甲醇与水.doc

南京工业大学化工原理专业课程设计设计题目 甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计 学生姓名 高辰珏 班级、学号 化工081004 指导教师姓名 冯晖 课程设计时间2010年 12月 14日-2010年12月 30日 课程设计成绩设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力及设计过程表现，30%设计最终成绩（五级分制） 指导教师签字 化学化工学院课程名称： 化工原理课程设计设计题目： 甲醇-水体系浮法精馏塔的设计学生姓名： 高辰珏 专业：化学工程与工艺 班级学号： 化工081004设计日期： 2010-12-14至2010-12-30设计任务： 乙醇-水体系设计条件及任务：进料流量：F210kmol/h进料组成：Xf=0.20（摩尔分率）进料热状态：泡点进料要求塔顶产品浓度XD=0.99易挥发组分回收率0.99目 录概述 7第一章 总体操作方案的确定1.1操作压强的选择91.2物料的进料热状态91.3回流比的确定101.4塔釜的加热方式101.5回流的方式方法 10第二章 精馏的工艺流程图的确定11第三章 理论板数的确定3.1物料衡算123.2物系相平衡数据 123.3确定回流比.133.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定13第四章 塔体主要工艺尺寸的确定4.1各设计参数164.2精馏段塔径塔板的实际计算.224.2.1精馏段汽、液相体积流率4.2.2塔径塔板的计算4.2.3塔板流体力学的验算4.2.4塔板负荷性能图及操作弹性4.3提馏段塔径塔板的实际计算.354.3.1精馏段汽、液相体积流率4.3.2塔径塔板的计算4.3.3塔板流体力学的验算4.3.4塔板负荷性能图及操作弹性第五章浮阀塔板工艺设计计算结果47第六章 辅助设备及零件设计5.1塔顶全凝器的计算及选型495.2塔底再沸器面积的计算及选型 535.3其他辅助设备计算及选型.54第七章 设计感想.60第八章 致谢61第九章 参考文献61 图1 浮阀（F1型） 图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型一 总体操作方案的确定1.1 操作压强的选择：精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013103KPa1.2 物料的进料热状态：进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即q=1 。1.3 回流比的确定： 对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6倍。即：R=1.6 Rmin1.4 塔釜加热方式：塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。1.5 回流的方式方法: 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。二. 精馏的工艺流程图的确定甲醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。3. 理论板数的确定3.1 物料衡算：= D=FXf/XD=0.992100.20/0.99=42 kmol/hF=D+W W=F- D=210-42=168 kmol/hFXf= DXD+WXw Xw=(FXf-DXD)/W=(2100.20-420.99)/168=0.00253.2 物系相平衡数据a. 基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.015373.15K273.15K甲醇CH3OH32.040337.85K176.15Kb. 常压下甲醇和水的气液平衡表(txy)tXytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75 3.3 确定回流比:根据甲醇水气液平衡组成表和相对挥发度公式 ， 求得：算得相对挥发度=4.83平衡线方程为：y=4.83x/(1+3.83x) 因为泡点进料 所以 xe = Xf=0.20 代入上式得 ye = 0.5470 Rmin = =(0.99-0.5470)/(0.5470-0.2)=1.2767 R=1.6 Rmin =1.6*1.2767=2.04273.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定1）塔的汽、液相负荷 L=RD=2.042742=85.792 kmol/hV=(R+1)D=(2.0427+1) 42=127.79 kmol/h V=V=127.79 kmol/hL=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h2）求操作线方程精馏段操作线方程： y=x + =0.6713x+0.3254提馏段操作线方程为: =2.3147x-0.0032873)逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数： 平衡线方程为：y=4.83x/(1+3.83x) 精馏段操作方程：y=x + =0.6713x+0.3254 由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi首次超过Xq =0.2时止 操作线上的点 平衡线上的点 （X0=0.99,Y1=0.99） (X1=0.95, Y1=0.99) （X1=0.95,Y2=0.97） （X2=0.87,Y2=0.97） （X2=0.87,Y3=0.91） （X3=0.67,Y1=0.91） （X3=0.67,Y4=0.78） （X4=0.42,Y4=0.78） （X4=0.42,Y5=0.61） （X5=0.24,Y5=0.61） （X5=0.24,Y6=0.49） （X6=0.17,Y6=0.49）因为X6 时首次出现 Xi Xq 故第6块理论版为加料版，精馏段共有5块理论板。