分离乙醇—正丙醇混合物系浮阀式精馏塔的设计.docx

目录第一部分 设计方案的确定21.1塔的选择21.2操作压力的选择31.3进料热状况的选择41.4加热及冷凝方式的选择41.5回流比的选择4第二部分 塔板的工艺设计52.1精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算52.1.1精馏塔全塔物料衡算52.1.3密度62.1.4 混合液体平均表面张力92.1.5 混合物的粘度102.1.7 气、液相体积流量计算122.2理论塔板数的计算132.3 热量衡算152.3.1.加热介质的选择152.3.2.冷却剂的选择152.3.3.比热容及汽化潜热的计算162.4 塔径的初步计算222.5 溢流装置232.5.1堰长232.5.2弓形降液管宽度和截面积242.5.3 降液管底隙高度242.6 塔板分布、浮阀数目与排列252.6.1塔板分布252.6.2 浮阀数目与排列25第三部分 塔板的流体力学计算283.1通过浮阀塔板的压降283.2淹塔293.2.1精馏段293.2.2提馏段303.3雾沫夹带313.3.1精馏段313.3.2提馏段323.4塔板负荷性能图323.4.1雾沫夹带线323.4.2液泛线333.4.3液相负荷上限343.4.4漏液线343.4.5液相负荷下限353.5浮阀塔工艺设计计算结果37第四部分 塔附件的设计394.1接管394.1.2回流管394.1.3塔底出料管394.1.4塔顶蒸汽出料管404.1.5塔底进气管404.1.6法兰404.2筒体与封头414.2.1筒体414.2.2封头414.3除沫器414.4裙座424.5人孔43第五部分 塔总体高度的设计445.1塔的顶部空间高度445.3塔总体高度44第六部分 附属设备的计算456.1 冷凝器的选择456.2再沸器QB的选择46第七部分 参考文献48第八部分 对本设计的评述49附录 乙醇正丙醇二元物系浮阀式精馏塔设计图50 设计任务书 1.设计题目：分离乙醇正丙醇混合物系浮阀式精馏塔的设计2.原始数据及条件：进料：乙醇含量35%（质量分数，下同），其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量90%；塔底乙醇含量0.01%生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000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、精馏塔的工艺设计； 2、附属设备（如再沸器、冷凝冷却器）进行简单计算并选型（不必校核）； 3、绘制塔板负荷性能图、精馏塔设备图； 4、编写设计说明书 第一部分 设计方案的确定精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。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。1.1塔的选择 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。浮阀塔结构简单，有两种结构型式，即条状浮阀和盘式浮阀，它们的操作和性能基本是一致的，只是结构上有区别，其中以盘式浮阀应用最为普遍。盘式浮阀塔板结构，是在带降液装置的塔板上开有许多升气孔，每个孔的上方装有可浮动的盘式阀片。为了控制阀片的浮动范围，在阀片的上方有一个十字型或依靠阀片的三条支腿。前者称十字架型，后者称V型。目前因V型结构简单，因而被广泛使用，当上升蒸汽量变化时，阀片随之升降，使阀片的开度不同，所以塔的工作弹性较大。浮阀塔具有以下优点： （1）. 生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 （2）操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 （3）塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 （4）气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 （5）塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 5080，但是比筛板塔高 2030。1.2操作压力的选择 蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般，除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏；对热敏物系，则易采用减压蒸馏。本设计选用塔顶压强为1.03atm（绝压）。1.3进料热状况的选择 蒸馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料。本设计采用泡点进料。1.4加热及冷凝方式的选择 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应，本装置也采用此类塔底供热；而塔顶采用冷凝器冷凝，冷凝剂采用自来水，在用分配器按一定比例塔顶回流。蒸馏多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，本设计采用的是间接蒸汽加热。1.5回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，本设计中已经给出回流比R为5. 第二部分 塔板的工艺设计2.1精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 2.1.1精馏塔全塔物料衡算F:进料量(kmol/h) : 原料组成D:塔顶产品流量(kmol/h): 塔顶组成W:塔底残液流量(kmol/h): 塔底组成 原料乙醇组成: 塔顶组成: =92.15% 塔底组成: XW=0.013%平均摩尔质量：进料量: 物料衡算式:F=D+W F=D+W联立代入求解:D=28.67kmol/h W=35.37kmol/h2.1.2 常压下乙醇-正丙醇气、液平衡组成（摩尔）与温度的关系乙醇正丙醇气液平衡（摩尔分数）与温度的关系温度t/97.6093.8592.6691.6088.3286.2584.9884.1383.0680.5078.38液相组成x00.1260.1880.2100.3580.4610.5460.6000.6630.8841气相组成y00.2400.3180.3490.5500.6500.7710.7600.7990.9141 精馏段平均温度:=83.51 提留段平均温度:=92.412.1.3密度已知:混合液密度:（为质量分数）；混合气密度:(1)精馏段 =83.51 (2)提馏段 不同温度下乙醇和正丙醇的密度温度t/707580859095100乙醇kg/m3748.87739.87735.87731.87728.87723.87715.87正丙醇kg/m3762.56755.86750.86745.87740.87735.87730.872.1.4 混合液体平均表面张力不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力温度t/707580859095100乙醇mN/m18.217.917.417.016.416.115.7正丙醇mN/m19.819.518.918.518.117.617.2常压下二元有机混合溶液表面张力计算公式2.1.5 混合物的粘度不同温度下乙醇和正丙醇的粘度温度t/707580859095100乙醇mPa.s0.5100.4800.4260.4100.3700.3450.325正丙醇mPa.s0.8490.7500.6850.6400.5650.4950.4602.1.6 相对挥发度 提馏段 2.1.7 气、液相体积流量计算 D=28.67 kmol/h 2.2理论塔板数的计算理论板：指离开这种板的气、液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。