化工原理课程设计分离乙醇—水二元物系浮阀式精馏塔的设计

1、化工原理课程设计任务书1.设计题目：分离乙醇水二元物系浮阀式精馏塔的设计2.原始数据及条件： 生产能力：年处理乙醇水混合液7.92千吨(开工率为3000/天)原料：来自原料罐，温度20，乙醇含量为48%（质量分率,下同）分离要求：塔顶乙醇含量不低于92% 塔底乙醇含量不高于0.03% 塔顶压力p=105kpa 进料状态为泡点进料塔釜为饱和蒸汽直接加3.设计任务：1. 完成该精馏塔的各工艺设计，包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。摘要本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、

2、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、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。通过对精馏塔的核算，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20块，塔效率为42.2%，精馏段实际板数为40块，提馏段实际板数为5块，实际板数45块。进料位置为第17块板，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为0.8米，设置了四个人孔，塔高22.19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：二元精馏、浮阀精馏塔、物料衡算、流体力学验算。第一章 绪论5第二章 塔板的工艺设计72.1 精馏塔全

3、塔物料衡算72.2 乙醇和水的物性参数计算72.2.1温度72.2.2密度82.2理论塔板的计算11第三章 塔体的工艺尺寸计算123.1塔径的初步计算123.2溢流装置143.3塔板分布、浮阀数目与排列15第四章 筛板的流体力学验算164.1气相通过浮阀塔板的压降164.2淹塔174.3物沫夹带18第五章塔板负荷性能曲线195.1物沫夹带线195.2液泛线195.3液相负荷上限205.4漏液线205.5液相负荷下限20第六章 塔附件的设计216.1接管216.2筒体与封头236.3除沫器236.4裙座246.5人孔24第七章塔总体高度的设计247.1塔的顶部空间高度247.3塔总体高度24第八

4、章 附属设备的计算248.1 热量衡算248.1.1 0的塔顶气体上升的焓qv248.1.2回流液的焓qr258.1.3塔顶馏出液的焓qd258.1.4冷凝器消耗的焓qc258.1.5进料口的焓qf258.1.6塔釜残液的焓qw268.1.7再沸器qb268.2 冷凝器的设计268.3冷凝器的核算278.4泵的选择27浮阀塔工艺设计计算结果列表28主要符号说明29参考文献31致 谢31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。其中主

5、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水二元物系。在此我选用连续精馏浮阀塔。具有以下特点： (1)

6、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、设备的结构设计和工艺尺

7、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。工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。第二章 塔板的工艺设计2.1 精馏塔全塔物料衡算f:进料量(kmol/s) xf:原料组成d:塔顶产品流量(kmol/

8、s)xd:塔顶组成w:塔底残液流量(kmol/s)xw:塔底组成原料乙醇组成: xf= =26.54%塔顶组成: xd=81.82%塔底组成: xw=0.012%进料量: f=7.924千吨/年=0.0167 kmol/s物料衡算式:f=d+w f xf=d xd+w xw联立代入求解:d=0.0054 kmol/s w=0.0113 kmol/s2.2 乙醇和水的物性参数计算2.2.1温度 常压下乙醇水气液平衡组成与温度的关系温度t液相中乙醇的摩尔分率%气相中乙醇的摩尔分率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.4375

9、85.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中数据由内差可求得tf td tw tf := tf=70.85 td := td=78.28 tw := tw=99.97 精馏段平均温度:=74.57 提留段平均温度:=85.412.2.2密度已知

10、:混合液密度: 混合气密度:塔顶温度: td=78.28气相组成yd: yd=83.79%进料温度: tf=70.85气相组成yf: yf=77.1%塔底组成: tw=99.97气相组成yw: yw=0.11%(1)精馏段液相组成x1:气相组成y1:所以 (2)提留段液相组成x2:气相组成y2:所以由不同温度下乙醇和水的密度,内差法求tf td tw下的乙醇和水的密度温度t,708090100110,kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3,kg/m3977.8971.8965.3958.4951.6tf=70.85 td=78.28 tw=99.97 所以2.2.3混合液

11、体表面张力 由内差法求得在tf td tw下的乙醇和水的表面张力 乙醇表面张力 cf=18.02mn/m cd=17.30mn/m cw=15.20mn/m 水表面张力 wf=64.34mn/m wd=62.89mn/m ww=58.81mn/m塔顶表面张力 d=22.61mn/m原料表面张力 f=47.06mn/m塔底表面张力 w=58.80mn/m(1)精馏段的平均表面张力 1=(22.61+47.06)/2=34.84mn/m(2)提馏段的平均表面张力：2=（58.80+47.06）/2=52.93mn/m2.2.4相对挥发度由 xf=26.54% yf=77.1% 得由 xd=81.8

