浮阀板式精馏塔设计方案.doc

浮阀板式精馏塔设计方案第1章 设计条件与任务1.1设计条件在常压操作的连续板式精馏塔内分离乙醇-水混合物。塔釜直接蒸汽加热，生产能力和产品的质量要求如下：生产能力：年处理乙醇-水混合液35 000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0.35%操作条件：塔顶压力：4kPa(表压)； 进料热状态：自选； 回流比：自选； 单板压降 0.7kPa。建厂地址：武汉1.2设计任务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、CAD绘图等。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。36第2章 设计方案的确定图2.1 板式精馏塔的工艺流程简图第3章 精馏塔的工艺设计3.1全塔物料衡算3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 3.1.3物料衡算进料处理量 3.1.4物料衡算总物料衡算(直接蒸汽加热）： 轻组分(乙醇）衡算： 由恒摩尔流假设得： 3.2实际回流比由数据手册查的乙醇-水的物系汽液平衡数据如下：表3.1 常压下的乙醇-水的气液平衡数据 t/xyt/xy1000081.50.32730.582695.50.0190.1780.70.39650.6122890.07210.389179.80.50790.656486.70.09660.437579.70.51980.659985.30.12380.470479.30.57340.684184.10.16610.508978.740.67630.738582.70.23370.544578.410.74720.781582.30.26080.55878.150.89430.89423.2.1最小回流比及实际回流比确定 根据101.325KPa下，乙醇-水的汽液平衡组成关系绘出乙醇-水t-x-y和x-y图，因为乙醇-水相平衡线具有下凹部分，在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(XD.XD）做相平衡线下凹部分做切线，切线的斜率即为Rmin/Rmin+1,由此可求出Rmin由程序得到(见图3.2）：由下图可得 Rmin/Rmin+1=0.618 Rmin=1.62确定回流比 R=(1.1-2.0）Rmin通过尝试比较板数初步取实际操作回流比为理论回流比的1.7倍：R=1.7Rmin=2.78 图3.2 最小回流比的确定求解得到：F=204.33kmol/h D=42.63kmol/h S=161.49kmol/h W=323.19kmol/h 3.2.2操作线方程(1）精馏段操作线方程： （3.10） (2）提馏段操作线方程： （3.11）3.2.3汽、液相负荷计算(1）精馏段: （3.12） （3.13）(2）提馏段： （3.14） （3.15）3.3理论塔板数确定通过Excel程序，根据相平衡线和精馏段和提馏段段操作线方程做Excel程序，直到与板块的液体组成小于0.02为止，由此，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3.3每块板的气液组成塔板数xy0,0.18680.1868,0.59550.5955,0.894110.8252 0.8387 0.0902 2.4011 0.8252 20.8120 0.8288 0.0892 2.2447 0.8120 30.7988 0.8190 0.0881 2.0997 0.7988 40.7854 0.8093 0.0871 1.9624 0.7854 50.7713 0.7994 0.0860 1.8297 0.7713 60.7561 0.7891 0.0849 1.6985 0.7561 70.7392 0.7779 0.0837 1.5658 0.7392 80.7198 0.7655 0.0824 1.4286 0.7198 90.6966 0.7512 0.0808 1.2830 0.6966 100.6672 0.7341 0.0790 1.1248 0.6672 110.6274 0.7124 0.0767 0.9484 0.6274 120.5686 0.6832 0.0735 0.7477 0.5686 130.4692 0.6399 0.0689 0.5189 0.4692 140.2737 0.5667 0.0610 0.2737 0.2601 150.0890 0.4228 0.0455 0.0890 -0.3456 160.0148 0.1378 0.0148 0.0246 -2.6519 3.4实际塔板数确定式中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度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： 在图3.1中查的，该温度下乙醇在液相组成为，汽相组成为；数据手册中查的该温度下乙醇的黏度，水的粘度； 乙醇和水的相对挥发度 （3.17） 液相粘度： 塔板效率： 实际塔板数： 故精馏段实际塔板数为块。