化工原理课程设计-精馏塔.doc

南 京 工 业 大 学化 工 原 理 课 程 设 计 任 务 书专业： 生物工程 班级： 0503 姓名： 茆敏 设计日期： 2008 年 6 月 30 日至 2008 年 7 月 11 日设计题目： 甲醇精馏塔 设计条件： 进 料 量：F = 65 吨/天 进料组成：Xf = 45 % (w%) 进料状态：25塔顶产品：XD 96%(w%) 回 收 率: 98%塔顶压力：常压 指导教师：祝宁东，陈晓蓉 2008年 6 月 24 日 目 录一 前 言4二 设计题目5三 设计说明书符号表5四 工艺流程原理与流程图6五 物性参数7六 工艺计算86.1 汽液平衡数据和汽液平衡（T-x-y）图86.2 物料衡算96.2.1 数据换算96.2.2 物料衡算96.3理论板数计算96.3.1 板数和回流比的关系96.3.2理论板数图解106.3.3 严格法计算模拟过程11七 塔和塔板主要工艺尺寸计算117.1塔内物性计算117.1.1平均分子量的计算117.1.2 液相平均密度117.1.3 汽相平均密度127.2 塔径与塔高计算127.2.1 精馏段塔径127.2.2 提馏段塔径137.2.3 圆整后塔径137.3填料层高度计算137.4 填料塔的流体力学性能137.4.1 压降137.4.2 泛点气速147.4.3 精馏段147.4.4 提馏段14 7.5 塔内附件选择14 7.5.1 液体喷淋装置选择14 7.5.2液体再分布装置选择15 7.5.3填料支撑装置选择15 7.5.4 除沫器选择167.6 管道设计与选择167.6.1塔顶回流管管径167.6.2 进料管管径177.6.3 塔顶蒸汽出口管177.6.4 塔顶产品出口管177.6.5 塔釜出料管管径187.6.6 塔釜回流管管径187.7 其他部件187.7.1 筒体187.7.2 封头197.7.3 法兰207.7.4 裙座207.7.5塔总高度计算20八 塔设计计算参数总汇21九 辅助设备219.1 辅助设备及零部件的选择219.1.1 塔顶冷凝器的选择219.1.2 塔底再沸器的选择229.1.3 塔底预热器的选择229.1.4 进料泵239.1.5 回流泵23十 参考文献23一 前 言工业甲醇的用途十分广泛，除可作许多有机物的良好溶剂外，主要用于合成纤维、甲醛、塑料、医药、农药、染料、合成蛋白质等工业生产，是一种基本的有机化工原料。甲醇和汽油（柴油）或其它物质可混合成各种不同用途的工业用或民用的新型燃料，甲醇和汽油混合可作为燃料用于运输业。塔设备是化工，制药，环保等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。板式塔的研究起步较早，其流体力学和传质模型比较成熟，数据可靠。尽管与填料塔相比效率较低、通量较小、压降较高、持液量较大，但由于结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点，因而在70年代以前的很长一段时间内，塔板的研究一直处于领先地位。然而，70年代初期出现的世界能源危机迫使填料塔技术在近20年来取得了长足进展。由于性能优良的新填料相继问世，特别是规整填料和新型塔内件的不断开发应用和基础理论研究的不断深入，使填料的放大技术有了新的突破，改变了以板式塔为主的局面。在我国，随着石油化工的不断发展，传质分离工程学的研究不断深入，使填料塔技术及其应用进入了一个崭新的时期，其工业应用与发达国家并驾齐驱，进入世界先进行列。填料塔在塔径较小（D0.6）时应用更为普遍。填料塔由填料、塔内件及筒体构成。填料分规整填料和散装填料两大类。塔内件有不同形式的液体分布装置、填料固定装置或填料压紧装置、填料支承装置、液体收集再分布装置及气体分布装置等。与板式塔相比，新型的填料塔性能具有如下特点：生产能力大、分离效率高、压力降小、操作弹性大、持液量小等优点。本设计是甲醇精馏,由于需要回收率达到98%,塔顶产品浓度96%,选用了分离效率高，压降低的填料塔.