化工原理课程设计：甲醇水二元物料板式精溜塔

1、化工原理教研室化工原理课程设计设计题目：甲醇-水二元物料板式精溜塔设计者姓名：指导教师：系别：化学工程系专业：化学工程与工艺班级：学号：说明书共 27 页图纸共张设计时间年月至年月完成时间 2007 年 01月 02 日于课程设计任务书1, 设计题目: 甲醇-水二元物料板式精溜塔2, 设计条件:(1), 加料组成: (2), 进料组成: ;(3), 溜出液组成: (4), 釜液组成: (5), 加料状态: .q=1（6）, 塔顶压力: p=100kpa（7），单板压降 0.7kPa 3, 设计要求: (1), 精溜塔工艺设计计算; (2), 精溜工艺过程流程图; (3), 精溜塔设备结构图;

2、(5), 设计说明书.目录1.前言72.精馏塔工艺设计计算82.1 设计方案的确定82.2 精馏塔物料衡算82.3 塔板数的确定82.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算102.4.1 平均摩尔质量计算102.4.2 平均密度计算112.4.3 液相平均表面张力计算122.4.4 液体平均粘度计算123.板式塔主要工艺尺寸的设计计算133.1 塔径的计算133.2 精馏塔有效高度的计算143.3 塔板主要工艺尺寸的计算14溢流装置计算143.3.2 塔板布置153.3.3 浮阀计算及其排列163.3.4 浮阀塔的流体力学性能验算17塔板的负荷性能图193.3.6小结224.塔的附属设备的计

3、算234.1热量衡算234-2塔顶冷凝器的设计计算244-2-1初选换热器244-2-2传热系数的校核275.1计算机程序30摘要及关键词Abstract and Keywords摘要化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。float valve tower(column) 以浮阀作为塔盘上气液接触元件的一种板式塔。塔盘主要由塔板、溢流堰、受液盘及降液管组成。塔板上装有一定数量的浮阀，按等腰三角形或正方形排列，浮阀用支腿在塔盘上定位并予以导向。浮阀盖在阀孔上，气体依靠压力使浮阀升起并鼓泡而穿过液层，进行气

4、液两相传。浮阀塔板在蒸气负荷、操作弹性、效率和造价等方面都比较优越。 浮阀塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。浮阀塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳刚的比率较少。实际操作表明，筛板塔在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔窄，但良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设

5、备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。关键字：精馏 浮阀 溢流 3. 设计计算3.1设计方案的确定本设计任务为分离甲醇水混合物。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。塔顶上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故采用最小回流比的2倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2精馏塔物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩

6、尔分率甲醇的摩尔质量 MA=32 kg/kmol水的摩尔质量 MB=18 kg/kmolxF=0.48 xD=0.95 xW=0.02原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.4832 +(1-0.48)18 =24.72kg/kmolMD=0.9532+(1-0.95)18=31.3kg/kmolMW=0.0232+(1-0.02)18=18.28kg/kmol 物料衡算原料处理量 F=117kmol/h总物料衡算 117=D+W甲醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw联立求解 D=57.87kmol/h W=59.13kmol/h3.3塔板数的确定理论板层数NT的求取甲醇水属理想物系，可采

7、用图解法求理论板数.1由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据，绘出xy图， 图 1 图解法求理论板层数.2求最小回流比及操作回流比。采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e(0.342,0.342)作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为ye=0.78, xe=0.48故最小回流比为xDRmin=0.57取R2Rmin20.631.14.3求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.1457.87=65.97kmol/h V=(R+1)D=(1.14+1)57.87=123.84kmol/hL=L+F =182.97kmol/hV= V =123.84kmol/h.4求操作线方程精馏段操作线

8、方程为yn+1=xn+ yn+1=0.533xn+0.444提馏段操作线方程yn+1=xnxW yn+1=1.477xn0.0095.5图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图1所示。求解结果为总理论板层数 NT=8 进料板位置 NF=4实际板层数的求取.1全塔效率的计算查数据手册可得到再算出ET=0.49(L)-0.245100%=41.9%.2实际板层数的求取精馏段实际板层数 N精=4/0.419=9.510提馏段实际板层数 N提=3.5/0.419=9.5103.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。操作压力计算塔顶操作压力 PD=100kPa每层塔板压降 P

