化工原理课程设计-分离乙醇-水溷合溶液的浮阀精馏塔设计.doc

此文档收集于网络，如有侵权，请联系网站删除淮 海 工 学 院 化工原理课程设计说明书 题 目： 乙醇水混合液浮阀精馏塔的设计系 部： 化学工程学院 专 业： 环境工程 班 级： D制药091 姓 名： 学 号： 2011年12月27日目 录1 绪论 3 2 塔板的工艺设计 421精馏塔的物料衡算 422常压下乙醇-水气液平衡组成与温度的关系523理论塔板数的确定13 24塔径的初步设计 14 25 溢流装置 1526塔板分布，浮阀数目与排列 163 塔板的流体力学计算1831气相通过浮阀塔的压降18 32淹塔19 33雾沫夹带20 34塔板负荷性能图224 塔附件设计2341接管 23 42筒体与封头25 43除沫器25 44裙座 26 45吊柱 26 46人孔 265 塔总体高度的设计2651塔的顶部空间高度2652塔的底部空间高度2653塔的立体高度276 附属设备设计2761冷凝器的选择 2762再沸器的选择 277 课程设计总结28绪论 乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的乙醇很困难。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板和充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广的塔形，特别是石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多形式，但最常用的是FI型和V4型。FI型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-38）内，FI型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀，浮阀塔具有下列优点：1.生产能力大。2.操作弹性大。3.塔板效率高。4.气体压强降及液表面落差较小。5.塔的造价低。浮阀塔不宜处理结焦或粘度大的系统，但对于粘度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。目前，浮阀塔板是各国广泛应用塔型。它综合了泡罩塔板和筛孔塔板的优点，在每个开孔处装有一个可上下浮动的浮阀代替了升气管和泡罩。塔板上所开的孔径较大（标准孔径为39mm），避免了孔道堵塞。常用的浮阀有F1型（重阀）、V-4型及T型。浮阀的升降位置可根据气量的大小进行调节。当气量较小时，浮阀的开度小，但通过阀片与塔盘之间环隙气速仍足够大，避免了过多的漏液；气量较大时，阀片被顶起、上升，浮阀开度增大，通过环隙的气速也不会太高，使阻力不致增加太多。因此浮阀塔板保持了泡罩塔板操作弹性大的优点，而塔板效率，气压压降大致与筛孔塔板相当，且具有生产能力大等优点。所以自此种塔型问世以来，一直在工业生产中广泛应用。塔板的工艺设计.1精馏塔的物料衡算F:进料量（kmol/s） :原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成W：塔顶产品流量（kmol/s ）：塔底组成原料乙醇组成： 塔顶组成：塔底组成：进料量：F=30万吨/年= kmol/s物料衡算式为：F=D+W 联立代入求解：D=0.0654 kmol/s , W=0.4798kmol/s2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系温度t/液相组成x/%气相组成y/%1000095.51.9017.0089.07.2138.9186.79.6643.7585.312.3847.0484.116.6150.8982.723.3754.4582.326.0855.8081.532.7359.2680.739.6561.2279.850.7965.6479.751.9865.9979.357.3268.4178.7467.6373.8578.4174.7278.1578.1589.4389.43221温度利用表中数据由插值法可求得、。：， =85.75：， =78.13：， =98.12精馏段平均温度：提馏段平均温度：222 密度已知：混合液密度：（a为质量分数， 为平均相对分子质量） 混合气密度：塔顶温度：78.13气相组成， 进料温度：气相组成：，塔底温度：气相组成， 精馏段液相组成， 气相组成， 所以 kg/kmol kg/kmol提馏段液相组成， 气相组成， 所以 kg/kmol kg/kmol由不同温度下乙醇和水的密度温度/80735971885730968690724965395720961851007169584求得在、下的乙醇和水的密度（单位：）。 ， ， ， 818.93 ， ， ， ， ， ， 所以 kg/kmol kg/kmol 18.24 kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol 223 混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算 注：， ， lg(), , , 式中，下角标w、o、s分别代表水，有机物及表面部分；、指主体部分的分子数；、指主体部分的分子体积；、为纯水、有机物的表面张力；对乙醇q=2. 由不同温度下乙醇和水的表面张力温度/乙醇表面张力/（）水表面张力/（）701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8求得在、下的乙醇和水的表面张力（单位：） 乙醇表面张力：， ， ， 水表面张力： ， ， ， 塔顶表面张力： = 联立方程组 ， 代入求得 ， ， 原料表面张力： 联立方程组 ， 代入求得 ， ， 塔底表面张力： = 联立方程组 ， 代入求得 ， ， 精馏段的平均表面张力为： 提馏段的平均表面张力为： 224 混合物的粘度，查表得：，查表得：精馏段粘度： =提馏段粘度： 225 相对挥发度由，得 由，得 由，得 精馏段的平均相对挥发度：提馏段的平均相对挥发度：226 气液相体积流量计算根据x-y图查图计算，或由解析法计算求得： 取精馏段 已知：， ， 则质量流量： 体积流量： 提馏段 因本设计为饱和液体进料。所以q=1。 已知：， ， 则质量流量： 体积流量： 23 理论塔板的确定理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，在本次实验设计中采用图解法。根据下乙醇-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。泡点进料，所以 q=1,即q为一直线。本平衡具有下去凹部分，操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。