化工原理课程设计甲醇水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计

1、浦化工 0910 19号 杨福 化工原理专业课程设计设计题目 甲醇-水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计 学生姓名 班级、学号 指导教师姓名 课程设计时间20 年 月 日-20 年 月 日 课程设计成绩设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力及设计过程表现，30%设计最终成绩（五级分制） 指导教师签字 化学化工学院课程名称： 化工原理课程设计设计题目： 甲醇-水二元体系筛板精馏塔的工艺设计学生姓名： 专业：化学工程与工艺 班级学号： 化工设计日期： 2011-12-20至2011-12-31设计任务： 甲醇-水体系设计条件：1. 进料量：f=320 kmol/h2. 进料组成：

2、=0.30 （摩尔分率）3. 进料热状态：冷夜进料tf=15.74. 常压，塔釜间接蒸汽加热5. 塔顶冷凝水温度t=25，6. 塔釜加热蒸汽温度t=139设计要求： （摩尔分率） （摩尔分率）目录一 概述.二 工艺设计1 总体设计方案1.1 操作压强的选择1.2 物料的进料热状态1.3 回流比的确定1.4 塔釜的加热方式1.5 回流方式选定2 精馏的工艺流程图3 精馏塔塔板数的确定3.1 物料衡算.3.2 物系相平衡数据.3.3 回流比确定.3.4 逐板法计算理论塔板数.3.5 实际塔板数的确定.4 塔径塔板工艺尺寸的确定 4.1 各设计参数 4.1.1 操作压力 4.1.2 温度. 4.1.

3、3 平均摩尔质量. 4.1.4 平均密度. 4.1.5 液体表面张力. 4.1.6 液体的粘度 4.1.7 液负荷计算4.2 塔径塔板工艺尺寸确定4.2.1 塔径塔板的计算. 4.2.1.1 塔径的计算 4.2.1.2 溢流装置的确定 4.2.1.3 安定区与边缘区的确定 4.2.1.4 鼓泡区阀孔数的确定及排列4.2.2 塔盘流体力学验算4.2.2.1 塔板压降4.2.2.2 降液管停留时间4.2.2.3 雾沫夹带4.2.3 负荷性能图4.2.3.1 液相下限线4.2.3.2 液相上限线4.2.3.3 漏液线4.2.3.4 溢流液泛线4.2.3.5 过量雾沫夹带线4.2.3.6 性能负荷图4

4、.3 浮阀塔工艺设计计算结果5 辅助设备的设计5.1 塔顶全凝器的计算及选型.5.2 塔底再沸器面积的计算及选型.5.3 其他辅助设备的计算及选型5.3.1 进料管5.3.2 回流管5.3.3 塔釜出料管5.3.4 再沸器蒸汽进口管5.3.5 冷凝水管5.3.6 冷凝水泵5.3.7 进料泵.5.3.8 预热器.6 致谢7 参考文献三 附录：1精馏段塔板布置图2提馏段塔板布置图1 概述：塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广

5、泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的优点：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 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），

6、所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 二工艺设计1. 总体设计方案 1.1 操作压强的选择 精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温

7、度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次任务分离的是甲醇和水体系，综合考虑各个因素，决定采用常压（1atm）下进行操作。 1.2 物料的进料热状态采用冷液进料的方式，进料温度为15.7,该温度为南京市全年平均温度，冷液进料无需在进料前进行预热，所以节省了操作费用，简单方便。 1.3 回流比的确定对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加

8、。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6倍。 1.4 塔釜的加热方式本次分离任务采设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供做够的热量。 1.5 回流方式选定 重力回流2 精馏的工艺流程图甲醇-水精馏体系冷夜进料3 精馏塔塔板数的确定 3.1 物料衡算已知条件：f=320 kmol/h (33.33-30)/(33.33-29.09)=(76.7-)/(76.7-77.8)该组成下的泡点77.414 3.2 物系相平衡数据 1)

9、基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水h2o18.0153373.15k273.15k甲醇ch3oh32.04337.8k175.65k2） 甲醇-水汽液平衡组成 常压下甲醇和水的气液平衡表(txy)txytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1373.4788.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.185

