精馏塔-浮阀塔板课程设计

1、湘潭大学化工学院专业课程设计任务书设计题目： 年产10万吨环氧丙烷浮阀精馏塔设计 姓名： 杜思思 专业： 化学工程与工艺 指导教师： 李勇飞 系主任： 一、主要内容及基本要求（一）设计任务： 1、生产能力：年产环氧丙烷（PO）100000吨 2 、质量标准：纯环氧丙烷含量 98.79（质量分数，下同） （二）设计条件（均为质量组成）： 1、料液组成：环氧丙烷：90.45，甲醇：9.55； 2、料液温度：泡点； 3、加热蒸汽：0 .4Mpa（表）饱和蒸气； （三）工艺要求： 1、操作方式：常压，连续； 2、年生产时间：8000小时； 3、环氧丙烷回收率：99； 4、泡点回流； （四）设计要求 1

2、、精馏塔的物料衡算、（热量衡算）； 2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 3、精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 4、浮阀塔的结构设计； 5、塔板流体力学验算、塔板负荷性能图； 6、（确定精馏塔冷凝器和再沸器的换热面积，并选型；） 7、确定料液泵、回流泵和产品泵的型号、接管尺寸； 8、编写设计说明书，绘制工艺流程图与主体设备装配图，要求见院有关要求。 二、进度安排序号各阶段完成的内容完成时间1文献、资料的调研和搜集2013.10.012013.10.152设计方案的制定及分析2013.10.162013.10.313设计计算2013.11.012013.11.154完成初稿2013.11.162

3、013.11.305初稿修改，绘图2013.12.012013.12.106整理出正式的设计材料2013.12.112013.12.20三、应收集的资料及主要参考文献1. 姚玉英，陈常贵，柴诚敬. 化工原理（第二版）M. 天津：天津大学出版，2004.2. 王静康. 化工过程设计M. 北京：化学工业出版社，2006 3. 钱颂文. 换热器设计手册S. 北京：化学工业出版社，2002. 4. 王红林，陈砺. 化工设计M. 广州：华南理工大学出版社，2005. 5. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计M. 北京：化学工业出版社，2002. 6. 王汉松. 石油化工设计手册S. 北京：化学工业出版社

4、，2002. 7. 杨基和，蒋培华 .化工工程设计概论M. 北京：中国石化出版社，2005. 8. 时均, 汪家鼎, 余国琮, 陈敏恒. 化学工程手册M. 北京：化学工业出版社.1996.目录摘要IV绪论V第一章 流程及流程说明1第二章 精馏塔的工艺设计22.1产品的浓度22.2最小回流比确定22.3物料衡算22.4 实际板数的计算3第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算43.1 物性数据的计算43.2精馏塔主要工艺尺寸的计算5第四章 能量衡算13第五章 塔附加组件的确定155.1 料液泵的确定155.2 智能选泵结果165.3 泵选型一览表16课程设计心得体会18主要符号说明19摘要在此筛板精

5、馏塔分离环氧丙烷-甲醇的设计中，给定的条件为：进料量为 塔顶组成为：进料馏出液组成为：塔釜组成: 加料热状态:q=1 塔顶操作压强:(表压)首先利用Aspen Plus V7.2，根据精馏塔的物料衡算，求得D和W，并通过优化确定最小回流比；再根据软件内置算法，求得精馏塔理论板数。最后，根据相对挥发度以及奥康奈尔公式求的板效率，继而求得实际板数，确定加料位置。然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。继而对浮阀的流体力学进行验算，检验是否符合精馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图，对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。第二步进行塔顶泵的设计计算。

6、关键词：环氧丙烷-甲醇 精馏 负荷性能图 精馏塔设备结构 塔附属设备下图为连续精馏过程简图： 回流 出料进料 塔底绪论在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是浮阀塔有处理能力大、操作弹性大、塔板液面易于控制、结构简单安装方便，易于调整、雾沫夹带量小。浮阀与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多带浮阀的孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板，而浮阀能很好地控制气速，给塔以很大的操作弹性。并且分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层，有利于气液相充分接触。相同条件下，浮阀塔生产能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦约高10%15%，适用于加压及常压下的

7、气液传质过程；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是费用较高，安装较困难。20第一章 流程及流程说明本设计任务为分离环氧丙烷甲醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.9倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作

