化工原理课程设计分离甲醇水溶液的精馏系统设计精馏塔设计.doc

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1、 南 京 理 工 大 学化工课程设计说明书作 者:学 号：学院(系):化工学院专 业:化学工程与工艺题 目:甲醇水溶液精馏塔设计老师指导者： 评阅者： 2010 年 9 月 2010级化工课程设计任务书一 设计题目 分离甲醇水溶液的精馏系统设计 精馏塔设计二 设计任务 1 处理能力：4500kg/h； 2 进料组成：甲醇含量28%(质量，下同)，温度为25； 3 工艺要求：甲醇回收率为97.5%，塔底甲醇含量1%； 4 操作条件：常压； 5 设备型式：浮阀塔。三 设计内容 1 设计方案的确定和流程说明 2 精馏塔的工艺设计 3 精馏塔的结构设计 4 精馏塔的强度设计 5 其他主要设备的选型四

2、设计要求 1 设计说明书一份； 2 设计图纸： a 工艺流程图一张(采用AutoCAD绘制)； b 主要设备总装配图一张(A1); 3 答辩。五 设计完成时间 2010.8.232010.9.17 目录前言 . . 11 工艺设计. . 11.1流程的确定及设计方案. 11.1.1 塔板类型. 11.1.2 加料方式.11.1.3 进料状况.21.1.4 塔顶冷凝方式. 21.1.5 回流方式.21.1.6 加热方式 .21.1.7 操作压力.21.2 精馏塔的设计计算 .21.2.1 基本数据确定计算.21.2.2 回流比的确定81.2.3 各段气液流量91.2.4 塔板数的确定101.2.

3、5 塔径的初步设计11 1.3 精馏段，提馏段数据结果汇总131.4 塔板的设计计算141.4.1 溢流装置 141.4.2 塔板的设计141.4.3 塔的负荷性能图 18 1.5 工艺设计汇总表 .242 结构及强度设计 .242.1 接管.242.1.1 进料管.242.1.2 回流管.252.1.3 塔釜出料管 .252.1.4 塔顶蒸汽出料管 .252.1.5 塔釜进气管 .262.1.6 法兰的选择 .262.2 塔顶吊柱.262.3 除沫器.272.4 筒体与封头.272.5 裙座282.6 人孔 .292.7 塔的总体高度.312.8 塔所受的载荷.322.8.1 重力载荷 .3

4、22.8.2 风载荷.333 辅助设备的选型及校核 .333.1 原料预热器的选择333.2 泵的选取 .343.3 冷凝器和再沸器.34课程设计小结 .35参考文献 .37 前言塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，它可使气（或汽）液进行紧密接触，达到传质和传热的目的。可在塔设备中完成的常见单元操作有：精馏、吸收、解析和萃取。常用分类是根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，

5、压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。本设计的目的是分离甲醇水混合液，且处理量较大，故选用板式塔。1 工艺设计11设计方案及流程的确定111 塔板类型精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作，气液接触时间长，因此塔板效率高。本设计采用浮阀塔板。112 加料方式加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。故本设计采用泵直接加料。113 进料状况进料方式

6、一般有两种：冷液进料及泡点进料。对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段与提馏段塔径基本相等，制造方便。故本设计采用泡点进料。114 塔顶冷凝方式甲醇与水不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。115 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。本设计处理量较大，所需塔板数多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。116 加热方式加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。直接蒸气加热在一定回流

7、比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。故本设计采用间接蒸气加热方式。117 操作压力甲醇和水在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。1.2精馏塔的设计计算1.2.1 基本数据确定与计算(1) 全塔物料衡算甲醇摩尔质量32.04kg/kmol；水摩尔质量18.02kg/kmol原料液组成xF（摩尔分数，下同）：xF= =0.179=17.9% （11）=97.5即=0.975 （12）塔底组成xW：xW= =0.00565=0.565% （13）原料液的平均摩尔质量M：M=0.17932.04+(1-0.179)18

8、.02=20.53kg/kmol （14）进料量F：F=4500kg/h=4500/20.53=219.2kmol/h物料衡算式：F=D+W （15） FxF=DxD +WxW =0.975 （16）其中D为塔顶产品流量，kmol/L;W为塔釜残液流量，kmol/L联立解得：D=45.586.kmol/h, W=173.614kmol/h, XD=0.859(2) 各种定性温度表1 甲醇水平衡数据【1】平衡温度t/液相甲醇x%气相甲醇y%平衡温度t/液相甲醇x%气相甲醇y%1000073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.0171