（如图）x=0.1154,y=0.55,所以，操作回流比。已知：精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程；在图上作操作线，由点（0.779,0.779）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q 线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于0.00078为止，由此得到理论板块（包括再沸器），加料板为第5块理论板。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算。其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度精馏段 NT = 10 块 取17块提馏段 = 5 块 取7块全塔所需实际塔板数： 加料板位置在第17块塔板。24 塔径的初步设计241 精馏段由，安全系数=0.60.8,，式中C可由史密斯关联图查出。横坐标数值：取板间距：，则查图可知， 圆整：，横截面积：，空塔气速：242 提馏段横坐标数值：取板间距：，。则查图可知：。C= 圆整：，横截面积：，空塔气速：25溢流装置251堰长取=0.65D=0.652=1.3m出口堰高:本设计采用平直堰,堰上液高度按下式计算 (近似取E=1)(1)精馏段 (2)提馏段 252方形降液管的宽度和横截面查图得:,则:,验算降液管内停留时间:精馏段:提馏段: 停留时间s,故降液管可使用。253降液管底隙高度（1）精馏段取降液管底隙的流速 ，则，取=0.03m（2）提馏段取，取=0.10m26塔板分布、浮阀数目与排列261塔板分布本设计塔径D=2m。采用分块式塔板，以便通过入孔装拆塔板。262浮阀数目与排列精馏段取阀孔动能因子，则孔速为 每层塔板上浮阀数目为 个取边缘区宽度，破沫区宽度。计算塔板上的鼓泡区面积，即 其中 所以 m2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： 若考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用66mm，而应小些，故取，按t=75mm，=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数300个。按N=300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=提馏段取阀孔动能因子 ，则孔速每层塔板上浮阀数目为 个按，估算排间距 取，排得阀数为254个。按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=3 塔板的流体力学计算3.1、气相通过浮阀塔板的压降可根据计算。3.1.1.精溜段（1）干板阻力 u=因uu,故 h=5.34=5.34（2）板上充气液层阻力取0.035（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注高度为 3.1.2提留段(1)干板阻力 =因uu,故 h=5.34=5.34（2）板上充气液层阻力（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） 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度（2） 液体通过降液管的压头损失（3） 板上液层高度 3.2.2提馏段（1）单板压降所相当的液柱高度（2）液体通过降液管的压头损失（3）板上液层高度 3.3、物沫夹带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K=1.0，泛点负荷系数泛点率=68.13%对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足kg(液/kg气)的要求。3.3.2提馏段取系数K=1.0，泛点负荷系数泛点率=48.39%由以上计算可知，符合要求。3.4、塔板负荷性能图3.4.1.物沫夹带线泛点率=据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率80%计算。（1） 精馏段整理得：0.221=0.0402 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，可算出。（2） 提馏段整理得：0.217=0.0329+2.045，既=6.5957-62.16在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值。计算如表所示：精馏段提馏段 0.002 5.400.01 4.990.002 6.470.01 5.973.4.2.液泛线 由此确定液泛线，忽略式中（1） 精馏段整理得：（2） 提留段在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值。计算如表所示：精馏段提馏段 0.001 6.930.003 6.720.004 6.630.007 6.350.001 7.130.003 6.920.004 6.840.007 6.613.4.3.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=5s作为液体在降液管内停留时间下限，则3.4.4.漏液线对于型重阀，依=5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.液负荷下限线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。由以上15作出塔板负荷性能图。可以看出：（1） 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜操作去内的适中位置；（2） 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；（3） 按固定的液气比，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=1.5； 提馏段操作弹性=1.9.