二、设计题目甲醇精馏塔65吨/天45%（含醇w%）其余为水进料25C回收率98 % 塔顶产品浓度96%三、设计说明书符号表表3-1 设计说明符号表符号名称单位F进料流量kmol/hD塔顶产品流量kmol/hW塔底产品流量kmol/hM摩尔质量kg/kmolN理论塔板数R回流比P压强Pat温度气体粘度PasV气相摩尔流量kmol/hW液相摩尔流量kmol/hXD塔顶产品浓度XW塔底产品浓度x液相摩尔分数y气相摩尔分数组分的相对挥发度回收率密度kg/m3u气速m/sa填料比表面积l/mg重力加速度m/s2空隙率Z高度mLh喷淋量m3/hU喷淋密度m3/m2hr汽化潜热kj/kgK传热系数W/ m2c比热kj/kgA面积m2H扬程m四、工艺流程原理与流程图进料泵将物料送至填料精馏塔进行精馏操作，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分进行回流，另一部分作为塔顶产品冷凝后送至储槽，塔釜采用间接蒸汽加热。五、物性参数水的物性参数: 分子量18压强/Pa温度t/密度比热容黏度汽化热H/(kJ/kg)1.010999.94.212178.78-10999.74.191130.5327020998.24.183100.4234830995.74.17480.1239840992.24.17465.3245050988.14.17454.9348860983.24.17846.9853070977.84.16740.6055580971.84.19535.5068090965.34.20831.48625100958.44.22028.24640甲醇的物性参数: 分子量 32压强/Pa温度t/密度比热容黏度汽化热H/(kJ/kg)1.0108092.3660.825-108012.4580.700170207922.5120.600205307822.5500.524242407722.5720.470270507642.6180.400289607542.6750.510310707462.7300.319325807362.7700.278344907252.8310.2453601007142.8920.225372六、工艺计算6.1 汽液平衡数据和汽液平衡（T-x-y）图表6-1 汽液平衡数据表压强/kPa温度/甲醇摩尔分数/%挥发度液相中x汽相中y101.32592.90.05310.28347.0523390.30.07670.40018.02855188.90.09260.43537.55368186.60.12570.5057.095964850.13150.54557.92692883.20.16740.55856.29177882.30.18180.57756.15163981.60.20830.62736.39716180.20.23190.64856.110851780.28180.67755.35406977.80.29090.68015.18229776.70.33330.69184.48996676.20.35130.73475.11373973.80.4620.77564.02490172.70.52920.79713.49500271.30.59370.81833.082034700.68490.84922.590776680.77010.89622.57750566.90.87410.91941.642987 图6-1 甲醇水的t-x-y图6.2、物料衡算6.2.1 数据换算质量分数换算到摩尔分数 : 单位换算: 6.2.2 物料衡算F=D+W FXF=DXD+WXW DXD/FXF=得：D= 40.085 Kmol/hW=80.175Kmol/hXW= 0.016.3理论板数计算6.3.1 适宜回流比确定一般R加大,理论板数较少,塔设备投资少,但气化量大,能耗高,操作费用少。R减少,理论板数较多,塔设备投资大，但气化量小，能耗高，操作费用多。由XD 、XW、R可确定N，取RN作图如下： 此图为坐标纸手画图 图6-3-1 NR关系图6.3.2 理论板数图解进料温度是25,使用预热器加热到泡点进料：q=1q线方程: 由气液平衡数据描点画图,如下图00.