化工课程设计分离甲醇丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计.doc

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1、 化工原理课程设计报告设计题目 分离甲醇-丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计 学生姓名 学 号 200911034109 指导老师 专业班级 化工091班 教师评语 设计起止日期：2011年12月22日 至2012年1月2日化工原理课程设计任务书1.设计题目：分离甲醇正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计2.原始数据及条件：进料：甲醇含量45%（质量分数，下同），其余为正丙醇分离要求：塔顶甲醇含量99%；塔底甲醇含量0.01%生产能力：年生产正丙醇2.8万吨，年开工7200小时操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强1.03atm(绝压)； 泡点进料； R=5 3.设计任务：（1） 完成该精馏塔的各工艺设计，包

2、括设备设计及辅助设备选型。（2） 画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。（3） 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。 目录第一章 绪论 4第二章 塔板的工艺设计 52.1精馏塔全塔物料衡算 52.2有关物性数据的计算 52.3理论塔板数的计算 122.4塔径的初步计算 142.5溢流装置 152.6塔板分布、浮阀数目与排列 16第三章 塔板的流体力学计算 183.1、气相通过浮阀塔板的压降 183.2、淹塔 193.3、雾沫夹带 203.4、塔板负荷性能图 203.4.1物沫夹带线 20 3.4.2液泛线 21 3.4.3相负荷上限 213.4.4漏液线

3、 22 3.4.5 相负荷下限 22 3.5 浮阀塔工艺设计计算结果 23 第四章 塔附件的设计 254.1接管254.2筒体与封头274.3除沫器274.4裙座274.5人孔27第五章 塔总体高度的设计285.1塔的顶部空间高度285.2塔的顶部空间高度285.3塔总体高度28第六章 附属设备的计算286.1冷凝器的选择286.2再沸器的选择30主要符号说明32结论34参考文献34感想35第一章 绪论精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。

4、其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是浮阀塔。精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法。本次课程设计是分离乙醇正丙醇二元物系。在此我选用连续精馏浮阀塔。具有以下特点

5、： (1) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。 (2) 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 (3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 (4) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 (5) 液面梯度小。 (6) 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。(7) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构

6、设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本次设计结果为：理论板数为25块，塔效率为48.0%，精馏段实际板数为17块，提馏段实际板数为33块，实际板数50块。进料位置为第19块板，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，设置了五个人孔，塔高28.425米，通过浮阀板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。关键词：浮阀精馏塔、物料衡算、流体力学检验第二章 塔板的工艺设计2.1精馏塔全塔物料

7、衡算F:进料量(Kmol/s) XF:原料组成D:塔顶产品流量(Kmol/s)XD:塔顶组成W:塔底残液流量(Kmol/s)XW:塔底组成原料甲醇组成: XF= =60.54%塔顶组成: XD=99.46%塔底组成: XW=0.019%进料量: F=2.8万吨/年=120.96 Kmol/h物料衡算式:F=D+W F XF=D XD+W XW联立代入求解:D=73.61Kmol/h W=43.375 Kmol/s2.2精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算2.2.1 温度及平均相对挥发度的计算因为甲醇-正丙醇可视为理想物系，故塔的平均相对挥发度的确定可运用安托因方程和拉乌尔定律，采用试差

8、法，通过Excel计算出: （2.1） （2.2）双组分理想溶液相对挥发的计算5: （2.3） 式中：p纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa； t温度，； A、B、CAntoine常数。由表5查得； x液相中易挥发组分的摩尔分数； p总压，kPa； pA、pB溶液温度t时纯组分A、B的饱和蒸汽压，kPa；相对挥发度。因为本设计中为常压操作，所以总压：p=104.36 kPa甲醇和正丙醇的Antoine常数：A、B、C查液体蒸汽压的安托因常数表5得：甲醇： A=7.87863 B=1473.11 C=231.48正丙醇：A=6.74414 B=1375.14 C=193.0采用试差法，先在Excel中

9、设计好相应表格，表格设计思路为：要计算某一组成下混合液的泡点温度以及相对挥发度，则在Excel中假定一t值，代入公式2.1中计算出pA、pB，再将计算得到pA、pB值代入公式2.2中，计算出相应的x值，若计算得到的x值与所求的混合液组成x值相同，则假定的t值正确，同时可得到相应的值。计算结果见表2.1.1。表2.1.1 塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度以及相对挥发度塔顶产品塔底产品进料液xD = 0.9946xW = 0.00019xF = 0.6054tD=79.17tW=97.99tF=86.59D=2.131W=2.08224F=2.0211(1)精馏段平均温度:=82.88(2)提