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Dm22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/s1.831.87堰长m1.31.3堰高m0.0530.054板上液层高度m0.070.07降液管底隙高m0.0320.099浮阀数N300254等腰三角形叉排阀孔气速m/s10.6112.94浮阀动能因子18.1617.98临界阀孔气速m/s16.0519.39孔心距tm0.0750.075同一横排孔心距排间距m0.0660.078相邻横排中心距离单板压降653.69654.49降液管内清液层高度m0.15690.1824气相负荷上限5.797.54气相负荷下限1.82.1物沫夹带控制操作弹性1.51.9漏液控制4、塔附件的时间设计41 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： D= 取u=1.6m/s,=918.19kg/m V=m/s D=m=52mm 查标准系列选取4.1.2、回流管 采用直管回流管，取u=1.6m/s m3/s查表取4.1.3、塔底出料管 取t=1.6m/s，直管出料, m3/s 查表取4.1.4、塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速u=23m/s，则 D=mm查表取4.1.5、塔底进气管 采用直管，取气速u=23m/s，则D=mm查表取4.1.6、法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准法兰，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：P6D70HG5010-58(2)回流管接管法兰：P6D60HG5010-58(3)塔底出料管法兰：P6D80HG5010-58(4)塔顶出料管法兰：P6D500HG5010-58(5)塔釜蒸气进气法兰：P6D500HG5010-584.2筒体与封头4.2.1 、筒体 壁厚选6mm，所用材质为A。4.2.2、封头 封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径d=2000，查得曲面高度h=450mm，直边高度h=40mm，内表面积F=3.73m，容积V=0.886m。选用封头P18006，JB1154-73。 4.3、除沫器 在空塔气速较大，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。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取：u=K 系数K=0.107 u=0.107 m/s除沫器直径：D=选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1C18N9T）；丝网尺寸：圆丝0.23。4.4、裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接出产生的局部阻力小，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。由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm。 基础环内径：基础环外径：圆整：D=1800mm, D=2600mm；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。4.5、吊柱 对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2000m，可选用吊柱500kg。s=1000mm，L=3400mm，H=1000mm。材料为A。4.6、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以达到要求，一般每隔12-20块塔板才设一个人孔，本塔中共22块板，需设置3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状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。5 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3min。 H=(tL )/A+(0.5-0.7)5.3、塔立体高度 H=HN+5 H=H+H+H+H+H=6 附属设备设计6.1、冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500-1500kcal/(m)本设计取K=700 kcal/(m)=2926J/(m)出料液温度：78.133(饱和气) （饱和液）冷却水温度：2035逆流操作： 传热面积：根据全塔热量衡算，计算方法参见任务书2和4，得Q=3360Kj/h。 A=6.2、再沸器的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K= 2926 J/(m)。料液温度：99.815,水蒸气温度：120逆流操作： 换热面积：根据全塔热量衡算，计算方法参见任务书2和4，得Q=2150.64Kj/h。 A= 设备型号：G7 课程设计总结本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点有：生产能力大。由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故其生产能力比泡罩塔的大20%40%，而与筛板相近。操作弹性大。由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔都宽。塔板效率高。因上升气体以水平方向吹入液层，故气、液接触时间较长而雾沫夹带量较小，板效率较高。气体压强降及液面落差较小。因为气、液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压强降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。塔的造价低。因构造简单，易于制造，浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60%80%，为筛板塔的120%130%。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常；不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。个人体会对于设计过程我们通过查阅各种文献得到数据，公式最后汇总，通过给出的任务进行计算，使我们的自学能力，汇总能力都得到了提高。对于最后部分塔附属高度的计算还不甚了解，很不熟练，有待提高。通过本次课程设计不仅增强了自己的自学能力更促进了对化工原理知识的进一步了解，