(1）提馏段：提馏段平均温度：在图3.1中查的，该温度下乙醇在液相组成为，汽相组成为；数据手册中查的该温度下乙醇的黏度，水的粘度； 塔板效率： 实际塔板数： 故提馏段实际塔板数为块。全塔所需要的实际塔板数：块，加料板位于第32块。全塔效率：3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算3.5.1操作压力计算塔顶操作压力：；每层塔板压降：；进料板的压力：塔底的压力：(1）精馏段平均压力：(2）提馏段平均压力：3.5.2操作温度计算塔顶温度： 进料板的温度：塔底的温度：(1）精馏段平均温度：(2）提馏段平均温度：3.5.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量： 进料板平均摩尔质量： （3.23）塔底平均摩尔质量：(1） 精馏段平均摩尔质量： (2）提馏段平均摩尔质量： 3.5.4平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即液相平均密度计算：注：为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由，查手册得，进料板平均密度计算：由，查手册得，质量分数：塔底平均密度计算：由，查手册得，(1）精馏段平均密度： (2） 提馏段平均密度： 3.5.5液体平均表面张力计算对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算：并用下列关联式求出 ,式中：下标W表示水，O表示有机物；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，查表得： ； （1） （2） 联立式(1) (2)得： 得：(2）提馏段平均表面张力：由，查表得： ； （1） (2) 联立式(1) (2)得： 3.5.6液体平均黏度计算液体平均黏度计算公式：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，查手册得，得到： (1）精馏段液体平均黏度： (2）提馏段液体平均黏度： 3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1塔径计算(1）精馏段 查史密斯关联图，横坐标为：取板间距，板上液层高度则：查图得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为： 截塔面积为：实际空塔气速：(2）提馏段提馏段的气、液相体积流率为：查史密斯关联图，横坐标为：取板间距，板上液层高度则：查图得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为： 截塔面积为：实际空塔气速：3.6.2精馏塔有效高度计算(1） 精馏段有效高度 (2)提馏段有效高度 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.5m，故精馏塔有效高度: 第4章 塔板工艺尺寸的计算4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算4.1.1溢流装置计算因塔径D=0.9m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：4.1.1.1堰长取4.1.1.2溢流堰高度由，堰上液层高度：所以选用平直堰,取板上清液层高度，故4.1.1.3弓形降液管宽度和截面积由查弓形降液管参数图得：；故 验算液体在降液管中停留时间,即：故降液管设计合理。4.1.1.4降液管底隙高度取，则故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度。4.1.2塔板设计4.1.2.1塔板分块因为，故塔板采用分块式且分为三块。4.1.2.2边缘区宽度确定取，4.1.2.3鼓泡区面积的计算鼓泡区面积计算： 所以, 4.1.2.4阀孔计算及其排列浮阀的形式有很多种，采用F1型重阀，直径均 阀孔数目 (4.5） 浮阀按等腰三角形排列取孔中心距： 取整t=0.09m作图得实际阀孔数为114个，重新核算以下参数： 动能因数： 动能因数在9-12之间，合适。