9、=0.7kPa进料板压力 PF=100+0.79=107kPa精馏段平均压力 Pm=(100+107)/2=103.5kPa操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程如下：通过计算机程序处理得logP0A=7.197logP0B=7.074xA=通过计算机程序处理得:塔顶温度 tD=65进料板温度 tF=73.5塔底温度 tW=97.6精馏段平均温度 tm=(65+73.5)/2=69.25提馏段平均温度 tm提=(73.5+97.6)=85.55平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.95,查平衡曲线（图 1

10、），得x1=0.92MVDm=0.9232+(1-0.95)18=31.3kg/kmolMLVm=0.9232+(1-0.883)18.02=30.88kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图1），得yF=0.77查平衡曲线（见图1），得xF=0.46MVFm=0.7732+(1-0.77)18=28.78kg/kmolMLFm=0.4632+(1-0.46)18=24.44 kg/kmol塔底平均摩尔质量计算MVWm=0.14332+(1-0.143)18=20 kg/kmolMLWm=0.50832 +(1-0.508)18=25.11 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm

11、=(31.3+28.78)/2=30.4 kg/kmolMLm=(30.88+24.44)/2=27.66 kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVm=(28.78kg/kmol+20 kg/kmol)/2=24.39 kg/kmolMLm=(24.44kg/kmol+25.11 kg/kmol)/2= 24.78 kg/kmol平均密度计算.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm=1.105kg/m3(2) Vm=0.8436kg/m3.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算.即1/Lm=i/i塔顶液相平均密度的计算由tD=65.查手册得A=755.3kg/m3B=980.5kg/m

12、3LDm=764.07kg/m3进料板液相平均密度的计算由tF=73.5，查手册得A= 745.5kg/m3B=974.5kg/m3进料板液相质量分率A=0.6023LFm=822.84kg/m3塔釡平均密度计算由 tF=97.6，查手册得A= 712kg/m3B=958.4kg/m3LWM= kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=（764.07+822.84）/2=793.46kg/m3提馏段液相平均密度为Lm=（822.84kg/m+924.9 kg/m3）= 873.87 kg/m3液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm=xii塔顶液相平均表面张力的计算由tD=65，查手册

13、得A=16.76mN/m B=65.27 mN/mLDm=0.9516.76+0.0565.27=19.19 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF=73.5,查手册得A=16.18mN/m B=64.33mN/mLFm=0.4616.180.664.33=42.18mN/m塔釡板液相平均表面张力的计算由tW=97.6,查手册得A=12.5 mN/m B= 58.6 mN/mLWm=0.14312.5 mN/m +（1-0.143）58.6 mN/m=52.0 mN/m精馏段液相平均表面力为Lm=(19.1942.18)/2=30.68mN/m提馏段液相平均表面张力为Lm=（42.18+5

14、2.0）/2=47.09 mN/m液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算由tD=65，查手册得A=0.3255 mPs B=0.4355 mPslgLDm=0.95lg(0.3255)0.05lg(0.4355)解出 LDm 0.335 mPs进料板液相平均粘度的计算由tF=73.5,查手册得A=0.307 mPs B=0.390 mPslgLFm=0.46g(0.307)0.54lg(0.390)解出 LFm=0.203 mPs塔釜液相平均粘度由tW=97.6查手册得A=0.22 mPs B=0.26 mPslgLWm=0.143lg(0.22)

15、+0.857lg(0.26)解出 LWm=0.272精馏段液相平均粘度Lm=(0.3350.203)/2=0.269 mPs提馏段液相平均粘度Lm=（0.335+0.272）/2=0.303 mPs4精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为Vs=0.946m3/sLs=0.00064m3/s由 umax=C式中C由式5-5计算，其中的C20由图5-1查取，图的横坐标为0.018取塔板间距HT=0.46m,板上液层高度hL=0.06m,则 HThL0.460.06 0.40 m查图5-1得 C20=0.083C=C20=0.083=0.0904umax=0.0904=2

16、.421m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.62.421=1.4526m/sD=0.9108mD提=0.816 m按标准塔径圆整后为 D=1.0m塔截面积为AT=D2= 0.92=0.635实际空塔气速为 u=1.49m/s4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=(10-1)0.46=4.14m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=(10-1)0.46=4.14m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。故精馏塔的有效高度为 Z=Z精+Z提+0.8=4.14+4.14+0.8=9.08m5塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置计算因塔径D=0.