9、.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18利用表1中数据，采用内差法计算求得一下温度进料温度tF： tF=82.90 同理求得： 塔顶气相温度tDV=68.49 塔顶液相温度tDL=68.2 塔底气相温度tWV=99.86 塔底液相温度tWL=99.24则精馏段平均温度 t1= =76.44提馏段平均温度 t2= =91.07(3) 密度表2 不同温度甲醇水的密度【2】温度

10、5060708090100甲醇kg/m3750741731721713704水kg/m3988983978972965958对于混合液体的密度（其中a为质量分率） （17）【3】对于混合气体的密度 （其中M为平均摩尔质量）（18）a.精馏段 t1=75.55 液相组成x1 得x1=38.43% 气相组成y1 得y1=72.34%则液相平均摩尔质量ML1=0.383432.04+(1-0.3848)18.02=23.42kg/kmol （19）气相平均摩尔质量MV1=0.723432.04+(1-0.7234)18.02=28.16kg/kmol （110）由表2数据 得甲=725.45 kg/

11、 m3 同理 得水=974.67kg/ m3 （110） aA=32.04x1/32.04x1+18.02(1-x1)=0.5263 （111） aB=1- aA=0.4737 L1 =0.5363736.59+0.4737980.14 得L1=816.87kg/ m3=0.9848 kg/ m3b.提馏段 t2=91.07 液相组成x2： 得x2=6.97% 气相组成y2： 得y2=36.55%则液相平均摩尔质量ML2=0.069732.04+(1-0.0697)18.02=19.00kg/kmol （112）则气相平均摩尔质量MV2=0.365532.04+(1-0.3655)18.02=

12、23.14kg/kmol （113）由表2数据 得甲，=712.04 kg/m3同理 得水，=964.25 kg/m3 aA=32.04x2/32.04x2+18.02(1-x2)=0.1176 aB=1- aA=0.8824 =0.7747 kg/ m3 (4)粘度表3 不同温度甲醇水的粘度【2】温度406080100甲醇mPa.s0.4390.3440.2770.228水mPa.s0.6560.4690.3570.284利用内差法求得精馏段与提馏段平均温度下甲醇与水的粘度t1=75.55 得甲=0.296mPa.s 得水=0.390mPa.s则精馏段粘度 1=甲x1+水(1- x1)=0.

13、347mPa.s （114）t2=91.07 得甲，=0.250 mPa.s 得水，=0.317 mPa.s则提馏段粘度 2=甲x2+水(1- x2)=0.312mPa.s （115）(5)表面张力表4 不同温度甲醇水的表面张力【2】温度708090100甲醇dyn.cm-118.217.416.415.5水dyn.cm-164.362.660.758.8 二元有机物水溶液表面张力可用下列各式计算: （116）【1】 注： （117） （118） （119） （120） （121） （122） A=B+Q （123） （124） （125）式中下角标，w,o,s分别代表水，有机物及表面部分，x

14、w,xo指主体部分的摩尔分数，vw,vo指主体部分的摩尔体积，w, o分别为纯水，有机物的表面张力，q值决定于有机物的型式及分子大小。对于醇类有机物，q值为碳原子个数，所以对于甲醇水体系，q=1。a.精馏段 ； ； vw=mw/w=M水/L1=18.02103/816.87=22.06cm3/mol （126） vo=mo/o=M甲/V1=32.04/0.9848=32.535cm3/mol （127） xo= x1=0.3848% xw=1- xo=0.6157% 则 (1.086)=0.0360 A=B+Q=-0.0595-0.410=-1.005联立方程组 sw+so=1 得sw=0.0

15、9 so=0.91则 m11/4=0.0963.5881/4+0.9117.8651/4 得m1=20.39 dyn.cm-1b.提馏段 Vw=mw/w=M水/L2=18.02103/925.69=19.47cm3/mol （128） Vo=mo/o=M甲/V1=32.04/0.7747=41.36cm3/mol （129） xo= x2=6.97% xw=1- xo=93.03% A=B+Q=0.798-0.294=0.504联立方程组 sw+so=1得 sw=0.761 so=0.239则m21/4=0.76160.4971/4+0.23916.3041/4 得m2=45.88 dyn.c