8、为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。具体流程如下图所示：环氧丙烷回流环氧丙烷环氧丙烷产品与甲醇混合物甲醇第二章 精馏塔的工艺设计根据Aspen Plus V7.2模拟的结果可得环氧丙烷精制塔各塔板参数，各塔板参数详见表2-1。本设计的主要物料为含有部分甲醇的环氧丙烷，具有物料洁净、腐蚀性小，粘度小，且无悬浮物，整套装置产量及气液相负荷较大的特点。由软件模拟的结果可知：2.1产品的浓度2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率环氧丙烷的摩尔质量=44kg/mol，甲醇的摩尔质量=32kg/mol产品中环氧丙烷的质量分数=0.9879进料中苯的质

9、量分数=0.8999塔釜中苯的质量分数=0.01312.1.2原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量kg/molkg/molkg/mol2.2最小回流比确定最小回流比为0.46，则实际回流比为:0.461.9=0.8742.3物料衡算总物料衡算：，272.72=环氧丙烷物料衡算：，272.70.8999=0.9879+0.0131联立得：，2.4 实际板数的计算=0.6620=0.5189=0.4490则三段的实际塔板数为=127220所以，总板数104，实际加料版位置为第13块与第85块.第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1 物性数据的计算由Aspen模拟可得下列参数的结果：3.1.1操作温

10、度34.4，59.1，34.3，65.83.1.2平均摩尔质量的计算（1）塔顶平均摩尔质量计算=0.984，=0.9599=+（1-）=0.98444+（1-0.984）32=43.81 kg/Kmol=+（1-）=0.959944+（1-0.9599）32=43.52kg/Kmol（2）进料板平均摩尔质量计算=0.763，=0.562=+（1-）=0.76344+（1-0.748）32=41.64kg/Kmol=+（1-）=0.56244+（1-0.562）32=38.74kg/Kmol（3）精馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（43.81+41.64）/2=42.73kg/Kmol=（+）

11、/2=（43.52+38.74）/2=41.13kg/Kmol（4）塔底平均摩尔质量计算=0.035，=0.91=+（1-）=0.03544+（1-0.035）32=32.42kg/Kmol=+（1-）=0.09144+（1-0.091）32=33.09kg/Kmol（5）提馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（42.73+32.42）/2=37.58kg/Kmol=（+）/2=（41.13+33.09）/2=37.11kg/Kmol3.1.3液相平均密度（1）塔顶液相平均密度：810.07kg/m3（2）进料板液相平均密度:810.86 kg/m3（3）精馏段液相平均密度:810.465 kg

12、/m3（4）塔底液相平均密度: 751.03 kg/m3（5）提馏段液相平均密度:780.75 kg/m33.1.4液体平均表面张力（1）塔顶液相平均表面张力：21.66mN/m（2）进料板液相平均表面张力: 22.17mN/m（3）精馏段液相平均表面张力:21.92 mN/m（4）塔底液相平均表面张力: 23.54 mN/m（5）提馏段液相平均表面张力:22.86 mN/m3.1.5液体平均粘度（1）塔顶液相平均粘度：0.2740cP（2）进料板液相平均粘度: 0.2704 cP（3）精馏段液相平均粘度:0.2722 cP（4）塔底液相平均粘度: 0.3492 cP（5）提馏段液相平均粘度:

13、0.3098 cP3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1 塔径D的计算因精馏段气相流量较大，故以精馏段数据确定全塔塔径更为安全可靠，本设计以精馏段数据为设计依据。 设板间距=0.45m，板上清液层高度为=0.06m计算两相流动参数=0.0346由（）及FLV查Smith关联图得=0.0795m/s，故=0.0808液泛气速=1.5321m/s对于一般液体，泛点率为0.60.8，此处泛点率取0.8，则表观空塔气速=1.2257m/s故塔径2.13m，圆整为2.2m。3.2.2 塔高的计算实际塔板数的确定：由于本塔三段的相对挥发度相差比较大，则分三段计算实际塔板数。由关联图联立方程得总板数104

14、釜液高度的计算：3.79取釜液停留时间t=10min，则1.24m塔顶空间高度取1.2m塔板间距：每隔10块塔板开一人孔，共需人孔9个（不包括塔顶和塔底的）,开设人孔处的塔板间距改为0.60m，进料口处离上板高度为0.60m.塔筒体高度的计算：其中：塔高（不包括裙座），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实际塔板数人孔数目则H=1.2+（104-2-9）0.45+90.6+0.6+1.24=50.3m裙座高度为2.0+1.5D/2=3.65m封头高度取0.6m塔的总高为：Z=50.3+3.65+0.6=54.6m3.2.3 塔板结构设计由于液体流量为31.