17、9m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹行受液盘。各项计算如下：堰长 lW取 lW=0.7D=0.70.9=0.63m 溢流堰高度hW由 hW=hL - hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW由式5-7计算，即hOW=近似取E=1,则hOW=0.0067m取板上清夜高度 hL=0.060m故 hW=0.060-0.0067=0.0533m弓形降液管宽度Wd和截面积 Af由=0.7m查图5-7，得=0.094m=0.160m故 Af=0.0940.635=0.060Wd=0.160D=0.1600.9=0.144m依式5-9验算液体在降液管中停留时间，即=43.13s5s故降液管设计合理。降液管底隙

18、高度ho取 =0.08m/s则 =0.0143mhW-ho=0.0533-0.0143=0.039m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=50mm。5.2塔板布置塔板的分块因D800mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔板分为3块。 边缘区宽度确定取Ws=Ws=0.07m,Wc=0.050m。开孔区面积计算开孔区面积Aa按式5-12计算，即其中 x=D/2-(Wd+Ws)=(0.9/2)-(0.144+0.07)=0.236m r=(D/2)-Wc=0.45-0.05=0.40m故5.3浮阀计算及其排列阀孔气速F0=u0F0cr=u0cr=912取F0cr=u0cr=1

19、0 u0cr=（m/s） 联立 、 可得u0cr=9.5m/su0=(1.01.1)u0cr=9.5m/s浮阀数N=取dV=50mm 可得d0=0.8dV=39mmN=83.7 所以取N=84 开孔率= =N()=在长压、减压塔中开孔率为10%13%；在加压塔中，开孔空率小于10%，常见的为6%9%；在小直径塔中开孔率低，一般为6%0%所以取=15.77%阀孔的排列在塔板鼓泡区，阀孔的排列有正三角和等腰三角两种方式。正三角排列又分为顺排和叉，采用叉排对分块式塔板，易采用等腰三角叉式，此时常把三角形底边固定为75mm，三角形高度h为65mm，80mm，90mm，100mm，110mm几种尺寸。鼓

20、泡区面积APAP=2xsin-1得AP=0.502m2阀孔按等腰三角形排列时h= = =0.025m5.4浮阀塔的流体力学性能验算气体通过浮阀塔的静压头hf=he+hl+h干板静压头hc浮阀全开前hc=19.9浮阀全开后hc=5.34uoc= =10.1m/su0=9.5m/s所以采用hc=19.9=0.037板上层阻力hlhl=0hL=0.03m液体表面张力所造成的静压头hh=由于h很小可忽略不计液泛Hd=hf+hw+hd+h+howhf= h+ hl+ hc=0.037m+0.03m=0.067mhw=0.0533mhow=0.0067mhd=0.153=0.00077m所以得Hd=hf+

21、hw+hd+h+how=0.067m+0.0533m+0.00077m+0.067m=0.128mHd（HT+hw）=0.5（0.46+0.0533）=0.257m液沫夹带F1=100%ZL=D2Wd=0.920.1440.612F=0.112A=AT-2Af=0.635-20.060=0.515m2F1=100%=62.1%漏液错流型的塔板在正常操作时，液体应沿塔板水平流动，与垂直向上流动的气体接触后由降液管流下。但当上升气流速度减少时，气体通过阀孔的动压不足以阻止板上液体从阀孔流下时，便会出现漏夜现象。发生漏夜时，由于上层板上的液体未与从下层板上升的气体进行传质，就漏落在浓度较低的下层板上