10、留段平均温度:=92.292.2.2密度已知:混合液密度:（为质量分数）混合气密度:塔顶温度: =79.17气相组成: 进料温度: =86.59气相组成： 塔底组成: =97.99气相组成: (1)精馏段液相组成: 气相组成: 所以 (2)提馏段液相组成： 气相组成: 所以 表2.2.2 醇类密度表温度T,708090100110,754.2742.3730.1717.4704.3,759.6748.7737.5726.1714.2由不同温度下甲醇和丙醇的密度,内差法求tF tD tW下的甲醇和丙醇的密度 所以 2.2.3 混合液体平均表面张力根据内差法求的表面张力 表2.2.3 醇类液体表面

11、张力 mN/m名称温度，6080100甲醇20.2518.2816.29正丙醇21.2719.4017.50塔顶液相平均表面张力的计算: 进料板液相平均表面张力的计算: 塔底液相平均表面张力的计算: (1)精馏段的平均表面张力： (2)提馏段的平均表面张力：2.2.4 混合物的粘度 表2.2.4 醇类液体粘度 名称温度，6080100甲醇0.6010.4950.361正丙醇0.8990.6190.444根据内差法求不同温度下的粘度 B 查表，得, 查表，得, (1)精馏段粘度： (1) 提留段粘度: 2.2.5 相对挥发度 (1)精馏段的平均相对挥发度: (2)提留段的平均相对挥发度: 2.2

12、.6 气液相体积流量计算 kmol/s（1） 精馏段 kmol/s kmol/s 已知： kg/kmol kg/kmol 质量流量： 体积流量： （2） 提馏段 饱和液体进料q=1 已知： kg/kmol kg/kmol 质量流量： 体积流量： 2.3理论塔板数的计算取操作回流比R=5精馏段操作线方程为y=精馏段气液平衡方程 提馏段操作线方程为提馏段气液平衡方程采用逐板计算法，运用Excel快捷、准确地计算出理论塔板数。其Excel表格设计原理如下：精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）：相平衡 操作线 相平衡 操作线xD=y1 x1 y2 x2 y3 xn 计算到xn

13、xF则第n块板即为进料板。提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）：相平衡 操作线 相平衡 操作线 xn yn xn+1 xN计算到xN xW则理论塔板数为N块。由Excel计算结果见表2.3：表2.3逐板法计算理论塔板数结果x编号x的值y编号y的值x10.983913y10.9946x20.969513y20.985295x30.945348y30.973295x40.90617y40.953158x50.846063y50.920512x60.761233y60.870425x70.654613y70.799736x80.538534y80.710889x90.4303

14、480.5163y90.61416x100.324817y100.496774x110.226206y110.374949x120.146914y120.261113x130.090509y130.169578x140.053789y140.104464x150.031245y150.062074x160.017898y160.036049x170.010167y170.020642x180.005744y180.011717x190.003233y190.006611x200.001812y200.003712x210.001011y210.002072x220.000559y220.001

15、147x230.000305y230.000626x240.000162y240.000332X258.13E-055s，故降液管可使用2.5.3 降液管底隙高度（1）精馏段 取降液管底隙的流速=0.13m/s 则，取（2）提馏段取=0.13m/s 则=，取故降液管设计合理2.6 塔板分布、浮阀数目与排列2.6.1塔板分布 本设计塔径D=1.4m 采用分块式塔板，共4块2.6.2 浮阀数目与排列 (1)精馏段取阀孔动能因子F0=12. 则孔速每层塔板上浮阀数目为取边缘区宽度 破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即其中 所以浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距：

16、按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数154个按N=154 重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内塔板开孔率=(2)提馏段取阀孔动能因子F0=12. 则孔速每层塔板上浮阀数目为按t=75mm ,估算排间距取t=75mm , 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数154按N=154 重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内塔板开孔率=第三章 塔板的流体力学计算3.1通过浮阀塔板的压降气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降Pp可由 和计算式中

17、 hc与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱； hl与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱； h与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。 1. 精馏段(1)干板阻力 因u01u0c1 故(2) 板上充气液层阻力取 则(3)液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为 2.提馏段（1）干板阻力 因u02u0c2 故（2）板上充气液层阻力取 则（3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为 3.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度3.2.1精馏段(1)单层气体通过塔