提馏段理论板数提馏段操作线方程：y=2.3147x-0.00328已知X6=0.17, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.0025时为止。操作线上的点 平衡线上的点（X6=0.17,Y7=0.39） （X7=0.12,Y7=0.39）（X7=0.12,Y8=0.27） （X8=0.07,Y8=0.27）（ X8=0.07,Y9=0.16） （X9=0.038,Y9=0.16）（X9=0.038,Y10=0.084） （X10=0.0187,Y10=0.084）（X10=0.0187,Y11=0.040） （X11=0.00857,Y11=0.040）（X11=0.00857,Y12=0.0165） （X12=0.00347,Y12=0.0165）（X12=0.00347,Y13=0.00474） （X13=0.00099,Y13=00474）由于到X13首次出现Xi 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。d.安定区与边缘区的确定取安定区宽度=0.07m，边缘区宽度取=0.04m 弓形降液管宽度 Wd=0.14me.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子 FO=9.5孔速 uo=9.5/(1.0691)0.5=9.18779 m/s浮阀数：n=0.9695/（1/43.141590.03929.18779）=88.3=89(个)有效传质区：根据公式：其中：R=0.46mx=0.29m=0.49563m2塔板的布置因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块，采用等腰三角形叉排。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。 阀孔的排列：第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t可取65mm,80mm,100mm. 经过精确绘图，得知，当t=65mm时，阀孔数N实际=85个按N=85重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0= VS/（ 1/4 d2 N）=9.547 m/sF0=uo(V,M) 0.5=9.872阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。开孔率空塔气速u= VS / AT = 1.2344 m/s =u / uo =1.2344 / 9.547 =12.93 %5%12.93%9.547m/s =5.341.069110.12572/（2824.1119.8）=0.0362m液柱液层阻力充气系数 =0.5,有:h1=h1=0.50.06=0.03m液柱液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp=0.03+0.0362=0.0662m常板压降=0.0662824.1119.81=535.5055Pa 640Pa,符合设计要求。b. 液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=0.005271+0.007292+0.2(0.000771/(0.70.022)2+0.0662=0.07926m（HT+hW）=0.5(0.4+0.05271)=0.226m因0.07926m5s 符合要求d雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=1-20.14=0.72Ab=AT-2Af=0.7854-20.0691152=0.64717式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ；CF泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098 K特性系数，查下表，取1.0.物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如BF3，氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30由上代入数据得：泛点率=56.28% 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev0.1kg液/kg(干气)的要求。e. 漏液验算 0.491 m3/s3此设计符合要求。4.3提馏段塔径塔板的实际计算1) 提馏段汽、液相体积流率为：LS= 0.00173 m3/sVS=0.9312m3/s2)塔径的计算取塔板间距HT=0.4，板上液层高度h1=0.06m，那么分离空间：HT h1 =0.4 - 0.06= 0.34m功能参数：=0.062从史密斯关联图查得：=0.06由公式C=校正得 C=0.059=1.962m/s取安全系数0.70，则u=0.7 umax=1.3735m/s=0.863m 为了防止精馏段塔径大于提留段，造成塔的稳定性下降，所以圆整取D=1.0m塔截面积AT= =0.7854 m2空塔气速: u= VS / AT =1.186m/s 3) 溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。