22、，这势必降低了塔板效率。漏夜严重时会使塔板上不能积液而无法正常操作。所以为保证塔的正常操作，漏夜量不能超过某一规定值，一般不能大于液体流量的10%。漏夜量大于10%的气流速度称为漏夜速度，这是塔操作的下限气速。造成漏夜的主要原因是气速太小和板上液面落差所引起的气流分布不均，比如在塔板的液流入口处由于有液层较厚而往往出现漏夜，这也是在此处设置不开孔的安定区的原因之一。液面落差当液体横向流过板面时，由于要克服板上部件的局部阻力和摩擦阻力，需要一定液位差才能维持这一流动，这样板上液体进、出口侧的液面就会出现高度差，即液面落差，亦称水力学坡度。液面落差主要与塔板结构有关外，泡罩塔板结构复杂，液体在板上

23、流动阻力大，液面落差也就大；浮阀塔结构较简单，液面落差则较小，筛板塔结构最简单，所以液面落差最小。但在塔径不大时，液面落差常忽略。液面落差除与塔板结构有关外，还与塔径、液流量有关。当塔径与液流量很大时，也会造成较大的液面落差。对于大塔，可采用单溢流或阶梯流，以减少液面落差。塔板上液面的返混在塔板上，液体的主流方向是从入口端横向流至出口端，但因气体搅拌及某些局部障碍，液体会发生局部的反向流动。这种与主流方向相反的流动称为返混。当返混严重时，板上液体会均匀混合，各点的液体浓度将趋于一致。当浓度均匀的气体与板上各点的液体进行接触传质后，则离开各点的气体浓度也会相同。这是一种理想情况。另一种理想情况是

24、板上液体呈活塞流流动，完全没有返混。这时板上液体沿液流方向上液体浓度最大，在塔板进口处液体浓度大于出口浓度。当浓度均匀的气体与板上各点液体接触传质后，离开塔板各点的气体浓度也不相同，进口处的液体浓度出口出的浓度高。理论与实践都证明了在这种情况下，塔板的效率比液体完全混合时高。实际上，塔板上液体并不处在完全混合与完全没有返混的两种理想状态，而是处于部分混合状态。塔板的负荷性能图(1)精馏段漏夜线（线1）=0.477 m3/s提馏段漏夜线= 0.594 m3/s(2)精馏段过量雾沫夹带线（线2）由于ZL=D2Wd=0.920.1440.612F=0.112Ap=AT-2Af=0.635-20.06

25、0=0.515m2解得,m3/s0.000580.0010.0050.0054,m3/s1.0771.0680.9780.969提馏段过量雾沫夹带线由于ZL=D2Wd= 0.81620.1440.528F=0.1Ap=AT-2Af=0.635-20.060=0.515m2得,m3/s0.000580.0010.0050.0054,m3/s1.1071.0961.0040.995(3)精馏段液相负荷下限线610-3=0.00092m3/s提馏段液相负荷下限线=0.00092m3/s(4)精馏段液相负荷上限线35s取=5s 解得=0.477m3/s提馏段液相负荷上限线=0.477m3/s(5)精馏

26、段液泛线=hf+hw+hd+h+how=hc+hl+h+hw+hd+h+how液体表面张力所造成的静压头h和液面落差h可忽略hd=0.153这样 =hc+hl+h+hw+hd+h+how= hc+ hd+（1+0）hL =+0.153+(1+0) 由于= 式中各参数值已算出，即=0.5，HT=0.46m, hw=0.0533m, =9.5m/s,0=0.4,E=1,G=1.105kg/m3,L=793.64 kg/m3,N=99,h0=0.0143m,d0=0.039m,lw=0.63m代入上式整理后可得,m3/s0.000580.0010.0050.0054,m3/s2.1032.0681.