取操作回流比R=5精馏段操作线方程为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 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xN5s，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=0.12m/s （2） 提馏段 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=1.6m 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=11,则孔速每层塔板浮阀数目为：取边缘区宽度 安定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：考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用124mm，而应小一些，故取，按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数128个按N=128 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=11. 则孔速每层塔板上浮阀数目为按t=75mm ,估算排间距考虑到塔体的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占据一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用116mm，而应小一些，故取，按t=75mm , 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数128按N=128 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=第三部分 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可由 和计算式中 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 (1) 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 ， （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，泛点负荷系数图由计算可知，符合要求。3.4塔板负荷性能图3.4.1雾沫夹带线 据此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 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 在操作范围内任取两个值算出 精馏段Ls (m3/s)0.0010.005Vs (m3/s)3.0792.953提馏段Ls (m3/s)0.0020.008Vs (m3/s)2.9952.8163.4.2液泛线 由此确定液泛线，忽略式中 而精馏段提馏段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)2.402.302.25 2.08 提馏段Ls2 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2 (m3/s)2.32 2.24 2.21 2.113.4.3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液相负荷下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 精馏段塔板负荷性能图 提馏段塔板负荷性能图由以上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由物沫夹带线控制，操作下限由漏液线控制;（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Dm1.61.6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/s0.670.69堰长m1.121.12堰高m0.0580.053板上液层高度m0.070.07降液板底隙高度m0.0210.033浮阀数N128128等腰三角形叉排阀孔气速m/s8.869.08浮阀动能因子11.6512.54临界阀孔气速m/s7.777.36孔心距tm0.0750.075同一横排孔心距排间距m0.100.10相邻横排中心距离单板压降Pa615.67671.31降液管清液高度m0.120.137泛点率%37.1139.83气相负荷上限2.952.80物沫夹带控制气相负荷下限0.580.56漏液控制操作弹性5.085.00第四部分 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4.1.5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=1600mm,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=1600mm，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。选用封头N14006,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；类型：规格：40100.材料：不锈钢丝（1Gr8Ni9），丝网尺寸：圆丝。4.4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1280mm（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人孔对D1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔1020块塔板才设一个人孔，本塔中共48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部分 塔总体高度的设计5.1塔的顶部空间高度 5.2塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔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 第六部分 附属设备的计算6.1 冷凝器的选择乙醇-正丙醇汽化热温度t/708090100乙醇kj/kg810.1820.5840.8860.9正丙醇kj/kg673.3690.5703.5745.5（1） 热负荷 （2）冷却水用量取冷却水进口温度为25，出口温度为40，水的比热容为4.18（3） 总传热系数K 查表，取 (4)泡点回流时的平均年温差（5） 换热面积A 选取设备型号G500I-16-406.2再沸器QB的选择(1) 热负荷 （2） 加热蒸汽用量（3） 平均温度 （4） 换热系数K 查手册得，取K=900（5） 换热面积 查表选型储槽、加料泵、高位槽、产品冷却器设计从略。第七部分 参考文献（1） 贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计M.天津大学出版社,2002（2） 吴俊，宋孝勇. 化工原理课程设计M.华东理工大学出版社，2011（3） 柴诚敬等.化工原理M.高等教育出版社，2006（4） 刘玉兰等. 常用化工单元设备的设计M. 华东理工大学出版社, 2005 （5） 刘光启，刘杰.化学化工物性数据手册(无机卷).化学工业出版社,2002（6） 王国胜，化工原理课程设计M.大连理工大学出版社，2005（7） 王卫东，化工原理课程设计M. 华东理工大学出版社,2011第八部分 对本设计的评述本次设计分离乙醇-正丙醇物系的浮阀式精馏塔，经过两周的学习和研究，终于在自己的努力，还有老师和同学们的帮助下完成了本设计。在开始设计之前，我在图书馆借了一些参考资料和设计手册，并且在网上查了一些这方面的资料。然后我将化工原理书以及化工原理课程设计书，以及借到的资料认认真真地看了一遍。这对于我后来的计算过程有着非常重要的作用，让我对设计的大致步骤有了一个了解，扫清了前进道路上的很多障碍，让接下来的计算得以比较顺利地进行。在设计过程中存在着大量的计算，需要非常的有耐心去做，并且还得借助一些计算工具。比如在计算板数的时候，由于用笔算很麻烦，但是用Excel,大大方便了计算，且提高了准确度，此后又观察到逐板计算法基本上是重复计算，很适合用Excel，因此又用E