10、7.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75根据汽液平衡表,由内插法求得(5.31-0.1)/(5.31-0)=(92.9-)/(92.9-100)塔釜温度(100-99)/(100-87.41)=(64.7-)/(64.7-66.9)塔顶温度64.7361进料温度15.7 3） 甲醇-水各温度下的粘度(内插法求得)温度塔釜温度定性温度进料温度塔顶温度99.86682.3015.764.7361甲醇pa.s2.2832.71376.27093.281水pa.s2.8423

11、.46541.11994.3724） 甲醇-水各温度下的表面张力(内插法求得)温度塔釜温度进料温度塔顶温度99.86615.764.7361甲醇n/m0.01281 0.0225920.016788水n/m0.058930.07314 0.06526 5） 甲醇-水在各温度下的密度(内插法求得)温度塔釜温度进料温度塔顶温度99.86615.764.7361甲醇712.167809.186755.487水958.47 999.02 980.6 6）甲醇-水在各温度下地比热容（内插法求得）温度塔釜温度进料温度塔顶温度泡点温度tb定性温度t=99.86615.764.736177.41446.557

12、甲醇j/mol.k49.73143.12146.98547.98445.553水j/mol.k7596 75.2675.1327）甲醇和水在各温度下的汽化潜热（内插法求的）温度塔釜温度进料温度塔顶温度泡点温度tb99.86615.764.736177.414甲醇kj/mol32.16238.84135.25534.196水kj/mol40.63144.36 42.24541.677解：当t 当t=77.414 kj/mol解得：3.3 回流比确定3.4甲醇摩尔分数/%温度x/100y/100y-xyx-xy液相x气相y5.3128.3492.90.05310.28340.2683510.038

13、0517.052337.6740.0190.30.07670.40010.3694120.0460128.0285519.2643.5388.90.09260.43530.3949910.0522917.55368112.5748.3186.60.12570.48310.4223740.0649746.50063413.1554.54850.13150.54540.473680.059787.92373216.7455.8583.20.16740.55850.4650070.0739076.29177818.1857.7582.30.18180.57750.4725110.0768116.15

14、163920.8362.7381.60.20830.62730.4966330.0776336.39716123.1964.8580.20.23190.64850.4981130.0815136.11085128.1867.75780.28180.67750.4865810.0908815.35406929.0968.0177.80.29090.68010.4822590.0930595.18229733.3369.1876.70.33330.69180.4612230.1027234.48996635.1373.4776.20.35130.73470.47660.09325.11373946

15、.277.5673.80.4620.77560.4172730.1036734.02490152.9279.7172.70.52920.79710.3752750.1073753.49500259.3781.8371.30.59370.81830.3324750.1078753.08203468.4984.92700.68490.84920.2675830.1032832.59077677.0189.62680.77010.89620.2060360.0799362.57750587.4191.9466.90.87410.91940.1157520.0704521.642987q=1.104，

16、所以q线方程为 平衡线方程为联立q线方程与平衡线方程得： 3.4 逐板法计算理论塔板数精馏段操作线方程为：提馏段：提馏段方程：平衡线方程为：由上而下逐板计算，自x0=0.99开始到xi首次超过x=0.3321时止 操作线上的点 平衡线上的点 1 （x0=0.99,y1=0.99） (x1=0.95343, y1=0.99) 2 （x1=0.95343,y2=0.9702） （x2=0.8438,y2=0.9702） 3 （x2=0.8438,y3=0.9107） （x3=0.6786,y3=0.9107） 4 （x3=0.6786,y4=0.821） （x4=0.4868,y4=0.821）5

17、 （x4=0.4868,y5=0.7168） （x5=0.3436,y5=0.7168）6 （x6=0.3436,y7=0.6391） （x6=0.2680,y6=0.6391）因为x5 时首次出现 xi xq 故第6块理论版为加料版，精馏段共有6块理论板。提馏段理论板数提馏段操作线方程：y=1.908x-0.000911已知x5=0.2680, 由上而下计算，直到xi 首次越过xw=0.001时为止。操作线上的点 平衡线上的点7（x6=0.2680,y7=0.5106） （x7=0.1775,y7=0.5106）8（x7=0.1775,y7=0.33776） （x8=0.0954,y8=0.

