浮阀板式精馏塔设计方案

1 浮阀板式精馏塔设计方案 第 1 章 设计条件与任务 计条件 在常压操作的连续板式精馏塔内分离乙醇 釜直接蒸汽加热，生产能力和产品的质量要求如下： 生产能力：年处理乙醇 5 000 吨 (300 天 /年） 原 料：乙醇含 40%(质量分数，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量为 93% 塔底乙醇含量为 操作条件：塔顶压力： 4压 )； 进料热状态：自选； 回流比：自选； 单板压降 建厂地址：武汉 计任务 1 全塔 物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定。 2 计算冷凝器和再沸器热负荷。 3 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。 4 估算塔径。 5 板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。 6 塔板的流体力学性能校核，包括 板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。 7 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。 8 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。 塔体结构： 塔顶空间，塔底空间，人孔 (手孔），支座，封头，塔高等 。 塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。 9 塔的附属设备选型 ,包括塔顶冷凝器、塔底 (蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型 (视情况而定）。 10 精馏塔各接管尺寸的确定。 11 绘制精馏塔系统工艺流程图。 12 绘制精馏塔装配图。 13 编写设计说明书。 14 计算机要求：编写程序、 图等。 15 英语要求：撰写英文摘要。 16 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。 2 第 2 章 设计方案的确定 图 板式精馏塔的工艺流程简图 3 第 3 章 精馏塔的工艺设计 塔物料衡算 顶及塔底产品的摩尔分数 9346= 0 . 8 3 91 9 3 74 6 1 84046= 0 . 2 0 71 4 0 6 04 6 1 8546= 0 . 0 21 5 9 54 6 1 8顶及塔底产品的平均摩尔质量 )1( k m o )1( k m o )1( k m o hk m o 4) 0/(1 0 0 03 5 0 0 0 总物 料衡算 (直接蒸汽加热）： ( 3 F S W D 轻组分 (乙醇）衡算： ( 3 F W DF x W x D x 由恒摩尔流假设得： ( 3 . 9 )S L D 4 际回流比 由数据手册查的乙醇 表 压下的乙醇 t/ x y t/ x y 100 0 0 9 最小回流比及实际回流比确定 根据 醇 水 为乙醇操作线与平衡线的交点尚未落到平衡线上以前，操作线已于平衡线相切，所以采用从 (相平衡线下凹部分做切线，切线的斜率即为 ,由此可求出 见图 由下图可得 =定回流比 R=(过尝试比较板数初步取实际操作回流比为理论回流比的 R=R 图 最小回流比的确定 求解得到： F=h D=h S=h W=h 5 (1）精馏段操作线方程： 1 xR y（ (2）提馏段操作线方程： 0 . 0 4 04 （ 相负荷计算 (1）精馏段 : ( 1 ) 1 6 1 . 4 9 k m o l / D （ 1 1 8 k m o l / D （ (2）提馏段 ： (1 ) ( 1 ) 1 6 1 . 4 9 k m o l / hV q F R （ F + 3 2 3 k m o l / hL q R D q （ 论塔板数确定 通过 序，根据相平衡线和精馏段和提馏段段操作线方程做 序，直到与板块的液体组成小于 此，得到理论板 16块，加料板为第 15块理论板。 (由程序可以得到每一块理论板上乙醇汽液组成）如下： 表 塔板数 x y 0,1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 际塔板数确定 0 . 2 4 50 . 4 9 ( ) ( 3 ) 式中： 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 6 L 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 (1）精馏段： 精馏段平均温度： 821 FD 温度下乙醇在液相组成为 x ，汽相组成为 y ； 数据手册中查的该温度下乙醇的黏度 ，水的粘度； 醇和水的相对挥发度 2 (5 4 4 2 4 4 1) / (11111 xy 液相粘度： 3 4 2 L 塔板效率： LT （ 实际塔板数： 11 。 (1）提馏段： 提馏段平均温度： 622 FW 温度下乙醇在液相组成为 x ，汽相组成为 y ； 数据手册中查的该温度下 乙醇的黏度 ，水的粘度 0 8 4. 2 9 1 3 / 0 . 0 40)( 1 / 8 L 塔板效率： LT （ 7 实际塔板数： 33 9 2 。 全塔所需要的实际塔板数： 3421 ，加料板位于第 32块。 全塔效率： %馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 塔顶操作压力： 1 0 1 . 3 4 1 0 5 . 3 k P ； 每层塔板压降： ； 进料板的压力： k 1 2 5 塔底的压力： k p 5 (1）精馏段平均压力： k p (2）提馏段平均压力： k p 塔顶温度： 进料板的温度： 塔底的温度： ）精馏段平均温度： 821(2）提馏段平均温度： 塔顶平均摩尔质量： ( 1 ) ( 3 )L D m D A D BM x M x M 181 7 4 5 L D D m / 8 ( 1 ) ( 3 )V D m D A D BM y M y M 181 6 1 8 V D k D m / 进料板平均摩尔质量： ( 1 ) L F m F A F BM x M x M （ 189 1 L F k F m / ( 1 ) ( 3 )V F m F A F BM y M y M 185 7 7 2 V F k F m / 塔底平均摩尔质量： ( 1 ) ( 3 )L W m W A W BM x M x M 189 8 5 4 L W k W m / ( 1 ) ( 3 )V W m W A W BM y M y M 188 6 2 7 V W k W m / (1） 精馏段平均摩尔质量： m o l/ F m o l/ F (2）提馏段平均摩尔质量： k mo F k mo F 9 气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即 ( 3 )m V 液相平均密度计算： 1 / ( 3 )a 注：i 为该物质的质量分数 塔顶平均密度计 算：由 查手册得 3/ ， 3/ 9 2 2 5 68 2 5 68 2 5 3/ 0/)1(/ 1 m 进料板平均密度计算：由 查手册得 3/ ， 3/ 质量分数： 3/1(/ 1 m 塔底平均密度计算：由 手册得 3/ ， 3/ 1 4 60 1 4 60 1 4 3/ 9/)1(/ 1 m (1）精馏段平均密度： 31 / 1 1 1 0 1( ) ( 3 )V m m V m R T 1 /209.1 10 (2） 提馏段平均密度： 32 / mL w 2 2 2 2( ) ( 3 . 3 6 )V m m V m R T 53 1 8(2 2 /091.1 对于二元有机物 1 / 4 1 / 4 1 / 4 ( 3 )m s W W s O O 并用下列关联式求出 / 32 / 3l g ( )10 . 4 4 1 ( ) ( ) ( 3 )()() s W W W O O W W O q T x V x x V x V式中：下标 表示水的摩尔体积； 有机物的摩尔体积。 (1）精馏段平均表面张力：由 表得： ； 2q x y m o 34 461 0 0 01 0 0 0 3o m o 1 5969 181 0 0 01 0 0 0 3w 11 ( ). 44 1( q/ T )Q 3/23/2q ) 62/4 4 （Q l g ( / ) S )/(4 0 72 8 3 1O（ 1） （ 2） 联立式 (1) (2)得： W O 176 3 m 得： (2）提馏段平均表面张力：由 表得： ； 2q x y m o 25 461 0 0 01 0 0 0 3o m o 63 181 0 0 01 0 0 0 3w x1 4 8 x( ). 44 1( q/ T )Q 3/23/2q 12 l g ( / ) S )/(7 0 36 9 5 1sW （ 1） (2) 联立式 (1) (2)得： W O m 液体平均黏度计算公式： l g l g ( 3 )L m i 塔顶平均黏度计算：由 查手册得 ， 得到： 进料板平均黏度计算：由 查手册得 ， 得到： 塔底平均黏度计算：由 手册得 ， 得到： (1）精馏段液体平均黏度： sm p (1 (2）提馏段液体平均黏度： sm p (2 馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1）精馏段 0 0 1 2 0 0L 3111 3 2 0 0 31111 13 查史密斯关联图，横坐标为： 0 2 4 0 9(3 2 1 2 L 2111 取板间距 ，板上液层高度 则： 0 查图得： 0 0( 2 . 2 a x 取安全系数为 空塔气速为： m a x 按标准塔径圆整后为： 截塔面积为： 22 实际空塔气速： 2 (2）提馏段 提馏段的气、液相体积流率为： 0 0 1 8 0 0 32222 0 6 0 0 32222 查史密斯关联图，横坐标为： 0 5 9 8( 1 8 L 2222 取板间距 ，板上液层高度 则： 0 查图得： 0 0( 2 a x 14 取安全系数为 空塔气速为： m a x 按标准塔径圆整后为： 截塔面积为： 221. 