甲醇水连续浮阀式馏塔的设计

1、化工原理课程设计任务书一设计题目 ： 分离甲醇水混合液的板式（浮阀）精馏塔二 设计数据及条件生产能力：年处理甲醇- 水混合液 8 万吨（年开工 300 天）原料：甲醇含量为35%（质量百分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶甲醇含量不低于98%，塔底甲醇含量不高于0.3%。建厂地区：三设计要求1、一份精馏塔设计说明书，主要容要求：（1）. 前言（2）. 流程确定和说明（3）. 生产条件确定和说明（4）. 精馏塔设计计算（5）. 主要附属设备及附件选型计算（6）. 设计结果列表（7）. 设计结果的自我总结与评价（8）. 注明参考和试用的设计资料2、制一份精馏塔设备条件图，绘制一份带控制点工艺流程图

2、。目录化工原理课程设计任务书.摘要 .第一章 前言 .1.1精馏原理及其在化工生产上的应用.11.2精馏塔对塔设备的要求11.3常用板式塔类型及本设计的选型.11.4本设计所选塔的特性1第二章 流程的确定和说明32.1设计思路32.2设计流程3第三章精馏塔的工艺计算43.1物料衡算 .4原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率.4物料衡算43.2回流比的确定 .5平均相对挥发度的计算 .5最小回流比的确定63.3板数的确定 .6精馏塔的气液相负荷6精馏段与提馏段操作线方程.6逐板法确定理论板数及进料位置.6全塔效率83.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算9操作温度的计算9操作压强9塔各段气液两相的

3、平均分子量.10精馏塔各组分的密度12液体表面力的计算14液体平均粘度的计算153.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算15塔径的计算15精馏塔有效高度的计算 .17溢流装置计算18塔板布置203.6筛板的流体力学验算.22塔板压降22液沫夹带23漏液24液泛243.7塔板负荷性能图 .25过量液沫夹带线关系式 .25液相下限线关系式26严重漏夜线关系式26液相上限线关系式263.7.5.263.8.283.8.1.283.8.2.293.8.3.293.8.4.293.8.5.293.303.1.323.1.323.1.323.1.323.15. 333.1.3334363738 本设计是以甲醇水物系

4、为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离甲醇和水。浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系甲醇水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数为 16 块，回流比为 3.531, 算出塔效率为 0.518 ，实际板数为 32 块，进料位置为第 11 块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为 1 米，有效塔高 13.6 米，浮阀数（提馏段每块 76）。通过浮阀塔的流体力学验算， 证明各指标数据均符合标准。 本次设计过程正常，操作合适。关键词：甲醇、水、二元精馏、浮阀连续精馏精馏塔、提馏段第1章前言1.1 精馏原理及其在化工生产上的应

5、用实际生产中， 在精馏柱及精馏塔中精馏时， 上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。 对理想液态混合物精馏时， 最后得到的馏液 ( 气相冷却而成 ) 是沸点低的 B 物质，而残液是沸点高的 A 物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2 精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：

6、气液两相在塔保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.4 常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛， 是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的

7、传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下， 使其操作板效率明显下降， 其操作的负荷围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的， 它吸收了两者的优点。 所以在此我们使用浮阀塔， 浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大， 生产能力大等。甲醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛， 对于提纯物质有非常重要的意义。 所以有必要做好本次设计1.4 本设计所选塔的特性浮阀塔的优点是：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

8、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），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

9、制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来， 人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整， 因此设计浮阀塔比较合适第二章流程的确定和说明2.1 设计思路首先，甲醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器， 在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了， 气相混合物在精馏塔中上升， 而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点， 其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中， 停留一定的时间

10、然后进入甲醇的储罐， 而其中的气态部分重新回到精馏塔中， 这个过程就叫做回流。 液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中， 一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。 塔里的混合物不断重复前面所说的过程， 而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成甲醇和水的分离。2.1 设计流程甲醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐, 塔釜采用直接蒸汽加热 , 塔底产品冷却后 , 送入贮罐 ( 附流程图 ) 。第三章精馏塔的工艺计算3.1 物料衡算原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分