18、33776）9（x8=0.0954,y9=0.1811） （x9=0.0437,y9=0.1811）10（x9=0.0437,y10=0.08255） （x10=0.01827,y10=0.08255）11（x10=0.01827,y11=0.03395） （x11=0.00721,y11=0.03395）12（x11=0.00721,y12=0.01285） （x12=0.002686,y12=0.01285）13（x12=0.002686,y13=0.004213） （x13=0.000874,y13=0.004213）由于到x13首次出现xi 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。 4.2

19、.1.3 安定区与边缘区的确定 1) 入口安定区 塔板上液流的上游部位有狭长的不开孔区，叫入口安定区，其宽度为。此区域不开孔是为了防止因这部位液层较厚而造成倾向性液封，同时也防止气泡窜入降液管。一般取=（50100）mm,精馏段取=70mm,提镏段取=70mm。2） 出口安定区 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狭长的不开孔区，叫出口安定区，其宽度与入口安定区相同，亦为。这部分不开孔是为了减小因流进降液管的液体中含气泡太多而增加液相在降液管内排气的困难。精馏段取=70mm,提镏段取=70mm。3） 边缘固定区 在塔板边缘有宽度为wc的区域不开孔，这部分用于塔板固定。一般=（2550）mm。精

20、馏段取=40mm,提镏段取=40mm。 4.2.1.4 鼓泡区阀孔数的确定及排列塔径d/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数 3 4 5 6d精=d提=1200mm所以查表得：塔板分块数（精馏）=塔板分块数（提馏）=3工艺要求：孔径精馏段取阀孔动能因子 =10孔速浮阀孔数 取无效区宽度 =0.04m 安定区宽度 =0.07m 弓形降液管宽度 开孔区面积 =0.7294m2其中 r=0.56x=0.35m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排图如下：经过精确绘图，得知，当t=65mm时，阀孔数n实际=118个按n=118重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0

21、= vs/（ 1/4 d2 n）=10.46 m/sf0=uo(v,m) 0.5=11.63阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。 开孔率 (5%14%,符合要求)故：t=75mm , t=65mm, 阀孔数n实际=118个则每层板上的开孔面积ao =a a = 0.729412.46 %=0.09089m2提留段：取阀孔动能因子 孔速浮阀数 取无效区宽度 0.04m 安定区宽度 0.07m弓形降液管宽度 开孔区面积 =0.7294m2其中 0.560.35m由图可得实际浮阀孔数118块11.25阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内 开孔率% (5%14%,符合要求)4.2.2 塔盘流体力

22、学验算 a.塔板压降校核4.2.2.1干板压强降浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为u0,cu0,c=（73.1/v,m）（1/1.825）=9.4m/s液层阻力 取0.45 液体表面张力数值很小，设计时可以忽略不计气体通过每层塔板的压降p为 4.2.2.2 降液管停留时间液体在降液管内停留时间精馏段：提馏段：故降液管设计合理b. 液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：hd（ht+hw）hd=hw+how+hd+hp+hd=0.2(ls/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.4对于浮阀塔0则hd=hw+how+hd+hp+=0.055+0.2(0.001

23、079/(0.840.022)2+0.06045=0.1272m（ht+hw）=0.4(0.4+0.04694)=0.1788m因0.1272m0.1788m， 故本设计中不会出现液泛 4.2.2.3 雾沫夹带综合考虑生产能力和塔板效率，一般应使雾沫夹带量ev限制在10%以下，校核方法常为：控制泛点百分率f1的数值。所谓泛点率指设计负荷与泛点负荷之比的百分数。其经验值为大塔f180%-82%精馏段：cf泛点负荷因素由 查表得 k=1.0ab=at-2af=1.131-20.1018=0.9074提馏段：cf泛点负荷因素由 查表得 k=1.0a,b=a,t-2a,f=1.131-20.1018=

24、0.9074 故本设计中的雾沫夹带量在允许范围之内。对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev0.1kg液/kg(干气)的要求。e. 漏液验算精馏段：0.634m3/svs=1.6223 m3/s, 可见不会产生过量漏液。提馏段： 0.721m3/s3此设计符合要求。5 辅助设备的设计 5.1 塔顶全凝器的计算及选型(1)全凝器的选择：（列管式全凝器） 全凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在全凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。(2)全凝器的传热面积和冷却水的消耗量甲醇-水走壳

25、程，冷凝水走管程，采用逆流形式甲醇-水冷凝蒸汽的数据64.7361冷凝蒸汽量：由于甲醇摩尔分数为0.99,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18kj/kg 冷凝水始温为30，取全凝器出口水温为42，在平均温度物性数据如下（甲醇在膜温40.3下，水在平均温度36下）（kg/m3）cp(kj/k.)kg(s.m)(w/(m.)甲醇-水1.1562.5964510-50.1888水993.64.17471.2410-50.6268a. 设备的热参数：b水的流量：c平均温度差：根据“传热系数k估计表”取k=2000w/(m2.) 传热面积的估计值为：安全系数取1.2 换热面积a=1.236.44=