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.10.20.30.40.50.60.70.80.916.3.3 严格法计算模拟过程由图得回流比 R=1精馏段操作线方程: 提馏段操作线方程: 精馏段理论板数 = 5 进料板:第6块提馏段理论板数 = 3.92 (包括再沸器)总理论板数 N = 8.92 (包括再沸器)6.3.3 用ASPEN PLUS 软件验算以上节计算为基础，采用ASPEN PLUS模拟软件的严格法计算模型， 验算得精馏塔的操作参数如下表表6-3-3精馏塔模拟计算结果总理论板数：9加料位置：6塔顶：全凝器塔釜：再沸器DFWB1B1B1LIQUIDLIQUIDLIQUIDSubstream: MIXED Mole Flow kmol/hr METHA-01 37.2827538.035911.003159 WATER 3.05224882.6846279.63238Total Flow kmol/hr 40.085120.720580.63553Total Flow kg/hr 1241.5962708.3391466.743Total Flow l/min 27.47754.4538926.74591Temperature K 338.8564350.8648370.9055Pressure atm 111模拟结果表明：七、塔和塔主板主要工艺尺寸计算7.1物性计算精馏段按第 块处温度和组成确定物性，提留段按第 块处温度和组成确定物性7.1.1平均分子量的计算塔顶的平均分子量进料板的平均分子量塔底的平均分子量精馏段,提馏段的平均分子量 精馏段平均分子量 提馏段平均分子量 7.1.2 液相平均密度查物性数据1：（甲醇）密度1 720 kg/m3 （水）密度2 970 kg/ m3塔顶（甲醇）质量百分比a1 96%（将X1换算成质量分率）进料（甲醇）质量百分比a2 45%（将Xn换算成质量分率）塔底（甲醇）质量百分比a3 1.8%（将Xw换算成质量分率）塔顶液相密度：LD1/a1/1+(1-a1) /2= 727.50 kg/ m3 进料液相密度：LF1/a2/1+(1-a2) /2= 838.92 kg/ m3 塔底液相密度：LW1/a3/1+(1-a3) /2=963.98 kg/ m3 精馏段的平均液相密度：LM(LD+LF)/2= 783.21 kg/ m3提馏段的平均液相密度：LM(LF+LW)/2=901.45 kg/ m3 7.1.3 汽相平均密度根据塔顶组成查水-甲醇平衡体系t-x-y图1，得塔顶温度TD=67根据进料板组成查水-甲醇平衡体系t-x-y图1，得进料板温度TF=77根据塔底组成查水-甲醇平衡体系t-x-y图1，得塔底温度TW=98精馏段：TM=（TF+TD）/2= 72 VMPMV/RTM= 1.02 Kg/ m3提馏段：TM=（TF+TW）/2= 87.5VMPMV/RTM= 0.77 Kg/ m37.2 塔径与塔高计算7.2.1精馏段塔径 最近规整填料得到较快，使用规整填料塔性能稳定，气液体再分布性能均匀，塔的分离效能高，压力降低，能适应较高的气速和较低的回流比，弹性大。表7-2-1规整填料性能填料类型理论板数N,1/m比表面积at，1/m空隙率P/Z,Mpa/mAK125X塑料孔板波纹填料0.8512598.51.4*1040.2911.563lg(L,D)= XDlg(L,轻组分)+（1XD）lg(L,重组分)lg(L,F)= Xnlg(L,轻组分)+（1Xn）lg(L,重组分) （Xn：加料板上的液相组成）液体粘度L(L,D+L,F/2） mPas计算：液相质量流量WL=L=RD= 1244.1 kg/h (L换算成质量流量)气相质量流量WG=V=(R+1)D= 2388.6 kg/h (V换算成质量流量)带入数据得:计算得泛点气速uf= 5.80 m/s一般取u0.8uf 计算泛点气速uf= 5.80 m/s u 4.64 m/s D= 0.423 m7.2.2提馏段塔径lg(L,F)= Xnlg(L,轻组分)+（1Xn）lg(L,重组分) （Xn：加料板上的液相摩尔分率）lg(L,W)= XWlg(L,轻组分)+（1XW）lg(L,重组分)液体粘度L(L,W+L,F/2） mPas计算：液相质量流量WL=L=(L+qF)= 3952.4 kg/h (L换算成质量流量)气相质量流量WG=V=V-(1-q)F= 2388.6 kg/h (V换算成质量流量) 计算得泛点气速uf= 5.97 m/s一般取u0.8uf u 4.78 m/s D= 0.480 m7.2.3圆整后塔径精馏段塔径园整后D= 0.4 m 提馏段塔径园整后D= 0.4 m 7.3填料层高度计算精馏段的高度Z1N精馏段/ N 5.88 m圆整到6m,分两层,每层3m提馏段的高度Z2N提馏段/ N 3.44 m （N提馏段包括加料板） 圆整到3.5m,一层总填料层高度 Z=9.5 