1 3 实际空塔气速： 6 (1） 精馏段有效高度 P -( 11 (2)提馏段有效高度 p 02)1-( 22 在进料板上方开一个人孔，其高度为 精馏塔有效高度 : 15 第 4 章 塔板工艺尺寸的计算 馏段塔板工艺尺寸的计算 因塔径 D=选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下： . 6 0 D 0 . 7 2 h h，堰上液层高度： 22 / 3132 . 8 4 2 . 8 4 4 . 4 3( ) 1 ( ) 0 . 0 0 9 5 0 . 0 0 6 m ( 4 1 0 0 0 1 0 0 0 0 . 7 2 所以选用平直堰 ,取板上清液层高度 50，故 0 . 0 4 0 5 o wh h h 弓形降液管参数图得： ； 故 20 . 0 5 5 0 . 0 5 5 1 0 . 0 6 2 2 0 . 1 2 0 . 1 2 1 . 2 0 . 1 4 4 验算液体在降液管中停留时间 ,即： 10 . 0 6 2 2 0 . 4 2 0 . 2 s 5 0 0 1 2 3 故降液管设计合理。 0( 4 . 2 ) 取 0 ，则0 0 . 0 0 1 2 3 0 . 0 2 4 4 m ( 0 . 0 2 0 . 0 2 5 ) 7 2 0 . 0 7h 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度 80。 16 因为 1200 ，故塔板采用分块式且分为三块。 取 0 ， 鼓泡区面积 - ( W + W ) = 0 . 6 - 0 . 0 6 + 0 . 1 4 4 = 0 . 3 9 6 m 2 - = 0 . 6 - 0 . 0 5 = 0 . 5 5 m ( 4 2 2222 ( a r c s i n ) ( 4 180a x r x r 2 2 23 . 1 4 0 . 3 9 62 ( 0 . 3 9 6 0 . 5 5 0 . 3 9 6 0 . 5 5 a r c s i n )1 8 0 0 . 5 5 20 8 3以 , 20 8 3浮阀的形式有很多种，采用 径均 0d 11F 00 11 1 0 . 0 0 4 m / 2 0 9 阀孔数目 22004 4 1 4 1113 . 1 4 3 . 1 4 0 . 0 3 9 1 0 . 0 0 4 ( 浮阀按等腰三角形排列 取孔中心距： a 0 . 7 8 8 3 0 . 0 9 4 70 . 0 7 5 0 . 0 7 5 1 1 1 取整 t=图得实际阀孔数为 114个，重新核算以下参数： 224 4 1 4= = = 9 . 7 2 2 m / 0 . 0 3 9 1 1 4So d 动能因数： 9 . 7 2 2 1 . 2 0 9 1 0 . 6 9 动能因数在 9适。 开孔率为： 17 220 0 . 0 3 9( ) 1 1 1 ( ) 1 1 . 7 %1 . 2 (馏段塔板工艺尺寸设计 h h，选用平直堰，堰上液层高度： 22 / 3232 . 8 4 2 . 8 4 6 . 7 6 8( ) 1 ( ) 0 . 0 1 2 6 m ( 4 1 0 0 0 1 0 0 0 0 . 7 2 取板上清液层高度 50，故 0 . 0 3 7 4 o wh h h 弓形降液管参数图得： ； 故 20 . 0 5 5 0 5 1 = 0 . 0 6 2 2 0 . 1 2 0 4 验算液体在降液管中停留时间 ,即： 10 . 0 6 2 2 0 . 3 9 . 9 s 5 0 0 1 8 8 故降液管设计合理。 0( 4 . 9 ) 取 0 ，则0 0 . 0 3 7 3 m ( 0 . 0 2 0 . 0 2 5 ) 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度 80。 取 0 ， 鼓泡区面积 18 - ( W + W ) = 0 . 6 - 0 . 0 6 + 0 . 1 4 4 = 0 . 3 9 6 m 2 - = 0 . 6 - 0 . 0 5 = 0 . 5 5 m ( 4 2 2222 ( a r c s i n ) ( 4 180a x r x r 2 2 23 . 1 4 0 . 3 9 62 ( 0 . 3 9 6 0 . 5 5 0 . 3 9 6 0 . 5 5 a r c s i n )1 8 0 0 . 5 5 20 8 3以 , 20 8 3浮阀的形式有很多种，采用 径均 11F00 11 1 0 . 5 3 1 m / 0 9 1 (阀孔数目 22004 4 1 . 0 6 3 853 . 1 4 3 . 1 4 0 . 0 3 9 1 0 . 5 3 1 ( 浮阀按正三角形排列 取孔中心距： 000 . 9 0 7 0 . 1 2 3 9 ( 取整 t=图得实际阀孔数为 83个，重新核算以下参数： 224 4 1 . 0 6 3= = = 1 0 . 7 2 6 m / 0 . 