11、率甲醇的摩尔质量M A=32.04kg/kmol水的摩尔质量MB=18.02kg/kmol原料加料量F 522.76kmol/h进料组成xF0.2324馏出液组成 x D0.9144釜液组成xw0.0017塔顶压力p 100kpa原料液和塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 MFDW物料衡算总物料 :522.76=D+W易挥发组分：联立解得： D=131.4kmol/hW=391.36kmol/h进料，塔顶和塔釜温度及气相组成甲醇气液相温度组成关系：气相甲醇摩尔分数液相甲醇摩尔分数 (x)(y)T/ 001000.020.13496.40.040.23493.50.060.30491.20.080.3

12、6589.30.10.41887.70.150.51784.40.20.57981.70.30.665780.40.72975.30.50.77973.10.60.82571.20.70.8769.30.80.91567.50.90.958660.950.979651164.5分别以 t-x,t-y作图得120100y = -9.6478x2 - 26.703x + 100.2280t-x60y = 35.521x2- 65.155x + 95.712t-y多项式 (40多项式 (20000.20.40.60.811.2将 XF=0.2324,X D=0.9144,X W=0.0017 带入

13、y=35.521x 2-65.155x+95.712求得t F=82.58 ,tD=65.83 ,tW =95.62将t F,tD,tW分别带入y=-9.6478x2-26.703x+100.22得yF=0.5509,y D=0.9570,y W=0.16273.2 回流比的确定3.2.1 平均相对挥发度的计算查 1 由相平衡方程 y=ax得 a = y(x - 1)1 +( a - 1)xx( y - 1)进料： aF= yF( xF - 1) = 0.5509(0.2324 - 1) =4.0516 xF ( yF - 1) 0.2324(0.5509 - 1)塔顶： aD= yD( xD

14、 - 1) = 0.9570(0.9144 - 1) =2.0834 xD ( yD - 1) 0.9144(0.9570 - 1)塔底： aW= yW ( xW - 1) = 0.1627(0.0017 - 1) =114.1087xW ( yW - 1)0.0017(0.1627 - 1)平均相对挥发度： a= aF aD = 4.0516 2.0834 =2.91最小回流比的计算和适宜回流比的确定xF0.2324 xD 0.9144 xw0.0017=2.91因为 q=1 所以 xq= x F 0.2324a x由相平衡方程 yq = 1+ (a - 1)x = 0.4684xD - y

15、q最小回流比 Rmin = 1.89操作回流比取最小回流比的1.6 倍R =1.6 Rmin =3.0243.3 板数的确定精馏段与提馏段操作线方程精馏段操作线方程：yn + 1 = L xn + D xD = 0.751xn +0.227VV提馏段操作线方程：yn+1 = L xn + DxD - Fx F xD = 1.740xn - 0.0025VV图解法确定理论板数及进料位置分别作精馏段操作线，提馏段操作线，q 线， x-y 图，平衡线如下图所示：1.210.80.60.40.2000.20.40.60.811.2根据以上求解结果得：总理论板数为 7 （包括再沸器）进料板位置为 4精馏

16、段理论板数 3提馏段理论板数 4全塔效率由进料组成xF = 0.2324泡点温度 T d = 65.83 T w = 95.62 TF = 82.58精馏段平均温度T 精馏= 65.83 + 82.58 2提馏段平均温度T 提馏= 95.62 + 82.58 2=74.205 =347.355K=89.1 =362.25K平均摩尔分数x 精 馏 = 0.2324 +0.9144 =0.5734x 提 馏2= 0.0017 + 0.2324 =0.11712查文献得甲醇粘度计算公式lg = A - A ,A=555.30 B=260.64TBm精馏 ' = 0.29385mpa.sm提馏

17、 ' = 0.25258mpa .s结合文献由插法求得水在此温度下粘度分别为： 精馏”=0.38524mpa.s提馏 ”=0.3201 mp a.s则精馏段和提馏段平均粘度分别为：精馏=m 'x精馏+ 精馏”(1-x精馏馏 )= 0.29385 ? 0.5734 0.38524 ? (1 0.5734)=0.33284提馏=m提馏 'x提馏+提馏”(1-x馏 )= 0.25258 ? 0.1171 0.3201? (1 0.1171)=0.31219精馏段和提馏段平均挥发度为：a 精馏 =aD aF =2.0834 ? 4.0516 2.9054a 提馏 =aW ? a