开孔率为： (4.7)4.2提馏段塔板工艺尺寸设计4.2.1溢流装置计算4.2.1.1溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度：取板上清液层高度，故4.2.1.3弓形降液管宽度和截面积由查弓形降液管参数图得：；故 验算液体在降液管中停留时间,即：故降液管设计合理。4.2.1.4降液管底隙高度取，则故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度。4.2.2塔板设计4.2.2.1边缘区宽度确定取，4.2.2.2鼓泡区面积的计算鼓泡区面积计算： 所以, 4.1.2.4阀孔计算及其排列浮阀的形式有很多种，采用F1型重阀，直径均d0=0.039m (4.13) 阀孔数目 (4.14） 浮阀按正三角形排列取孔中心距： (4.15）取整t=0.1m作图得实际阀孔数为83个，重新核算以下参数： 动能因数： 动能因数在9-12之间，合适。开孔率 ： (4.16)4.3塔板的流体力学性能的验算4.3.1精馏段4.3.1.1塔板压降核算(1）干板阻力计算阀片 (4.17) (4.18)(2）气体通过液层的阻力(）(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：气体通过每层的压力降为：(设计允许）4.3.1.2降液管泡沫层高度核算(） 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.3.1.3液体降液管里停留时间核算故本设计合理。4.3.1.4过量雾沫夹带核算 查泛点负荷因数 k=1 (4.23)4.3.1.5严重漏液核算 5不会发生严重漏液现象4.3.2提馏段4.3.1.1塔板压降核算(1）干板阻力计算阀片 (4.17) (4.18)(2）气体通过液层的阻力(）(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： 气体通过每层的压力降为：(设计允许）4.3.1.2降液管泡沫层高度核算(） 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.3.1.3液体降液管里停留时间核算故本设计合理。4.3.1.4过量雾沫夹带核算 查泛点负荷因数 k=1 (4.23)4.3.1.5严重漏液核算 5不会发生严重漏液现象4.4塔板的负荷性能图4.4.1精馏段4.4.1.1漏液线：4.4.1.2液沫夹带线：(F=0.8m）4.4.1.3液相负荷下限：()4.4.1.4液相负荷上限：()4.4.1.5液泛线精馏段负荷性能图：图4.1 精馏段负荷性能图4125LS m3/sVS m3/s3由图得到，操作弹性为： 4.4.2提馏段4.4.1.1漏液线：4.4.1.2液沫夹带线：(F=0.8m）4.4.1.3液相负荷下限：()4.4.1.4液相负荷上限：()4.4.1.5液泛线 提馏段负荷性能图：图4.1 提馏段负荷性能图 31452VS m3/sLS m3/s由图得到，操作弹性为： 第5章 板式塔的结构5.1塔体结构5.1.1筒体 壁厚选6mm，所用材质为 5.1.2封头 本设计采用标准椭圆封头，由公称直径D=1200MM查标准得其厚度为6mm。5.1.3塔顶空间 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： 5.1.4塔底空间 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8min，釜液上方的气液分离空间高度取1.5m。 5.1.5人孔 由于D=1200mm1000mm，所以每6-8层塔板设一个人孔。本塔一共有34块塔板，可设5个人孔,每个直径为450mm，其中取人孔的板间距增至600mm。裙座上设置2个人孔，每个直径为450mm。5.1.6支座 由于本塔为直接蒸汽加热，无再沸器，所以支座高度取2m。又因为D=1200mm，所以支座开4个直径为50mm的排气孔，2个直径为450mm的人孔。5.1.7塔高 5.2塔板结构第6章 精馏装置的附属设备6.1回流冷凝器出料液温度：78.3(饱和蒸汽）78.3(饱和液体）塔顶气体：冷凝水20-36 汽化热： 传热量：平均温度28下水的比热于是冷凝水用量： 温度推动力： 又 K取所以传热面积： 6.2原料预热器原料预热温度：20C83.3(泡点温度）采用120C过热饱和蒸汽加热平均温度：平均温度下查表得则： (6.6）取总传热系数：c 解得换热面积6.3原料泵列出液体进口和出口两截面的机械能衡算方程，以求所需压头H。