15、45m3/h，塔径为2.2m，根据表5-4，塔板溢流形式应该选择单流型（1） 溢流堰尺寸u 堰长lw溢流堰选择平直堰，取堰长 lw=0.65D=1.43mu 堰高hw堰上液层高度近似取E=1，则可由列线图查出值。因31.45m3/h,lw=1.43,由该图查得=0.024m堰高hw由选取清液层高度hL确定hw=hL-how=0.06-0.024=0.036mu 降液管底隙高度ho选取凹形受液盘，考虑降液管阻力和液封，即一般ho35s故降液管尺寸满足要求。3.2.4 塔板布置及浮阀数目排列取阀孔动能因子Fo=10，求得孔速：uo=m/s求每层板上的浮阀数：采用F1型浮阀，取孔直径do=40mm，

16、则浮阀数573取塔板边缘区宽度Wc=0.04m，溢流堰前的安定区宽度Ws=0.08m对单流型塔板，开孔区面积如下，即：Aa=其中：X=0.71m;R=1.06m;则鼓泡区面积Aa=2.80m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。三角形的底边固定为75mm，则估算三角形的高h（排间距）， 65 mm3.2.5 塔板流体力学校核（1）压降气相通过浮阀塔的压强降hp=hc+h1+hu 干板阻力6.74m/s因uo 小于uoc，故 0.034m液柱u 板上充气液层阻力：本设备分离环氧丙烷和甲醇等的混合物，取充气系数=0.5，则h1=（hw+how）=0.03m液柱u 液体表面引力的阻力h=2.8410-4

17、m液柱此阻力很小，可以忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相应的液柱高度为： hp=0.034+0.03=0.064m则单板压降0.064810.469.81=508.84Pa（2）液泛u 为防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层的高度，即要求，而，hp为气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度，前已算出hp=0.064m液柱u 液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，则= =0.0635m液柱u 板上清液层高度hL=0.06m则Hd=0.064+0.0635+0.06=0.1875m取=0.6，又已选定HT=0.45m，hw=0.036m，则 =0.6（0.45+0.036）=0.

18、2916m可见 ，符合防止淹塔要求。（3） 雾沫夹带按下列式计算泛点率，即F=其中Z=D-2Wd=1.580mAb=AT-2Af=3.25m2CF=0.05代入数据得F=19.99%泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能满足0.1Kg（液）/Kg（气）的要求。3.2.6 塔板的负荷曲线计算（1） 过量雾沫夹带线（气相负荷上限线） 由泛点率整理得出过量雾沫夹带线0.18889VS+0.09445LS=0.8500则VS=4.052-0.519LS（2） 液泛线由式 =r确定液泛线。忽略式中的，将式， ， F=代入上式得：=+因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而uo与VS有如下关系，

19、即其中阀孔数N与孔径d0亦为定值，因此可将上式简化成VS与LS的关系如下：，即（3） 液相负荷上限线降液管的最大流量应保证在降液管中的停留时间不低于35s，以5秒作为液体在降液管中停留时间的下限，则0.0243m3/s（4） 漏液线对于F1型重阀，依式计算，则又知，以=5作为规定气体最小负荷标准，则=0.240m3/s(5) 液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液体负荷下限条件，依how的计算式计算出LS的下限值，该线为与气量流量无关的竖直线，将所求值代入上式可得严重漏液线曲线为取E=1，则=0.001220m3/s（6） 操作线操作线斜率为（7）负荷性能图根据上述六个方程，可