26、43.732m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管数：个管长：取管心距壳体直径取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板间距b=200mm由上面计算数据，选型如下：公称直径d/mm600管子尺寸/mm25公称压力 pn/（mpa）1.6管子长l/m4.2183管程数np1管数n/根132壳程数ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、壳程的流速及re:（一）管程流通截面积：管内水的流速（二）壳程流通截面积： 取=13壳内甲醇-水流速 当量直径 8.1.2计算流体阻力1 管程流体阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005,查得摩擦系数=0.0335取污垢校正系

27、数f=1.0 符合一般要求2 壳程流体阻力 re=1364.4500，故管子排列为正三角形排列，取f=0.5挡板数 块 代入得 取污垢校正系数f=1.0=8376.9pa10kpa故管壳程压力损失均符合要求3 管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管=2.749104壳程对流给热系数re=1364.4pr0= =0.36=计算传热系数取污垢热阻 rs0.15m/kw rs=0.58 m/kw以管外面积为基准 则k=2.357kw/(m2.)计算传热面积 a=m2所选换热器实际面积为a=n=13.3m2裕度所选换热器合适 5.2 塔底再沸器面积的计算及选型(1)再沸器的选择：列管式蒸发器对直径

28、较大的塔，一般将再沸器置于塔外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。(2) 换热面积换热量为 考虑到5%的热损失后 传热面积： a=蒸汽温度为120，冷液进口温度为99.866，出口温度为99.592则 取传热系数k=1000w/（m2.k） 5.3 其他辅助设备的计算及选型 5.3.1 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。管径的计算，取，经圆整选取热轧无缝钢管，规格423mm 5.3.2 回流管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取

29、热轧无缝钢管，规格：50mm3mm实际管内流速： 5.3.3 塔釜出料管釜残液的体积流量：=0.001338m3/s取适宜的输送速度uw=0.785m/s则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：42mm2mm实际管内流速： 5.3.4 再沸器蒸汽进口管设蒸汽流速为20m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：325mm12.5mm实际管内流速： 5.3.5 冷凝水管冷凝水进口温度为30，水的物性数据： 水的物性数据： =995.7kg/m3,=0.8012,=4.174kj/(kg.k) 冷凝水质量流率，取流速为1.6m/s管径选取 1804.5mm热轧无缝钢管实际流速为 5.3.6 冷凝水泵雷诺数取=0

30、.01，查图摩擦系数=0.031各管件及阀门阻力系数如下:名称水管入口进口阀90弯头4半开型球阀0.560.7549.5设管长为50米,塔有效高度加裙座加全凝器高度取ho=20m扬程取33m流量选择is150-125-315型离心泵,参数为流量v=200,扬程h=34m,转速,泵效率,轴功率 5.3.7 进料泵塔总高（不包括群座）由下式决定式中 h塔高，m；-塔顶空间，m；-塔板间距，m； -开有人孔的塔板间距，m；-进料段高度，m； -塔底空间，m；-实际塔板数，m； -人孔数（不包括塔顶空间与塔底空间的人孔数）。所以取1.5m ， =31块 ，=0.4m ，=0.35m , =0.8m，每

31、7块取一个人孔，则=4个。 的计算，塔釡料液最好能在塔底有35分钟的存储，所以取5分钟来计算。因为 =0.00209300=0.627m3 =0.555m则=1.5+(31-2-4)0.4+40.35+0.8+0.555=14.255m裙座高度取5m，所以总高度为 19.255m。f=250kmol/h=2.161kg/s=9.08m3/h料液罐的压强为常压1atm，加料板的压强为110925pa进料口的高度为12.13m ，进料段的表压为1.0947atm，管路阻力管路的高度为 12.13+1.094710+=23.077+,所以要选一个适合这个流量和高度的泵，查型离心泵性能表 从各个方面考虑下来，is65-40-315比较适合作进料泵，其有关参数为：流量/(m3/h)扬程/m转速/(r/min)气蚀余量/m泵效率/%轴功率配带功率2003414502.5372.944使用重力回流。6 感想与致谢6.1 体会&小结进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落，对我自己