堰长lw塔径D=1.0m , 堰长lw=0.7D=0.7m出口堰高 hw=h1-howL / l W 2.5 =0.001733600/0.72.5= 15.192l W / D= 0.7查流体收缩系数图得：E=1.03, h w = hl - how=0.06-0.01241=0.04759 m降液管的宽度与降液管的面积：由lW /D=0.7 查图得查得=0.14, =0.088Wd=0.141=0.14m, Af=0.0880.7854=0.069115m2 液体在降液管中停留时间 = AfHT/Ls=0.0691150.4/0.00173=15.979s5s故降液管设计合适降液管底隙高度h0 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。Ho的大小应在2025mm之间。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho)6mm才能保证降液管底端有良好的液封。工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。hW- h0=0.04759-0.022=25.59mm6mm 故降液管底隙高度设计合理。c.安定区与边缘区的确定取安定区宽度WS=0.07m边缘区宽度 WC=0.04m 弓形降液管宽度 Wd=0.14md.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子 FO=10孔速 uo=10/(0.836)0.5=10.937m/s浮阀数:n=0.9312/（1/43.141590.039210.937）=71.27=73(个)有效传质区面积 ：根据公式：其中：R=0.46mx=0.29mAa=0.49563m2塔板的布置因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块采用等腰三角形叉排。浮阀塔阀孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列，如下图: 阀孔的排列：第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t可取65mm,80mm,100mm.经过精确绘图，得知，当t=80mm时，阀孔数N实际=69个按N=69重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0 = VS/（ 1/4 d2 N）= 11.297m/sF0= uo (V,M) 0.5=10.329阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。开孔率空塔气速: u= VS / AT =1.186m/s 开孔率=u/uo =1.186 /11.297100%=10.498%5%10.498%11.297m/s hc =5.34u02V/(2gL)=5.3411.58620.836/(29.81920.307) =0.0332m液柱液层阻力h1取板上液层充气程度因数=0.5， 则h1=（hW+hOW）= 0.50.06=0.03 m液柱液体表面张力h数值很小，设计时可以忽略不计则 hp= hc + h1 + h=0.0332+0.03=0.0632m液柱气体通过每层塔板的压降P为 P= hpLg=0.0632m920.3079.81=570.583pa640pa(设计允许值)b. 液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=0.04759+0.01241+0.2(0.00173/(0.70.022)2+0.0632=0.1257m（HT+hW）=0.5(0.4+0.04759)=0.224m因0.1257m5s故降液管设计合适d.雾沫夹带的校核泛点率F=100%lL=D-2Wd=1-20.14=0.72Ab=AT-2Af=0.7854-20.0691152=0.64717式中 板上液体流经长度，m; 板上液流面积，m2 ；泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.09; K特性系数，查表取1.0.由上代入数据得：泛点率=43.62% 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev0.1kg液/kg(干气)的要求。e. 漏液验算 0.451 m3/s3此设计符合要求。五浮阀塔板工艺设计计算结果项目精馏段提馏段塔径D，m板间距HT，m塔板型式实际塔板数空塔气速u，m/s堰长lW，m堰高hW，m板上液层高度hL，m降液管底隙高度ho，m浮阀数N，个阀孔气速uo，m/s阀孔动能因数Fo临界阀孔气速uoc，m/s孔心距t，m排间距t，m单板压降pp，Pa液体在降液管内停留时间，s安定区宽度Ws,m边缘固定区宽度Wc,m弓形降液管宽度Wd,m开孔率%泛点率%气相负荷上限(Vs)max，m3/s气相负荷下限(Vs)min，m3/s操作弹性1.00.4单溢流弓形降液管131.23440.70.052710.060.022859.5479.87210.12570.0750.065535.535.8570.070.040.1412.9356.281.991070.4914.0551.00.4单溢流弓形降液管191.1860.70.047590.060.0226911.29710.32911.5860.0750.080570.58315.9790.070.040.1410.49843.622.730.450756.0566六 辅助设备及零件设计1. 塔顶全凝器的计算及选型1) 冷凝器的选择：（列管式冷凝器）按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。整体式如图a，b所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导