16、m-1(6) 相对挥发度【4】 a.精馏段 XA= x1=3843% xB=1- XA=61.57%由x-y图查得：yA=72.70% yB=27.30%则 1= =3.848 （130）b.提馏段 XA= x2=6.97% xB=1- XA=93.03%由x-y图查得：yA=33.0% yB=67.0%则 2=6.574 （131）1.2.2 回流比的确定(1) 最小回流比 图1 平衡曲线图由表1中数据做出甲醇水的平衡曲线如图1所示，可知此平衡曲线为非正常曲线，塔中各段相对挥发度相差较大，故采用图解法计算最小回流比及理论塔板数。 从点（xF,xF）向平衡曲线作切线，交纵坐标于点b(0,0.3

17、82),该点即为最小回流比条件下精馏段操作线的截距。即 【4】(2) 实际回流比【4】在实际操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，经过核算，考虑到设备费用与操作费用，实际回流比取1.6倍的最小回流比，即： 1.2.3各段气液流量(1) 精馏段 液相流量L：L=RD=0.64545.586=29.2kmol/h （132） 气相流量V：V=（R+1）D=（0.645+1）40.0=74.8kmol/h （133） 液相体积流量L1： （134） 气相体积流量V1：（135）(2)提馏段由前言中所述，本系统为泡点进料，则：液相流量L：L=L+qF=248.2km

18、ol/h （136） 气相流量V：V=V=74.8kmol/h （137） 液相体积流量L2： （138） 气相体积流量V2：（139）1.2.4 塔板数的确定(1) 理论塔板数【4】本系统平衡线为非正常曲线，故采用图解法求理论板数精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 如图2所示XY图2 操作线与平衡线分别在图中做出两条操作线，在平衡线与操作线之间画阶梯，从图中看出，共得到理论板数NT=12(包括再沸器)，加料板在第4块板。即NT精=3块 NT提=8块(2) 实际塔板数已知Oconnell公式塔板效率ET=0.49(L)-0.245 其中为平均相对挥发度，L为平均粘度a.精馏段 （140）

19、块b.提馏段 （141） 块则实际塔板数NP=18+7=27块，加料板在第8块板全塔效率 1.2.5 塔径的初步设计塔内气液流量已知，则塔径与塔内气液流速有关 求流速有经验式u=(0.60.8)umax （142）其中为平均密度，C为负荷因子，m/s。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为；参数HT-hL,反映液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（HT为板间距，hL为板上液层高度）对于常压塔，hL一般取0.050.08m,本设计取0.06m 【1】本设计塔板数较多，而且生产负荷波动不大，故板间距取较小值即可，根据标准，HT取0.35m.（1）精馏段 = HT-hL=0.35-0.06=

20、0.29m查图得：C20=0.055对C作修正： （143）则 u1=0.7 umax=1.269m/s （144）经过圆整，D1=800mm 空塔气速u1=1.100 m/s（2）提馏段 = HT-hL=0.35-0.06=0.29m查图得：C20=0.058对C作修正： （145）则 u2=0.7 umax=1.66m/s （146）经过圆整，D2=800mm 空塔气速u2=1.235 m/s 塔板面积AT=(1/4)D2=0.5024m21.3精馏段，提馏段数据结果汇总表5 精馏段，提馏段数据结果汇总表物理量精馏段提馏段平均温度t/75.5591.07平均液相摩尔质量ML/kg.kmol

21、-123.4219平均气相摩尔质量MV/kg.kmol-128.1623.14平均液相密度L/kg.m-3816.87925.69平均气相密度V/kg.m-30.98480.7747粘度/mPa.s0.3470.312表面张力/dyn.cm-139.46245.88平均气相组成y0.72700.3300平均液相组成x0.38480.0697液相摩尔流量L/kmol.h-129.2248.2液相体积流量L/m3.h-10.8375.094气相摩尔流量V/kmol.h-174.874.8气相体积流量V/m3.h-11989.252234.25相对挥发度3.8486.5741.4塔板的设计计算1.4