mN：见上表 7.4 填料塔的流体力学性能7.4.1压降精馏段PZ精馏段P/Z Pa提馏段P Z提馏段P/Z Pa（N提馏段包括加料板）P/Z见上表7.4.2泛点气速精馏段u= 5.02 m/s （前已经算出） 泛点率=u/uf=0.8 提馏段u= 5.20 m/s （前已经算出） 泛点率=u/ uf=0.87.4.3精馏段液体喷淋量Lh 1.59 m3/h（将L换成m3/h，LhWL /LM）喷淋密度：U=Lh/0.785D2= 12.65 m3/m2h最小喷淋密度：Umin=(Lw)min= 15 m3/m2h式中：填料的比表面积，m2/m3；Umin最小喷淋密度，m3/（m2h）；(Lw)min最小润湿率，m3/（mh）。 (Lw)min的取值如下：因此： (Lw)min=0.12m3/mh 125Y/125X金属孔板波纹填料，125Y/125X塑料孔板波纹填料要求液体喷淋量最小喷淋量（若喷淋密度过小，可增加回流比，或在许可范围内减小塔径，或适当增加填料层高度予以补偿。）7.4.4提馏段液体喷淋量Lh 4.38 m3/h （将L换成m3/h，LhW L/LM）喷淋密度：U=Lh/0.785D2= 34.91 m3/m2h最小喷淋密度：计算过程同上要求液体喷淋量最小喷淋量7.5 塔内附件选择7.5.1 液体喷淋装置选择填料塔操作要求液体沿同一塔截面均匀分布。为使液流分布均匀，液体在塔顶的初始分布必须均匀。莲蓬式喷洒器具有半圆球形外壳,在壳壁上有许多可供液体喷洒的小孔,液体由泵或高位槽以一定压头流入,然后由小孔喷出.常用参数直径d为塔径D的1/31/5;球面半径为(0.51.0)D;喷洒角小于80,喷洒外圈距塔壁x=70100mm,莲蓬高度y（0.51.0）D,小孔直径d0=310mm,莲蓬头一般用于直径在600mm以下的塔中.在此选取莲蓬头式喷淋器，选用此装置能使截面积的填料表面较好湿润，结构简单，制造维修方便，喷洒比较方便，安装也方便。流速系数，0.50.82，在此取0.82。 H取0.06 小孔输液能力计算： 小孔点面积： 小孔直径d取4 mm， 则小孔数：7.5.2 液体再分布装置选择 为使流向塔壁的液体能重新流回塔中心部位，一般在液体流过一定高度的填料层后装置一个液体再分布器。液体再分布器形状如漏斗，在液体再分布器侧壁装有若干短管，使近塔壁的上升气流通过短管与中心气流汇合，以利气流沿塔截面均匀分布。 通常将整个填料层分为若干段，段与段之间设置液体再分布器。 现本设计填料层分为3段,装2个分布器7.5.3 填料支撑装置选择填料支撑装置结构最简单的是栅板，由竖立的扁钢焊在钢圈上制得。为防止在栅板处积液导致液泛，栅板的自由截面率应大于50。此外，效果较好的是具有圆形或条形升气管的筛板式支承板，液体从板上筛孔流下，气体通过升气管由管壁的小孔流出，气液分布较均匀，又因在支承装置处逆流的气液相各有通道，可避免因支承装置而引起的积液现象。 当直径小于500mm时,栅板可制成整块的.栅板条间距为填料环外径的0.60.7则我选用的间距=7.5.4 除沫器选择气体从塔顶流出时，总会带少量液滴出塔。为使气体夹带的液滴能重新返回塔内，一般在塔内液体喷淋装置上方装置除沫器。常用的除沫器有折流板式和填料层式。 折流板式除沫器：气体流过曲折通道时，气流中夹带的液滴因惯性附于折流板壁，然后流回塔内。填料层式除沫器：气体流过填料层时，气流中夹带的液滴附于填料表面流回塔内。 在此选用填料层式除沫器根据塔径选择除沫器尺寸由表37-26查的参数: 表7-5-4 除沫器尺寸公称直径DN主要外形尺寸质量(kg)HH1D丝网格栅及定距杆支承件4001002104001.832.270.191502602.752.320.197.6管道设计与选择为减少气液进出塔对塔内操作的冲击，管径选取按下述条件：液体流速uL 1 m/s气体流速uG10m/s蒸汽：u=1030 m/s公式：u=V/(/4)di2 7.6.1塔顶回流管管径 取uL=0.3m/s 则回流管管径： 选用HG20592-97 PN1.6 DN40 壁厚3.5mm的管子7.6.2进料管管径取uL=0.15m/s则进料管管径： 选用HG20592-97 PN1.6 DN100 壁厚4mm的管子7.6.3 塔顶蒸汽出口管取u=38.46 m/s则蒸汽出口管管径： 选用HG20592-97 PN1.6 DN150 壁厚6mm的管子7.6.4塔顶产品出口管取uL=2m/s则产品出口管管径： 7.6.5 塔釜出料管管径取uL=0.58m/s则出料管管径：选用HG20592-97 PN1.6 DN50 壁厚3.5mm的管子7.6.6塔釜回流管管径取uL=26.7m/s则产品出口管管径： 选用HG20592-97 PN1.6 DN150 壁厚6mm的管子7.6.7 塔釜产品出口管取uL=2m/s则产品出口管管径： 7.7 其他附件选择7.7.1筒体圆筒计算厚度，考虑到介质对筒壁的腐蚀作用，在设计筒体所需厚度时，还应在计算厚度d的基础上，增加腐蚀裕度C2。