18、F114.1087 ? 4.0516 21.5017精提- 0.245则板效率 E 由 E = 0.49(a' m')计算精馏段板效率E精馏 = 0.494提馏段板效率E 提馏 =0.307精馏段:提馏段:N 1=3= 6.07? 60.494N 2=4= 13.03? 130.307进料板位置为第七块板总塔板数： 19（包括再沸器）7总板效率 E= 0.373.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作温度的计算塔顶温度TD=65.83塔底温度TW=95.62进料温度TF=82.58则精馏段的平均温度 :65.83 +82.13Tm1 = 73.98 提馏段的平均温度 :9

19、5.62 +82.58Tm2 = 89.1 操作压强塔顶压强： PD=100 kpa取每层塔板压降 :P=0.7 kpa则进料板压力 :PF = 100 + 0.7? 7104.9kpa塔釜 压力:P = 100 + 0.7? 17111.9kpaW则精馏段的平均操作压强 :m1100+104.9P= 102.45kpa2提馏段的平均操作压强:P= 111.9+104.9 = 108.4m 223.4.3 塔各段气液两相的平均分子量甲醇的摩尔质量M A = 32.04kg / kmol水的摩尔质量M B = 18.02kg / kmol1.) 对于塔顶iM = ?i=1xi M ix1 = 0

20、.9144 ,y1 = 0.9570对于气相平均分子量 :M VD = y1M A + (1- y1) M B= 0.9570 ? 32.04 (1- 0.9570)? 18.02= 31.44kg / kmol对于液相平均分子量 :M LD = x1M A +(1- x1)M B= 0.9144? 32.04 (1- 0.9144)? 18.02= 30.84kg / kmol2.) 对于进料板x6 = 0.2324 ,y6 = 0.5509对于气相平均分子量 ;MVF= y6M A +(1- y6 )M B= 0.5509? 32.04 (1 - 0.5509)? 18.02= 25.74

21、kg / kmol对于液相平均分子量 :M LF = x6 M A +(1- x6 ) M B= 0.2324? 32.04 (1- 0.2324)? 18.02= 21.28kg / kmol3.) 对于塔釜x17 = 0.0017y17 = 0.1627对于气相平均分子量 :MVW= y17 M A +(1- y17 ) M B= 0.1627? 32.04 (1- 0.1627)? 18.02= 20.30kg / kmol对于液相平均分子量 :M LW = x17M A +(1- x17 )M B= 0.0017? 32.04 (1- 0.0017)? 18.02= 18.04kg /

22、 kmol则 精馏段的平均分子量 ;气相:MVF +MVDMVM1 =2= 31.44 + 25.742= 29.59kg / kmol液 相 :MLM1 = MLF +MLD2= 30.84 + 21.282= 26.06 kg / kmol提馏段的平均分子量 ;气相:MVM2 = MVF +MVW2= 20.30 + 25.742= 23.02kg / kmol液相 :MLM2 = MLF+MLW2= 18.04 + 21.282= 19.66kg / kmol精馏塔各组分的密度1. ）气相平均密度由r = PM计算：RT精馏段的气相平均密度：r Vm1 =pm1M Vm1RTm1=102

23、.4529.59= 1.05kg / m38.314 ? (73.98 273.15)提馏段的气相平均密度：r Vm2pm2 M Vm2=RTm 2= 0.83kg / m3108.4 23.028.314? (89.10 273.15)2. ）液相的平均密度1i由= ? ai r i计算rn =1（1. ）对于塔顶TD = 65.830 C查文献r A = 746.34 ， r B = 980.05 kg / m 30.9144质量分率a A =32.04= 0.950.9144? 32.04(1- 0.9144)?18.02aB = 1 - a A = 0.05则1aAaBT rD1r D