12、2% yd=83.79% 得由 xw=0.012% yw=0.11% 得(1)精馏段的平均相对挥发度提留段的平均相对挥发度2.2.5混合物的粘度 =74.57 查表，得水=0.382mpas, 醇=0.493mpas =85.41 查表，得水=0.334mpas, 醇=0.429mpas(1)精馏段粘度：1=醇x1+水(1-x1)=0.493*0.5418+0.382*(1-0.5418)=0.4421 mpas(1) 提留段粘度: 2=醇x2+水(1-x2)=0.429*0.1328+0.334*(1-0.1328)=0.3466 mpas2.2理论塔板的计算绘出乙醇水的气液平衡组成，即x-

13、y曲线图，作进料线，与平衡线的交点坐标为xq=0.2654 yq=0.54最小回流比为取操作回流比r=1.7rmin=1.722精馏段 l=rd=1.722*0.0054=0.0093kmol/s v=(r+1)d=2.722*0.0054=0.0147kmol/s提留段 因本设计为饱和液体进料，所以q=1 则精馏段操作线方程为y=0.63x+30.06 提馏段操作线方程为采用图解法求得理论板层数nt=20,加料板为第17块理论板（1） 精馏段 已知a=5.23 l1=0.4421 mpas所以（2） 提留段 已知a=9.25 l2=0.3466 mpas所以全塔所需实际塔板数：全塔效率：第三

14、章 塔体的工艺尺寸计算3.1塔径的初步计算3.1.1气液相体积流量计算（1）精馏段 质量流量： 体积流量： （2）提留段 质量流量： 体积流量： 3.1.2精馏段塔径计算 由u=(安全系数)*umax,安全系数=0.60.8，umax= 横坐标数值： 取板间距：ht=0.40m , hl=0.06m .则ht- hl=0.34m查图可知c20=0.071 ,取安全系数为0.7 ，则空塔气速按标准塔径圆整后为=0.8m塔截面积为实际空塔气速为3.1.3提留段塔径计算 横坐标数值： 取板间距：ht=0.40m , hl=0.06m .则ht- hl=0.34m 查图可知c20=0.072 , 按标

15、准塔径圆整后为=0.8m塔截面积为实际空塔气速为3.2溢流装置3.2.1堰长 取=0.65d=0.52m3.2.2溢流堰高度 选择平直堰 堰上层高度（1）精馏段 （2）提留段 3.2.3弓形降液管宽度和截面积由 查得， 则验算降液管内停留时间 精馏段： 提留段：停留时间5s，故降液管可使用3.2.4降液管底隙高度（1）精馏段 取降液管底隙的流速=0.08m/s 则=（2）提留段 取=0.08m/s 则=故降液管设计合理选用凹形受液盘：深度3.3塔板分布、浮阀数目与排列3.3.1塔板分布 本设计塔径d=0.8m 采用整块式塔板3.3.2浮阀数目与排列 (1)精馏段 取阀孔动能因子f0=12. 则

16、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： 按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数39个 按n=39 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)提留段 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=90mm ,以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数39个 按n=23 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= 第四章 筛板的流体力

17、学验算4.1气相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 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。 4.1.1 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 4.1.2提留段（1）干板阻力 因u02u0c2 故（2）板上充气液层阻力

18、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 4.2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4.2.1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 则可见所以符合防止淹塔的要求。 4.2.2提留段 (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。 4.3物沫夹带4.3.1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

19、物沫夹带，应控制泛点率不超过70%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。 4.3.1提留段 取物性系数，泛点负荷系数图泛点率=由计算可知，符合要求。第五章塔板负荷性能曲线5.1物沫夹带线 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率70%计算： 精馏段 0.7= 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 提留段 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)0.0020.003vs (m3/s)0.6930.639提馏段 ls (m3/s)0.0020.003vs (m3/s)0.8450.7765.2液泛线 而精馏段 整理得：提留

20、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)0.00010.00040.00150.003vs1 (m3/s)0.7880.7700.6890.460提馏段 ls2 (m3/s)0.00030.00070.00150.003vs2 (m3/s)0.5920.5780.5510.4815.3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 5.4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)提留段5.5液相负荷下限 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作

21、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 第六章 塔附件的设计6.1接管6.1.1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6.1.2回流管采用直流回流管 取查标准系列选取6.1.3塔底出料管取 直管出料查标准系列选取6.1.4塔顶蒸汽出料管直管出气 取出口气速 查标准系列选取6.1.5塔底进气管 采用直管 取气速 查标准系列选取6.1.6法兰 由于常压操作，所以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。进料管接管法兰：hgt+20592-