0 3 9 8 3So d 动能因数： 1 0 6 1 . 0 6 3 1 1 动能因数在 9适。 开孔率 ： 220 0 9( ) 8 5 ( ) 9 %1 . 2 (板的流体力学性能的验算 (1）干板阻力0 1 0 6 m / 19 1 . 8 2 50 7 3 . 1 7 3 . 11 . 8 2 5 9 . 4 7 m / 2 0 9 (00 0 1 0 . 0 0 4 1 . 2 0 95 . 3 4 5 . 3 4 0 . 0 3 9 7 5 9 . 8 8 2 9 . 2 5 液 柱(2）气体通过液层的阻力 (0 ） 1 0 h = 0 . 4 5 0 . 0 5 = 0 . 0 2 2 5 m ( 4 ) 液 柱 (3）液体表面张力阻力计算 气体克服表面张力照成的阻力很小可以忽略不计 气体通过每层塔板的液柱高度： 0 . 0 6 2 3 mp c lh h h 气体通过每层的压力降为： 1 5 0 7 P a 5 不会发生严重漏液现象 (1）干板阻力0 1 0 1m /1 . 8 2 51 . 8 2 50 7 3 . 1 7 3 . 1 1 0 . 0 1 m / 0 9 1 (00 0 1 0 . 5 3 1 1 . 0 9 15 . 3 4 5 . 3 4 0 . 0 3 5 5 9 . 8 9 2 8 . 6 5 液 柱(2）气体通过液层的阻力 (0 ） 1 0 h = 0 . 4 5 0 . 0 5 = 0 . 0 2 2 5 m ( 4 ) 液 柱 (3）液体表面张力阻力计算 气体克服表面张力照成的阻力很小可以忽略不计 所以气体通过每层塔板的液柱高度： 0 . 0 5 8 mp c lh h h 气体通过每层的压力降为： 1 5 2 7 P a 5 不会发生严重漏液现象 板的负荷性能图 液线： 2 2 3, m i n 0 55d N = 0 . 0 3 9 1 1 4 = 0 . 6 1 9 m / s ( 4 )44 1 . 2 0 9 沫夹带线： (F= 1 . 2 0 9 1 . 3 6 0 . 9 1 28 2 9 . 2 5 1 . 2 0 9 0 . 80 . 1 1 1 . 0 0 5 6 2 . 1 1 0 3 2 . 4 6 1 ( 4 )sV s L相负荷下限： (0 , m i n 2 / 32 . 8 4 ( ) = 0 . 0 0 6 ( 4 )1000 s , m i . 0 0 0 6 1 3 3 m / s 相负荷上限： ( 5s ) , m a 0 6 2 2 0 . 453, m a x 0 . 0 0 4 9 m / s ( 4 . 3 4 )泛线 5 21 . 9 1 1 0 0 . 0 2 2 6 22 1 0 . 1 6 2 h 2200 3 4 9 5 231 0 . 6 6 7 1 . 2 0 4 l 2 2 2 / 3, m i n 7 8 2 1 9 3 3 3 . 2 7 = 6 . 5 2 3 4 ( 4 )s s L 精馏段负荷性能图： 图 精馏段负荷性能图 由图得到 3, m a x 2 m /， 3, m 9 m /操作弹性为： ,液线： 2 2 3, m i n 0 55d N = 0 . 0 3 9 8 3 = 0 . 4 7 6 m / s ( 4 )44 1 . 0 9 1 2 3 4 5 1 m3/s VS m3/s 23 沫夹带线： (F= 1 . 0 9 1 1 . 3 6 0 . 9 1 29 2 8 . 6 5 1 . 0 9 1 0 . 80 . 1 1 1 . 0 0 5 6 2 . 3 4 6 3 6 . 1 6 ( 4 . 3 2 )sV s L相负荷下限： (0 , m i n 2 / 32 . 8 4 ( ) = 0 . 0 0 6 ( 4 )1000 s , m i . 0 0 0 6 1 3 3 m / s 相负荷上限： ( 5s ) , m a 0 6 2 2 0 . 353, m a x 0 . 0 0 3 7 m / s ( 4 )泛线 5 21 . 9 1 1 0 0 . 0 3 2 6 1 0 . 1 1 5 h 2200 3 2 1 2 2 / 311 0 . 6 6 7 1 . 2 0 4l 2 2 2 / 3, m i n 3 8 6 8 1 9 . 9 3 8 ( 4 )s s L 提馏段负 荷性能图： 图 馏段负荷性能图 24 由图得到 3, m a x 1 4 m /， 3, m 6 m /操作弹性为： ,第 5 章 板式塔的结构 体结构 壁厚选 6 本设计采用标准椭圆封头，由公称直径 D=1200标准得其厚度为 6 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，塔顶部空间高度为( 即： 1 2 5 3 4 LS m3/s VS m3/s 25 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 8液上方的气液分离空间高度取 s . 7 9 9 23 . 1 4 4608. 0 0 1 8 804 22 d s由于 D=1200000以每 6塔一共有 34 块塔板