由于存在误差，取H=(1.051.2）He计据操作条件， 初步设计输送管路上安装有90标准弯头3个，闸阀2个，则取管壁绝对粗糙度查表：摩擦系数与雷诺数Re及相对粗糙度/ d的关系图知 ： =0.032查表得有关管件的局部阻力系数分别是：90标准弯头=0.75，闸阀(全开）=0.17，进口突然收缩=0.5，则： （6.8） （6.9）取 则：液体流量： 依此查文献7，可选型号为IS50-32-125的离心泵6.4 蒸馏釜 选用120饱和水蒸气加热，传热系数K取料液温度：96.5100，水蒸气温度：120120逆流操作：则 查塔釜温度下： 因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%，所以所需蒸汽的质量流量为： r-加热蒸汽的冷凝潜热，KJ/kg 6.3 塔釜釜液体积流量为，取釜液在釜内的停留时间8min，装填系数取0.5，塔釜高h/塔釜直径D=2:1。塔釜液量 塔釜体积 m3 m塔釜高度 m 第7章 接管尺寸的确定7.1蒸汽接管7.1.1塔顶蒸汽出料管塔顶的蒸汽出料体积流量为 采用直管，取出口气速，则： 查表取，管内实际气体流速。7.1.2加热蒸气鼓泡管 进入塔的水蒸气体积流量为 取适当流速则管径： 查表取，管内实际气体流速。7.2液流管7.2.1进料管加塔原料的体积流量为进料温度，在此温度下则 取管内流速则进料管管径： 查表取，管内实际气体流速7.2.2回流管回流液体积流量为 取回流液流速为则回流管管径： 查表取，管内实际气体流速7.2.3塔釜出料管塔釜出料的体积流量为 取釜液出口管管速为则釜液出口管管径： 查表取，管内实际气体流速第9章 设计结果汇总表9.1精馏塔工艺设计计算结果表项目符号单位精馏段提馏段平均温度C82.991.9平均压力KPa116.15128.05汽相流量Vsm3/s1.3241.063液相流量Lsm3/s0.001230.00188实际塔板数313有效段高度Zm塔径Dm1.21.2板间距m0.40.3溢流形式单溢流降液管形式弓形堰长lwm0.720.72堰高hwm0.04050.0374板上液层高度hLm0.050.05堰上液层高度howm0.00950.0126降液管底隙高度h0m0.02440.0373安定区宽度Wsm0.0060.006边缘区宽度Wcm0.0050.005开孔区面积Aam20.78830.7883浮阀直径dm0.0390.039孔数目n个11185孔中心距rm0.10.1开孔率%11.79阀孔临界气速um/s9.4710.01阀孔气速U0m/s10.00410.531泛点率F%1111每层塔板压降PKPa0.5070.527降液管内停留时间S20.29.9液相负荷上限Ls,maxm3/s0.00490.0037液相负荷下限Ls,minm3/s0.00061330.0006133气相负荷上限Vs,maxm3/s2.1102.346气相负荷下限Vs,minm3/s0.6030.486操作弹性3.494.83表9.2 接管尺寸确定项目接管尺寸管内流速/(m/s）_接管尺寸确定塔顶蒸汽出料管18.74塔釜进气管18.24进料管1.99回流管1.59塔釜出料管1.13设计小结与体会 本次课程设计不同于往常的作业，它具有多种方案性，由同一思路可得到多种结果。其目的是希望我们能够综合运用以前学过的各门课程知识，通过认真的设计计算和每项项目的精心校核，提高分析问题，解决问题，理论联系实际，独立思考问题等能力。 从设计结果看，本设计基本上是可行的，但仍存在一些不足之处，在此我将经验和不足总结如下：1、经验：（1）、本次设计的是乙醇-水精馏塔，由于该物系为非理想物系，所以不能用逐板法求取理论板数，因此本设计用画图法。设计中很多数据都是由x-y图或t-x-y图读出。（2）、本设计计算中涉及到很多繁冗的公式，并且在不同中对同一公式的表达有出入，这给计算带来了一定误差。（3）、在计算中，有一些计算值和实际值是有一段差距的。如：计算得出的塔效率E=44.1%，而在实际中可达到60-70%。由此可知，设计计算只能帮助我们设计出大概规格，在实际操作中还有待修正。（4）、在物性计算中，一定注意要取平均值，而不能直接应用某个温度下的物性。回流比与经济校核密切相关，回流比太大，使能耗增加；太小，则塔板数增多，塔的制作费增加。所以根据N-R关联图来选择最合适的回流比。（5）、对塔板流体力学的验算是一项繁冗而耗时的工作，因此要认真对待仔细计算，尽力将错误减小到最低值。（6）、塔的辅助设备设计主要是设计各换热器。在这里主要应抓住热量衡算这一点，求出Q值后即可求出换热面积，就能选型了。（7）、从设计总体看，各设计过程和结果是相关联，相互影响的。对某一设计值若取的不好，就很有可能影响到后边乃至全设计的结果。因此