由此得到筒体的设计厚为 式中 dd-圆筒设计厚度,mm； Di-圆筒内径,mm； p-容器设计压力，MPa；f-焊接头系数.由于p与t比很小,采用简写式:： 根据表8-62，设计温度为98100，采用碳素钢钢板，查得钢号为Q235-B，钢板标准为GB912，在此设计温度下的许用应力为113MPa，计算压力 圆筒内径 焊接头系数 则 园整后为3mm，在钢号为A3，钢板标准为GB912的厚度34mm范围内。表7-7-1 碳素钢钢板型号钢号钢板标准使用状态厚度mm常温强度指标100下的许用应力MPabMPasMPaA3GB912热轧34mm3702351137.7.2封头选用标准椭圆形封头这种封头是由半个椭圆球和一段高度为h0的圆柱形筒节构成。公称直径 曲面深度 根据表8-125，封头直边高度由标表2-26选用JB/T47462002的封头,类型代号EHA表7-7-2 封头公称直径DN(mm)总深度H(mm)那表面积A(m2)容积V(m3)4001250.20490.0115封头高度： 7.7.3 法兰由于在常压下操作,所有法兰均采用标准管法兰平焊法兰。根据表10-25，由公称压力PN=0.25MPa，选择如下参数：表7-7-3 法兰参数公称直径DNmm法兰/mm螺柱连接尺寸法兰厚度质量Kg规格数量DD1D2D3D4d甲型400515480450440437183018.50M16207.7.4 裙座根据表13-155，裙座参数：表7-7-4 裙座参数公称直径DNmm每根支腿允许载荷kN支腿数量支承最大高度Hmaxmm尺寸/mm焊缝长度hf垫板地脚螺栓宽度A长度Ax厚度n1孔径db规格4006380060120902.2124M20裙座高度： 7.7.5塔总高度计算 式中：Hd塔顶空间高度（不包括封头），m。取1.5 m。Hf液体再分布器的空间高度，m。取0.8 m。Hb塔底空间高度，m。取1.5 m。n填料层分层数。八、设计计算结果总表表8-1 计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均压强PmkPa101.3101.3平均流量气相WLkg/h2388.62388.6液相WGkg/h1244.13952.4塔板数N块53(不包括再沸器)塔的有效高度zm5.883.44塔径Dm0.40.4空塔气速um/s5.805.97塔内压降pPa840490九、辅助设备9.1 辅助设备及零部件的选择表9-1换热器设计参数：换热器名称介质温度，进出塔顶冷凝器壳程65.564.5管程循环冷凝水2040塔底再沸器管程99.2103.2壳程蒸汽168168预热器管程1678.8壳程蒸汽1681689.1.1 塔顶冷凝器的选择查书第四章传热表4-8（K值得大致范围）2：取总传热系数K= 1000 W/m2（甲醇）汽化潜热r1 320 kJ/kg （水） 汽化潜热r2 550 kJ/kgrD=r1y1+r2(1-y1)= 336.1 kJ/kgQ=(R+1)DrD = 换热器面积A= 6.4 m2 圆整到7m2选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在附录2中选择换热器，并列出所选择的换热器的参数。表9-9-1 塔顶冷凝器的主要参数外壳直径D/mm公称压强pg/(kgf/cm2)公称面积A/m2管子排列方法管长l/m管子外径d0/mm管子总数N/根管程数壳程数273257正三角排列32532219.1.2 塔底再沸器的选择查书第四章传热表4-8（K值得大致范围）2：取总传热系数K= 2500 W/m2（甲醇）比热3c1 2.88 kJ/kgK （水）比热c2 4.24 kJ/kgK（甲醇）汽化潜热r1 370 kJ/kg（水）汽化潜热r2 640 kJ/kg 平均 Xi：mol分率Q=V*rW+ V