22、.1 溢流装置(1) 堰长lw【3】本设计的系统液体流量L,L均比较小，所以采用单流型塔板，溢留堰选择平直堰。为提高塔板面积的利用率，采用弓形降液管。对于弓形降液管，有lw=（0.60.8）D为保证有一定的溢流量，系数取0.7，则lw=0.7 D=0.56m （147）(2) 出口堰高hw hw=hL-how （148）堰上液高度how由Francis公式确定： （149）【1】其中E为液体收缩系数，对于甲醇水系统，E1a.精馏段 则堰高hw=0.06-0.0064=0.0536mb. 提馏段则堰高hw=0.06-0.0124=0.0476m(3) 降液管a 降液管的有关参数可查图得到 【1】

23、 查图得： 其中Wd为弓形宽度，Af为弓形面积，AT为塔截面积b 停留时间 【1】 则精馏段 （150）提馏段 （151）c 降液管底隙高度h0降液管底隙流速u0=0.1m/s对于精馏段 （152）对于提馏段 （153）考虑到此处流速较小，为避免被杂物堵塞使液流不畅而引起液泛，取30mm【3】1.4.2 塔板的设计由于结构简单，制作方便，节省材料，本次设计采用浮阀式塔板。根据机械部标准JB1118-81,选用F1型33g重阀，孔径d0=26mm，选择碳钢材料来制作浮阀，其厚度=3mm(1) 浮阀的数目与排列【1】孔速可由公式确定，其中F0为阀孔的动能因子，一般取812，本设计中，F0取为10。

24、则阀数为保证塔板的强度，需留有一定的边缘区和安定区，在边缘区内不设置浮阀，在边缘区内不设置阀。取边缘区宽度Wc=0.05m,安定区宽度Ws=0.1m. 【3】 又开孔区面积 （154） 其中 a.精馏段 孔速 （155）阀数 （个） （156）采用正三角形排列，孔间距 t = 2.5d0=0.065m，实际孔速 （157）则动能因子 符合要求 （158）开孔率 （159）b.提馏段孔速 （160） （161）采用正三角形排列，孔间距 t = 2.5d0=0.065m，则 （163）实际孔速 （162）则动能因子 符合要求 （163）开孔率 （164） 如图3所示，共画得阀数为45个（整板，除去

25、弓形区域）下半块板所示为分块数，浮阀与上半块对称。 图3 浮阀塔板示意图(2) 气体通过浮阀塔板的压降hp【1】气体通过每层塔板的压降hp=hc+hl+h （165）其中hc为干板阻力，hl为板上充气液层阻力,h为液体表面张力造成的阻力，可忽略。由于开孔率 ，则 （166）d=26mm,查得：c=0.62,从而c0=1.15c=0.713a.精馏段 hl1= ；可忽略不计综上 hp1=hc1+hl1=0.051m b. 提馏段hl2= ；可忽略不计综上 hp2=hc2+hl2=0.050m (3) 液泛【1】塔板不产生液泛的条件，其中 （167）a.精馏段 ，则 符合要求b.提馏段,则 符合要

26、求(4) 雾沫夹带雾沫夹带率有两个公式如下：【1】 （168） （169）二者结果取最大值，要保证其中，Kc为物性系数，本系统为无泡沫正常体系，Kc为1，CF为泛点负荷系数，可查图得到。a.精馏段 Z=0.8-20.1144=0.5712m Ab=0.5024-20.0439=0.4146m 由查表得CF = 0.088代入公式得：F1=53.0% F1=55.7% ,均小于80%b.提馏段Z=0.8-20.1144=0.859m Ab=0.5024-20.0439=0.4146m由代入公式得：F1=52.2% F1=52.1% ,均小于80% 1.4.3 塔的负荷性能图【1】(1) 雾沫夹带

27、线已知泛点率取ev=0.1kg液/kg气为雾沫夹带底限，即泛点率为80%a.精馏段将代入公式，整理得： 即b.提馏段将代入公式，整理得： 即(2) 漏液线对于F1型重阀，把动能因子F0=5作为气体最小负荷的标准。则 ，对于精馏段， （170）对于提馏段， （171）(3) 液相下限为保证正常传质过程的进行，堰上最低液层高度为0.004m,取how=0.004m又，代入解得：Ls=1.40m3/h （172）(4) 液相上限液体在降液管内的停留时间应不低于35s，取=5s由 （228）则(5) 液泛线发生液泛时，临界条件为 =其中 ， （173）a.精馏段hw=0.0564m,N=45,代入整理