24、=r A+ r B= a Aa B+rr LALBr D =1= 755.35kg / m30.95 + 0.05746.34980.05（ 2. ）对于进料板TF= 82.58C查文献r A = 731.678kg / m3 ， r B = 970.123kg / m3质量分率a A =0.2324 32.04= 0.34990.2324? 32.04(1- 0.2324)?18.02aB = 1- aA = 0.6501则1a Aa BT r1r F=+F=a Aa Br Ar B+r LBr LA13F= 870.8m / kg731.678970.123（ 3. ）对于塔釜TW = 9

25、5.620 Cx17 = 0.0017查文献r A = 719.9kg / m3 ， r B= 961.4kg / m30.0017质量分率a A =32.04= 0.0030.0017 ? 32.04 (1- 0.0017 )? 18.02aB = 1 - a A = 0.997则1a Aa B1r W= r A+ r B Tr w = a Aa B+r LBr LAw = 0.003 1 0.997 = 960.43m3 / kg+719.9961.4则 精馏段的液相平均密度：r Lm1 = r D + r F= 755.35+870.8 = 813.08kg / m322提馏段的液相平均

26、密度：r Lm 2= r F + r W= 870.8 +960.4 = 915.6kg / m322液体表面力的计算i由s = ? xis i计算n =1（1. ）对于塔顶TD= 65.830 Cx1= 0.9144查文献sA= 18.33mN / m ， s B= 65.11mN / m则s LD = 0.9144 ? 18.33(1- 0.9144)? 65.11= 22.33mN / m（ 2. ）对于进料板TF = 82.580 CxF = 0.2324查文献s A =16.90mN / m ， s B = 62.09mN / ms LF = 0.2324? 16.90 (1- 0.

27、2324) ? 62.0951.4mN / m（3. ）对于塔釜TW = 95.620 Cxw = 0.0017查文献s A = 15.64mN / m ， s B = 59.65mN / m则s LW = 0.0017? 15.64(1 - 0.0017)? 59.6559.58mN / m则精馏段的液体平均表面力：s D +sF=22.33 + 51.4s Lm1 = 36.87mN / m22提馏段的液体平均表面力：s Lm 2 = s F + s W= 51.4 + 59.65 = 55.53mN / m22气液负荷计算精馏段： L=RD=3.024×131.4=397.35

28、 kmol/hLS =LM LM= 397.35 26.06 = 0.0035 m3 / s3600r Lm3600813.08V=（ R+1）D=（3.024+1 ）×131.4=528.75kmol/hVS =VM= 528.75VM3600r Vm36001.05提馏段： L =L+qF=397.35+522.76=920.11 kmol/hLS= LMLM= 920.1119.66 = 0.0055m3 / s3600r LM3600915.6V =V+(q1)F=V=528.75kmol/hVS =VM= 528.75VM创36000.833600 rVM3.5 精馏塔的塔

29、体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段液气流动参数骣骣1骣122LsrLm0.00353600 813.08FLV琪琪=琪= 0.0235= 琪琪琪1.05VsrVm4.14 3600桫桫桫取板间距 H T = 0.40m，板上清液高度 hc = 0.05m，H T - hc = 0.40 - 0.05 = 0.35m则查史密斯关联图得c f 20 = 0.073又液体的表面力s 1 20mN / mc f0.2骣s= 琪cf 20琪桫20骣0.2骣0.2s36.81cf = c f 20 琪= 0.073琪= 0.082琪琪20桫20桫umax = cr L - r V = 0.082?813.08

30、 - 1.052.28m / sr V1.05取安全系数为 0.6 ，则空塔气速：u = 0.6umax = 0.6? 2.281.368m / s则 D =4Vs'=44.14=1.96mp u3.141.368按标准塔径园整后为：D = 2.0m塔截面积 AT ：p22AT =D= 3.14m实际空塔气速 u：u = Vs = 4.14 = 1.318m / s AT 3.14提馏段液气流动参数骣骣Lsr琪琪FLV =琪琪Vsr桫桫12Lm 2Vm20.00553600骣1915.62=琪=0.0454.073600琪桫0.83取板间距 H T = 0.40 m ，板上清液高度hc