20、以利用Excel办公软件做出该塔的负荷性能图，如下所示：图3-1 PO精馏塔负荷性能图从图中可以看出，设计点位于正常操作区的内部，表明该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力。在给定的气液负荷比条件下，塔板的气液相负荷的上、下 限分别由降液管液泛和严重 漏液所限制。由图查得上限为3.6m3/s,下限为0.4 m3/s，得该塔的操作弹性=12.3。可见，设计比较合理、适宜。第四章 能量衡算系统的能量衡算能量守恒为理论基础，研究某一系统内各类型的能量的变化，即： 输入系统的能量=输出系统的能量+系统积累的能量。 本设计借助于计算机辅助模拟的流程设计文件（ASPEN PLUS V7.2），因而计算基准

21、温度及热力学数据直接采用软件内嵌的物性数据库对各工段进行热量进行衡算。该塔的热负荷如下表所示：表1-2热负荷表CondenserReboilerHeat Duty-18.8009911.0404197Q= -7.7605703 GJ/hr流股焓变计算结果如下表所示：表1-3流股焓变计算表Input StreamOutput StreamSteam IDS40S41S42S43Temperature 38.552164030.8440965.82728Pressure bar0.99999970.99999970.99999971.001Vapor Fraction0.9768728000Mas

22、s Flow kg/hr14640.1965.3727313335.811369.752Enthalpy GJ/hr-30.19878-1.032837-28.27518-10.717,GJ/hr-31.23162,GJ/hr-38.99218热量平衡计算结果如下表所示：表1-4热量平衡计算一览表Q/（GJ/hr）/（GJ/hr）/（GJ/hr）Error-7.7605703-31.23162-38.992180.00001034.1.1 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果所设计的单溢流浮阀塔的主要设计结果如表3-2所示：表3-2 环氧丙烷精馏塔结果汇总结构及尺寸操作性能塔内径D（m）2.2空塔

23、气速u（m/s）1.2257板间距HT（m）0.45泛点率u/uf0.08液流型式单流型动能因子F010降液管截面积与塔截面积比Af/AT0.07孔口流速U0（m/s）6.67出口堰堰长lw(m)1.43鼓泡区面积Aa（m2）2.80弓形降液管宽度Wd（m）0.31塔板横截面积AT（m2）3.79出口堰堰高（mm）0.036孔心距（mm）75降液管底隙（mm）0.030堰上液层高度how（mm）24边缘区宽度（mm）0.04单板压降（Pa）508.84破沫区宽度（mm）0.08降液管清液层高度Hd（mm）187.5板厚度b（mm）5进口堰与降液管水平距离h1（mm）30浮阀个数573降液管液体

24、停留时间（s）14浮阀直径（mm）40釜液高度为（m）1.24第五章 塔附加组件的确定5.1 料液泵的确定进料为甲醇和环氧丙烷，腐蚀性不强，对泵的选用无特殊要求物性参数：密度=1043 kg/m3，黏度 0.9570 cP为确定进料泵所需的扬程H，对原料泵内的液面与混合器进口处的管截面建立机械能衡算式其中，为两截面处位头差，为两截面处静压头之差，为两截面处动静压头之差，为直管阻力，为管件、阀门局部阻力，为流体流经设备的阻力。 取流速为1.8m/s，则管径为： m/s选用规格为804的无缝钢管。雷诺数为取无缝钢管的绝对粗糙度为=0.15mm，相对粗糙度为查莫狄图得摩擦系数为。取两截面处位头差10

25、m，由进料管与反应器内压力可知=29.35m泵进口与出口速度相等，则取直管长度为100m，则直管阻力=5.11m设进料管上有4个截止阀、4个闸阀、1个止回阀、4个弯头，故 =12.56m流体流经设备的阻力=0，将上述结果相加，得泵的扬程为H=57m,考虑汽蚀余量后：实际扬程为59m，流量为32.40m3/h=9L/s。5.2 智能选泵结果根据扬程和流量，利用智能选泵软件（化学工业出版社）进行选型，经过对比后选择泵的型号IS80-50-250B，功率为15kW，效率60-47%。图4-1软件使用界面图5.3 泵选型一览表按照原料泵的计算方法与智能选泵软件，选出产品泵与回流泵的型号，如表4-1所示。表4-1 泵的选型一览表名称类型型号流量扬程(m)主要介质电机功率/kw效率/%进料泵清水离心泵IS65-40-250B1855环氧丙烷甲醇1160-47回流泵清水离心泵IS80-65-160B4820环氧丙烷460-67产品输送泵化工离心泵IH80-65-1253212环氧丙烷7.551-43课程设计心得体会通过本次课程设