28、得： b.提馏段 hw=0.0476m,N=45,代入整理得：（6）负荷极限计算a精馏段hp1=Hd1hL1hd1=0.2030.060.0003=0.143hc1max=hp1hl1=0.1420.0390.104u0(max)=2.97u0=2.9410.05=29.55m/s 精馏段弹性b、提留段hp2=Hd2hL2hd2=0.2000.060.0011=0.139hc2max=hp2hl2=0.1390.0390.100u01(max)=3.02u01=3.0211.27=34.04m/s提馏段弹性综上：将精馏段与提馏段的各条性能曲线画于坐标系中，如图4，5所示，由图可知，各段操作点均

29、在有效范围内。从图中得出该塔精馏段的气相负荷上限Vs，max=1.82m3/s ,气相负荷下限Vs，min=0.55m3/s提馏段的气相负荷上限Vs，max=2.05m3/s ,气相负荷下限Vs，min=0.55m3/s所以精馏段操作弹性=3.31 （174） 提馏段操作弹性=3.73 （175）图4 精馏段负荷性能图表6各条曲线所通过的点（精馏段）漏液线液相上限液相下限L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s）00.12300.00308800.000477600.0040.12300.0030880.840.00047760.72雾沫夹带线液泛线操

30、作点与原点连线L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s）00.8410.0030880.62436000.0040.7510.0022180.657730.0006480.55270.0004780.72402图5 提馏段负荷性能图表7 各条曲线所通过的点（提馏段）漏液线液相上限液相下限L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)00.12030.00308800.00047800.0040.12030.0030880.95890.0004780.9589雾沫夹带线液泛线操作点与原点连线L(m3/s)V（m3/s

31、)L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)00.96170.0030880.7861000.0040.85410.0022180.82270.0014150.62060.0013480.85810.0004780.89621.5塔板工艺设计汇总表8 精馏段，提馏段塔板数据结果汇总项目精馏段提馏段浮阀数（单板）/个4545开孔率/%14.5114.51孔速/m.s-110.0511.27单板压降/Pa408.69454.1出口堰高hw/m0.05640.0476堰上液层高度how/m0.00360.0124弓形面积Af /m20.04390.0439弓形宽度Wd/m0.11440

32、.1144停留时间/s66.110.08降液管底隙高度h0/m0.030.03堰长lw/m0.560.56雾沫夹带率%55.752.22 结构及强度设计2.1 接管2.1.1 进料管【5】进料管的结构类型有很多，其中直管进料方便，而且阻力小，故采用直管进料，则进料管的直径，其中V为进料流量，m3/s,u为进料流速，m/s.tF=82.90 对密度做内插 aA=32.04xF/32.04xF+18.04(1-xF)=0.2794aB=1- aA=0.7206 得：L=883.64kg/m3 （21） 进料方式有多种，由泵直接进料操作方便且容易调节流量，但波动较大，本设计流量较大，采用泵直接进料。

33、则uF取1.2m/s。则 查无缝钢管标准，取 质量为3.58kg/m2.1.2 回流管回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用直管回流。本回流管为塔顶冷凝器的出口管，由冷凝气的设计结果知：回流管的尺寸为mm, 查无缝钢管标准，质量为3.58kg/m 2.1.3 塔釜出料管【6】塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的塔径不大，宜采用弯管出料。考虑到安装的需要，弯管的外型尺寸A小于裙座的内径D,取A=600mm.该塔的出料管即为塔底再沸器的进口管，由再沸器的设计结果知：取1594.5mm d=150mm查无缝钢管标准，质量为17.15kg/m2.1.4 塔顶蒸汽出料

34、管【6】对其提出料管的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，采用直管出料。出料气体的体积流量V=V1/3600= 1989.25/3600=0.553m3/s，出料液流速选择u=40m/s,则出料管直径 （22）查无缝钢管标准，取 质量为17.15kg/m2.1.5 塔釜进气管【6】对他的气体进料管的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分布状况。该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管，由再沸器的设计结果知：取3258mm查无缝钢管标准，质量为62.54kg/m。2.1.6 法兰的选择本设计的塔为常压操作塔，设计压力为0.5MPa,故选择法兰时，以，0.6MPa作为其公称压力，即PN=0.6则根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如表9所示：表9