27、5421.454提馏段液泛线=0.5，HT=0.46m, hw=0.0533m, =9.5m/s,0=0.4,E=1,G=0.8436kg/m3,L=873.87 kg/m3,N=99,h0=0.0143m,d0=0.039m,lw=0.63m于是同理可得,m3/s0.000580.0010.0050.0054,m3/s1.9741.9621.9571.952由上述五条线可画出负荷性能图精馏段提馏段小结（1）从塔板负荷性能图可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P，处在适宜操作区的位置，说明塔板设计合理。（2）因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操

28、下限由漏夜线控制。（3）按固定的液气比，从负荷性能图中查得气相负荷上限Vsmax=1.2781 m3/s，气相负荷下限Vsmin=0.5703 m3/s，所以可得精馏段操作弹性=3.48提馏段操作弹性=4.42塔板的这两操作弹性在合理的范围（35）之内，由此也可表明塔板设计是合理的。现将塔板设计计算结果汇总如图项目内容-数值或说明备注塔径D/m0.9板间距HT/m0.46塔板形式单液流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.4526堰长lw/m0.63堰高hw/m0.067板上液层高度hL/m0.060降液管底隙高度h0/m0.0143浮阀数N/个84等腰三角形叉排阀孔气速u0/(m/s

29、)9.5临界阀孔气速uoc/(m/s)9.5孔心距t/m0.0227同一横排的孔心距单板压降h/m0.7液体在降液管内停留时间/s43.13降液管内清液层高度Hd/m0.06泛点率/(%)62.1液相负荷上限VSmax/(m/s)0.0092雾沫夹带控制气相负荷下限VSmin/(m/s)0.477漏液控制操作弹性3.48第三章塔的附属设备的计算3-1塔顶冷凝器的设计计算3-1-1初选换热器（1） 确定流体通入的空间：馏出液走管程，冷却水走壳程（2） 计算传热负荷Q 取冷凝水的初温度为: t1=15，末温度为t2=40Q=Gc.Cp.(t2-t1) Q=忽略热损失，则馏出液进口温度65.34,出

30、口温度为16.24。=1.224/h(3)确定流体的定性温度，物性数据。并选择列管换热器的形式。取馏出液，冷却水的各自平均温度为定性温度：馏出液的定性温度：65.34冷却水的定性温度：（40+15）/2=27.5两流体在定性温度下的物性数据如下表：流体物性温度t密度Kg/m3粘度热容UAKj/Kg导热系数W/m馏出液65.34749.640.3242.60.204冷却水25997.750.8764.15250.5935两流体温差较大，故选用浮头列管换热器。(4) 计算平均传热温差计算逆流平均温差:馏出液：65.3465.34冷却水： 40 15_温差 ：25.34 50.34tm=36.44

31、(5)选K值。估计传热面积为求得传热面积A，需先知传热系数k，而k不能直接算出，所以只能进行试算初选k=250W/m2.s则：(6) 初选换热器型号采用FA系列的浮头列管换热器，初选用FB60095164，性能参数如下：外壳直径D,mm500管子尺寸mm公称压力mPa1.8管长L,m6共称面积m285管数N124管程数Np4管中心距t,mm32管子排列方式三角形按上述数据核算管程，壳程的流速及雷诺数。管程：流通截面积：A= m2ui=Re=壳程流通面：取nc=16，折流挡板间距h=0.2m。壳内冷却水流速：uo=Re=2= 由上可知，采取FB600954型号，管程，壳程，流速和雷诺数都是合适的

32、。3-1-2传热系数的校核（1） 管程的对流传热系数 饱和蒸汽冷凝时，Rei=4.01104 Pr= =1628.90W/()（2） 壳程对流传热系数 =0.36 =964.85W/(m.)（3） 确定污垢热阻取Rsi=Rso=0.0002m2/w 以外表面为基准。计算传热系数K=234.25 w/m2 (4)计算所需传热面积A Ao= 计算实际面积：A=核算结果表明，换热器的传热面积有的32.38裕度，故可用。（5）计算阻力损失 a: 管程阻力损失：=2346.35Pa =13139.56Pa=0.013139Mpa500 故 管子排列为正方形错列 取F=0.5档板数 Nb=L/h-1=6/0.2-1=29 则：取污垢校正系数 Fs=1.15 =838.10Pa=0.0008381Mpa E Then