18、板压降所相当的液柱高度 (2)液体通过液体降液管的压头损失 (3)板上液层高度 则取，已选定 则可见所以符合防止淹塔的要求。 3.2.2提馏段(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 (2)液体通过液体降液管的压头损失 板上液层高度 则取，已选定 则可见所以符合防止淹塔的要求。 3.3雾沫夹带3.3.1精馏段 板上液体流经长度：板上液流面积：取物性系数，泛点负荷系数图泛点率=对于小塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足的要求。 3.3.2提馏段 取物性系数，泛点负荷系数图泛点率=由计算可知，符合要求。3.4塔板负荷性能图3.4.1物沫夹带线 据此

19、可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：精馏段 整理得： 即 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出提馏段 0.7=整理得： 即在操作范围内任取两个值算出 精馏段Ls (m3/s)0.0020.01Vs (m3/s)2.231.99提馏段Ls (m3/s)0.0020.01Vs (m3/s)2.061.833.4.2液泛线 由此确定液泛线，忽略式中 而精馏段 整理得：提馏段 整理得：在操作范围内任取若干个值，算出相应得值： 精馏段Ls1 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs1 (m3/s)2.962.832.772.55提馏段Ls2 (m3/s)

20、0.0010.0030.0040.007Vs2 (m3/s)2.822.712.662.503.4.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s 液体降液管内停留时间 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则3.4.4漏液线对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则(1) 精馏段 (2)提馏段3.4.5液相负荷上限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件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=1.0 则由以上15作出塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置；（2）塔板的气相负荷上限完全

21、由物沫夹带控制，操作下限由露液控制;（3）按固定气液比，由图可查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限。所以：精馏段操作弹性= 提馏段操作弹性= 3.5浮阀塔工艺设计计算结果浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段塔径Dm1.41.4板间距m0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s0.510.53堰长m0.910.91堰高m0.0550.051板上液层高度m0.070.07降液板底隙高度m0.0270.0365浮阀数N154154等腰三角形叉排阀孔气速m/s9.208.72浮阀动能因子11.3812.34临界阀孔气速m/s7.857.40孔心距tm0.0

22、750.075同一横排孔心距排间距m0.09250.0885相邻横排中心距离单板压降Pa638.81639.54降液管清液高度m0.16050.1616泛点率%59.7267.32气相负荷上限2.682.60气相负荷下限0.790.75物沫夹带控制操作弹性3.383.47漏液控制第四章 塔附件的设计4.1接管4.1.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下： 取 查标准系列选取4.1.2回流管采用直流回流管 取查标准系列选取4.1.3塔底出料管取 直管出料查标准系列选取4.1.4塔顶蒸汽出料管直管出气 取出口气速 查标准系列选取4.

23、1.5塔底进气管采用直管 取气速 查标准系列选取4.1.6法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。(1)进料管接管法兰：(2)回流管接管法兰：(3)塔釜出料管法兰：(4)塔顶蒸气管法兰：(5)塔釜蒸气进气法兰： 4.2筒体与封头4.2.1筒体 由D=1400mm,焊缝系数取得 由于一般直径超过400mm时，常采用钢板卷制筒体，其公秤直径是指筒体的内径。查内压圆筒体器壁厚表可知筒体壁厚度为6mm。4.2.2封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1400mm，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。选用封头N140

24、06,JB1205-80。4.3除沫器 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。 设计气速选取： 系数 除沫器直径： 选取不锈钢丝网除沫器，高度为0.4m，直径为0.92m4.4裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。选取裙座壁厚为16mm。基础环内径：基础环外径：圆整：，；考虑到

25、再沸器，所以本设计选择裙座高度为3m。由于塔不大，所以采用搭接形式将裙座圈焊在塔底封头上。基础环将裙座圈传来的载荷均匀地传到基础环地面上去。由裙座的名义直径为1400mm（即为塔的内径）查基础环尺寸表可查得基础环外径为1730mm，基础环内径为1200mm，螺栓的定位圆直径为1600mm。由塔径为1400mm查裙座的结构尺寸表可得：排气管数量为4，排气管公秤直径为50，人孔数为2，直径为450mm，引出管通道直径为300mm，裙座壁厚为6mm，螺栓座筋板高为300mm，盖板厚度为28mm，筋板厚度为8mm，基础环厚度为21mm。4.5人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进

26、入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔1020块塔板才设一个人孔，本塔中共50块板，需设置5个人孔，每个孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm,人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。 第五章 塔总体高度的设计5.1塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。 5.2塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔

27、底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。5.3塔总体高度 第六章 附属设备的计算6.1 冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500)本设计取K=700)=2930.76)出料液温度：79.17（饱和气）79.17（饱和液）冷却水温度：2535逆流操作：t1=54.17 t2=44.17 6.1.1各股物流热量的计算以104.36kPa、tD=79.17的液态甲醇和正丙醇为热量衡算的基准态，则：QL = QD = 0查得甲醇与正丙醇在正常沸点下的汽化焓分别为：甲醇：VHmA（Tb）= 39.33 kJmol-1正丙醇：VHmB（Tb）= 41

28、.25 kJmol-1正常沸点分别为： Tb A = 351.7K Tb B = 370.6K使用Watson公式计算甲醇和正丙醇在79.17的汽化焓： 式中 TC临界温度。查手册得Tc A = 516.2K Tc B = 536.7K所以有：VHm A（79.17）=（kJmol-1）VHm B（79.17）=（kJmol-1） 塔顶蒸汽由79.17的蒸汽冷凝至79.17的液体放出的热的计算如下：（kJh-1）可求得塔顶冷凝器带走的热量为：（kJh-1）传热面积按单管程计时，初步选定换热器，具体参数见表壳径/mm500管子尺寸/mm252.5񟉂公称压力/Mpa0.6管长/mm

29、4500公称传热面积/m260.1管子总数/个174型号为6.1.2冷却水的用量设冷却水的流量为qm，则： 取t125 t235以进出口水温的平均值为定性温度：（）查得水在30时的比热容为： Cpm = 4.25（kJkg-1K-1）（kgh-1）6.2再沸器QB的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K=2930.76)料液温度：97.9997.99 水蒸气温度：120120逆流操作： 加热器热负荷及全塔热量衡算 表6.2醇类在不同温度下的比热容塔顶塔釜进料精馏段提馏段温度79.1797.9986.5988.2892.79甲醇138.03150.19142.78143.88146.81正丙

30、醇173.30177.40175.12175.96176.36精馏段甲醇正丙醇提馏段甲醇正丙醇塔顶流出液的比热容塔釜流出液的比热容为简化计算，现以进料焓，即86.59时的焓值为基准对全塔进行热量衡算; 塔釜热损失为10%, 则 加热器实际热负荷换热面积：加热蒸汽消耗量：查的按双管程计时，初步选定换热器，具体参数见表壳径/mm800管子尺寸/mm252.5񟉂公称压力/Mpa0.6管长/mm4500公称传热面积/m2155.4管子总数/个450型号为主要符号说明符号意义SI单位F进料流量kmol/s；D塔顶产品流量kmol/s；W塔釜产品流量kmol/s；x进料组成无因次V上升蒸汽

31、流量kmol/s；L下降液体流量kmol/s；粘度mPas板效率无因次P压强Pat温度；R回流比无因次N塔板数无因次q进料状况参数无因次M分子量kg/kmol；C操作物系的负荷因子m/s密度kg/m3；表面张力mN/m；u空塔气速m/s；HT板间距m；hL板上液层高m；降液管低隙高度m停留时间SD塔径m；AT塔截面积m2；Af弓形降液管面积m2；g重力加速度N/kgWd降液管宽度m；uo阀孔气速m/s；Z塔高m；Aa鼓泡区面积m2；开孔率无因次压降Pauoc孔速m/s；N开孔数无因次K物性系数无因次F0动能因子无因次阻力因子无因次t阀孔直径m；Hd液体通过降液管的高度m；lW堰长m；hW溢流高

32、度m；堰上液层高度m；泛点率无因次Wc边缘区宽度m；G料液的质量流率kg/sV料液的体积流率m3/sD进料管的直径m基础环内径m基础环外径mnF加料板数个np人孔数个HD人孔高度mHB塔底空间高度mHF有人孔的加料版高度mHD塔顶空间高度m结 论1. 由于甲醇-丙醇二元体系可视为理想体系，故本设计可以用Excel，采用试差法快速算出特定组成下的乙醇-正丙醇混合液体的泡点温度及相对挥发度，较一般估算平均相对挥发度的方法更为简便；采用逐板计算法快速计算出理论塔板数。2. 采用空塔气速确定塔径。如用操作气速确定塔径结果会更为准确些（因为实际上气体通过的仅是有效传质区而并非整个塔的横截面），但比较麻烦，而且两种方法计算出来的塔径结果相差不大（用空塔气速计算出来的塔径偏小）。由于计算得到的塔径还需按标准塔径圆整，所以用两种方法所得到的塔径大小一般是相同的。故本设计采用空塔气速确定塔