原料的处理量：F=50000/(330×24×21.84)=289.06kmol/h根据回收率：η= x d×D/(x f×F)=99.5%则有：D=89.02kmol/h由总物料衡算：F= D+W以及: x f×F= x d×D+W×x w容易得出：W=200.04kmol/hx w=0.00199三、塔板数的确定⑴理论板层数N T的求取因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图1---1）最小回流比及其操作回流比的求解：yδ=0.647，xδ=0.273Rmin=(x D-yδ)/(yδ-xδ)=(0.882-0.647)/(0.647-0.273)=0.628取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.8×0.628=1.130a．精馏塔的气、液相负荷L=R×D=1.13×89.02=100.59kmol/hV=(R+1)×D=2.13×89.02=189.61kmol/hL’=L+F=100.59+289.06=389.65kmol/hV’=V=189.61kmol/hb．精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×x d=0.5305x+0.414提馏段操作线：y’=L’/V’×x’－W/V’×x w=2.055x’-0.002c．图解法求理论塔板层数根据图一所示，可求得结果为总理论塔板数N T为8块(包括再沸器)进料板位置N F为自塔顶数起第4块⑵理论板层数N T的求取精馏段实际塔板数N精=3/60%=5块提馏段实际塔板数N提=5/60%=9块四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算⑴操作压力的计算设每层塔压降：△P=0.9KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa）进料板压力：P F=101.3+5×0.9=105.8(KPa)精馏段平均压力：Pm=(101.3+105.8)/2=103.5(KPa)塔釜板压力：P W=101.3+14×0.9=113.9(KPa)提馏段平均压力：Pm’=(105.8+113.9)/2=109.85(KPa)⑵操作温度的计算查表⑴可得H2O的安托尼方程：lgP A O=7.07406-1657.46/(t A+227.02) CH3OH的安托尼方程：lgP B O=7.19736-1574.99/(t B+238.86) 甲醇的t Blg101.3=7.19736-1574.99/(t B+238.86)t B=64.5(℃)由泡点方程试差可得当t D=67.0℃时∑Kixi≈1同理可求出t F=85.2℃时∑Kixi≈1t W=103.2℃时∑Kixi≈1 所以塔顶温度t D=67.0℃进料板温度t F=85.2℃塔釜温度t W=103.2℃精馏段平均温度t m=(67.0+85.2)/2=76.1(℃)提馏段平均温度t’m=(103.2+85.2)=94.2(℃)⑶平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.882 查平衡曲线(图一)得x1=0.727M VDm=0.882×32.04+(1-0.882)×18.01=30.38kg/molM LDm=0.727×32.04+(1-0.727)×18.01=28.21kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由y F=0.600 查平衡曲线(图一)得x1=0.220M VFm=0.600×32.04+(1-0.600)×18.01=26.43kg/molM LFm=0.220×32.04+(1-0.220)×18.01=21.10kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由y1’=0.006 查平衡曲线(图一)得x1’=0.001M’VWm=0.006×32.04+(1-0.006)×18.01=18.09kg/molM’LWm=0.001×32.04+(1-0.001)×18.01=18.02kg/mold. 精馏段平均摩尔质量M Vm=(30.38+26.43)/2=28.41kg/molM Lm=(28.21+21.10)/2=24.66kg/mole. 提馏段平均摩尔质量M’Vm=(26.43+18.09)/2=22.26kg/molM’Lm=(21.10+18.02)/2=19.56kg/mol⑷平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算Ⅰ气相由理想气体状态方程得ρVm=P m M vw/RT m=(103.5×28.41)/[8.314×(273.15+76.1)]=1.01kg/m3Ⅱ液相查⑵可得t D=67.0℃时ρA＝979.4kg/m3ρB=750.0kg/m3t F=85.2℃时ρA＝968.5kg/m3ρB=735.0kg/m3ρLDm=1/(0.93/750.0+0.07/979.4)=762.5kg/m3进料板液相的质量分率αA=(0.220×32.04)/(0.220×32.04+0.780×18.01)=0.334ρLFm=1/(0.334/735.0+0.666/968.5)=875.6kg/m3精馏段液相平均密度为ρLm=(762.5+875.6)/2=819.1 kg/m3b. 提馏段平均密度的计算Ⅰ气相由理想气体状态方程得ρ’Vm=P m M vw/RT m=(109.35×22.27)/[8.314×(273.15+94.2)]=0.80kg/m3Ⅱ液相查⑵可得t w=103.2℃时ρA＝956.1kg/m3ρB=720.0kg/m3αA=(0.001×32.04)/(0.001×32.04+0.999×18.01)=0.0018ρ’Lwm=1/(0.0018/720.0+0.9982/956.18)=955.62kg/m3提馏段平均密度ρ’Lm=(955.62+875.6)/2=915.6 kg/m3⑸平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算即lgμLm=∑xilgμia．