22、2009钢制管法兰回流管接管法兰：hgt+20592-2009钢制管法兰塔底出料管法兰：hgt+20592-2009钢制管法兰塔顶蒸汽管法兰：hgt+20592-2009钢制管法兰塔釜蒸汽进气法兰：hgt+20592-2009钢制管法兰 6.2筒体与封头6.2.1筒体 由d=800mm 选取壁厚为4mm6.2.2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=800mm，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。选用封头n8006,jb1154-736.3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

23、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0.2m，直径为0.46m6.4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：，；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1.6m。6.5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入任何一层

24、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45块板，需设置4个人孔，每个孔直径为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。 第七章塔总体高度的设计7.1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。 7.2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。7.3塔总体高度 第八

25、章 附属设备的计算8.1 热量衡算 8.1.1 0的塔顶气体上升的焓qvtd温度下，即 78.28 tw温度下，即 99.97 td温度下，即 78.28 0的塔顶气体上升的焓qv 塔顶以0为基准8.1.2回流液的焓qr 注：此为泡点回流，据t-x-y图差得此时组成下的泡点td，用内差法求得回流液组成下的，查得=78.15 此温度下： 注：回流液组成与塔顶组成相同 8.1.3塔顶馏出液的焓qd 因馏出口与回流液口组成一样，所以 8.1.4冷凝器消耗的焓qc8.1.5进料口的焓qft温度下，即 70.85 所以8.1.6塔釜残液的焓qw8.1.7再沸器qb塔釜热损失为10%, 则 设再沸器损失能

26、量q损=0.1qb 加热器实际热负荷= 8.2 冷凝器的设计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)=2926)出料液温度：78.28（饱和气）78.28（饱和液）冷却水温度：2035逆流操作：t1=58.28 t2=43.28 传热面积:根据全塔热量衡算，得qc=2093693.05kj/h按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表壳径/mm400管子尺寸19mm2mm公称压力/mpa0.6管长1.5m公称传热面积/m214.5m2管子总数174管程数1管子排列方式正方形斜转45壳程数1折流挡板形式圆缺形8.3冷凝器的核算 核算传热面积而该型号换

27、热器的实际传热面积a为从传热面积的核算中也可知，所选的换热器合适所以本实验最终选取的换热器为:,管心距25mm,公称直径400mm，管程数n为2，管子根数为174，换热管长度1500mm，换热面积为14.5m28.4泵的选择用泵将料液输送到5米高的容器中，泵的吸入管道为的无缝钢管,容器的表压为0.05mpa，进料泵的流速 uf=1m/s， 主加料管长为20m，90弯头5个，截止阀（全开）个。则已知： 湍流 扬程: 额定: hc=(1.051.10)he=7.948.32m.取hc=8.2m.流量: 所以泵型号为 : is50-32-160型号is6550-160流量m3/h3.75扬程m8.5

28、电机功率 kw0.55轴功率 kw0.25转速 1450效率35%泵壳许用压力kgf/cm352/38浮阀塔工艺设计计算结果列表 浮阀塔工艺设计结果项目符号单位 精馏段提留段 备注塔径d m0.80.8塔间距htm0.40.4塔板类型 单溢流弓形降液管 整块式塔板空塔气速um/s0.830.53堰长lwm0.520.52堰高hwm0.0550.075板上液层高度hlm0.0050.0075降液管底隙高h0m0.0090.015浮阀数n3923 等腰三角形叉排浮阀动能因子f010.739.74临界阀孔气速u0cm/s8.6610.53阀孔气速u0m/s10.0712.02 同一横排孔心距孔心距t

29、m7590相邻横排中心距离排心距tm90120单板压降pppa617.05648.83降液管内清夜层高度hdm0.140.134泛点率%42.7723.44441气相负荷上限(vs)maxm3/s0.6850.562物沫线控制液泛线控制气相负荷下限(vs)minm3/s0.3250.13下限线控制漏液线控制操作弹性1.632.09主要符号说明符号意义si单位f进料流量kmol/h；d塔顶产品流量kmol/h；w塔釜产品流量kmol/h；x进料组成无因次v上升蒸汽流量kmol/h；l下降液体流量kmol/h；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

30、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/hv料液的体积流率m3/hd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下标的说明下标意义下标意义min最小值f进料板l液相m平均值v气相a乙醇d塔顶b水w塔底参考文献 1刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷).北京:化学工业出版社,