31、 = 0.05m ，H T - hc =0.40-0.05=0.35m则查史密斯关联图得c f 20 = 0.075又液体的表面力s 1 20mN / mc f0.2骣s= 琪cf 20琪桫20骣0.2骣0.2cf = c f 20s55.53= 0.092琪= 0.075琪琪琪20桫20桫umax = crL - r V= 0.092?915.6 - 0.83r V3.054m / s0.83取安全系数为 0.6 ，则空塔气速：u = 0.6umax = 0.6? 3.0541.833m / s则 D =4Vs'=44.07=1.68mp u3.141.833按标准塔径园整后为：D

32、= 1.8m塔截面积 AT ：p22AT =D= 2.54m实际空塔气速 u：V 's4.07u = 1.60m / sAT2.54精馏塔有效高度的计算板式塔的塔高按下式计算初选板间距 HT=0.4m则 (6 - 1)? 0.4 (13 - 1)? 0.4 0.8= 7.6m溢流装置计算因为 D=2 米,L h=19.8m3/h ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。精馏段：1. ）堰长 l w取l w = 0.7D = 0.7 ? 2.01.4m2. ）溢流堰高度 hw由 hw = hl - how选用平直堰，堰上液层高度how 由下式计算2骣32.84L琪 hhow =E 琪1

33、000桫lw近似取 E=1，则骣232.840.0035how=创3600=0.012m琪10001琪1.4桫取板上清液高度hc = 0.06m故hw = 0.06 - 0.012 = 0.048m3. ）弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af由 l w = 0.7D查 弓形降液管的参数得 Af = 0.093,Wd = 0.148ATD故Af = 0.093AT = 0.093? 3.140.292m2Wd = 0.148D = 0.148? 2.00.296m依式 q = 3600Af H T= 3600创0.292 0.40 = 33.37?5sLh0.00353600故降液管设计合理4.

34、 ）降液管底隙高度 h0Lhho = 3600lW u0'取u0' = 0.15m / s则 h0 = 0.0035 3600 = 0.0167 3600创1.4 0.15hw - ho = 0.048 - 0.0167= 0.0313> 0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw' = 0.05m提馏段：1. ）堰长取l wl w = 0.7D = 0.7 ? 2.01.4m2. ）溢流堰高度 hw由 hw = hl - how选用平直堰，堰上液层高度how 由下式计算2骣32.84L琪 hhow =E 琪近似取 E=1，则骣232.840.0

35、055how=创3600=0.017m琪10001琪1.4桫取板上清液高度hc = 0.06m故hw = 0.06 - 0.017 = 0.043m3. ）弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af由 l w = 0.7D查 弓形降液管的参数得Af= 0.093,WATd = 0.148D故Af = 0.093AT = 0.093? 2.540.236m2Wd = 0.148D = 0.148? 2.00.296m依式 q =3600A H创0.40 = 17.16?5sfT= 3600 0.236Lh0.00553600故降液管设计合理4. ）降液管底隙高度 h0Lhho = 3600lW u0&

36、#39;取u0' = 0.15m / s则 h0 = 0.00553600 = 0.0262 3600创1.4 0.15hw - ho = 0.048 - 0.0262= 0.0218 > 0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度塔板布置hw' = 0.05m1. ）边缘宽度的确定取Ws = Ws' = 0.065m，Wc = 0.035m2. ）开孔区面积计算开孔区面积 Aa 按下式计算骣22p r2- 1 xAa= 2琪r- xx+sin琪180r桫其中： x = D -Wd +Ws)=2.0-(0.296 + 0.065 = 0.639m2(2)D- Wc2.0- 0.035 = 0.965mr =22骣22p2- 1 0.639琪故Aa= 2?0.965sin0.639 0.9650.639+琪1800.965桫= 2.272m23. ）浮阀个数及其排布甲醇 - 水对设备无腐蚀性， 可选用 d = 3mm 的碳钢板，在塔板上按等腰三角形错排排列浮阀，并取塔板上液体进出口安定区宽度bs 和取 浮阀直径 d0 = 0.039mmbs 均为 60mm边缘区宽度为 bc 为 50mm，选取