塔顶液相平均粘度的计算由t D=67.0℃查⑵得μA=0.4233mPa.s μB=0.3110mPa.slgμLDm=0.882lg(0.3110)+0.118lg(0.4233)=-0.49μLDm=0.323mPa.sb．进料板平均粘度的计算由t F=85.2℃查⑵得μA=0.3320mPa.s μB=0.2550mPa.slgμLFm=0.220lg(0.2550)+0.780lg(0.3320)=-0.50μLFm=0.313mPa.s精馏段平均粘度μLm=(0.323+0.313)/2=0.318mPa.sc．塔底液相平均粘度的计算由t W=103.2℃查⑵得μA=0.275mPa.s μB=0.220mPa.slgμLWm=0.00199lg(0.220)+0.99801lg(0.275)=-0.56μLWm=0.275mPa.s提馏段平均粘度μL ’m =(0.275+0.313)/2=0.294mPa.s⑹ 平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即σLm =∑xi σia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由t D =67.0℃查⑵得σA =64.91mN/m σB =18.30mN/mσLDm =0.882×18.30+0.118×64.91=23.80 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由t F =85.2℃查⑵得σA =62.22mN/m σB =16.40N/mσLFM =0.220×16.4+0.780×62.22=52.14 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算 由t W =103.2℃查⑵得σA =58.20mN/m σB =14.40N/mσLWm =0.00199×14.40+0.99801×58.2=58.11 mN/m精馏段液相平均表面张力σLm =(52.14+23.80)/2=37.97 mN/m提馏段液相平均表面张力 σ’Lm =(52.14+58.11)/2=55.13 mN/m五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算⑴ 由上面可知精馏段 L=100.59kmol/hV=189.61kmol/ha ． 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为V S =VM Vm /3600ρVm =(189.61×28.405)/(3600×1.01)=1.481m 3/sL S =LM Lm /3600ρLm =(100.59×24.655)/(3600×819.1)=0.00084m 3/smax u =2.020)02.0(σC C =由史密斯关联图⑶查得C 20再求 图的横坐标为 F lv =L/V×(ρl /ρv )0.5=0.0162取板间距，H T =0.40m,板上清液层高度取h L =0.05m ，则H T -h L =0.35 m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知 C 20=0.075 气体负荷因子 C= C 20×(σ/20)0.2=0.08526 U max =2.43取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8U max =0.8×2.43=1.94m/suVD 785.0/==0.986m按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为At=3.14×1×1=0.785 m 2实际空塔气速为U 实际=1.481/0.785=1.887 m/sU 实际/ U max =1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)⑵ 由上面可知提馏段 L=389.65kmol/hV=189.61kmol/ha ．提馏段塔径的计算 提馏段的气、液相体积流率为V ’S =V ’M Vm /3600ρ’Vm =(189.61×22.26)/(3600×0.80)=1.4660m 3/sL ’S =L ’M Lm /3600ρ’Lm =(389.65×19.56)/(3600×915.6)=0.2200m 3/smax u =2.020)02.0(σC C =由史密斯关联图⑶查得C 20再求 图的横坐标为 F lv =L/V×(ρl /ρv )0.5=0.051取板间距，H T =0.40m ，板上清液层高度取h L =0.06m ，则H T -h L =0.34 m 由史密斯关联图，得知 C 20=0.076气体负荷因子 C= C 20×(σ/20)0.2=0.093 U max =3.14m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 U=0.7U max =0.7×3.14=2.20m/suVD 785.0/=0.921m按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为At=3.14×1×1=0.785 m 2实际空塔气速为U 实际=1.466/0.785=1.868 m/sU 实际/ U max =1.868/3.14=0.59(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) ⑶ 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z 精=（N 精-1）H T =（5-1）×0.40=1.6 m 提馏段有效高度为 Z 提=（N 提-1）H T =（9-1）×0.40=3.2 m 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为Z=Z 精+Z 提+0.5=1.6+3.2+0.8=5.6m六、塔板主要工艺尺寸的计算⑴ 精馏段 a ．溢流装置计算 因塔径 D=1.0m ，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
