化工原理课程设计说明书-年处理量23000吨二元精馏浮阀塔设计

银川能源学院课程设计说明书 成绩银川能源学院化工原理课程设计说明书题目：年处理量23000吨二元精馏浮阀塔设计学生姓名 杨帅宁 学 号 1410140058 指导教师 朱鋆珊 院 系 石油化工学院 专业班级 能源化学工程1402班 设计时间 2016.12.5-2016.12.16 化学工程教研室2II目 录摘 要1设计任务书21 概述32 设计方案的确定42.1 选择塔型42.2 操作压力52.3 加热方式52.4 操作条件52.5 工艺流程53 浮阀式精馏塔的工艺设计53.1 精馏塔的物料衡算53.1.1 最小回流比的计算63.1.2 物性参数的计算63.2 浮阀塔的热量衡算133.2.1 加热介质的选择：133.2.2 冷却剂的选择:133.2.3 比热容及汽化潜热的计算133.2.4 热量衡算143.2.5 塔经的初步设计154 精馏塔附属结构设计184.1 溢流装置184.1.1 堰长184.1.2 弓形降液管的宽度和横截面184.1.3 塔板分布、浮阀数目与排列194.2塔板的流体力学计算204.2.1 气相通过浮阀塔板的压降204.2.2 淹塔214.2.3 雾沫夹带224.2.4液泛线234.2.5 液相负荷上限244.2.6 漏液线244.2.7 液相负荷下限245 辅助设备的计算265.1 塔总体高度的计算265.1.1 塔顶封头265.1.2 裙座265.2 塔接管265.2.1 进料管265.2.2 回流管275.2.3 塔顶出料管275.2.4塔顶蒸汽出料管275.2.5塔底蒸汽进气管275.3 塔接管285.3.1 冷凝器的选择285.3.2 再沸器的选择286.课程设计心得307.致谢30参考文献30 摘 要本次化工原理课程设计，设计出了无水乙醇分离设备板式精馏塔。综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对无水乙醇溶液进行分离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为6块，其中精馏段塔板数为4块，提馏段塔板数为2块。根据经验式算得全塔效率为39%，塔顶使用全凝器，泡点回流。精馏段实际板数为10块，提馏段实际板数为2块，实际加料板位置在第11块板。由精馏段的工艺计算得到塔径0.6m,塔高10.5m。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。关键词:乙醇；浮阀塔；塔板数AbstractThe principles of chemical engineering course design, design of absolute ethyl alcohol separation equipment - continuous floating valve type distillation tower. According to the theory of plate by plate method, the number of tower plates is 6, the number of distillation column is 4, and the number of column plate is 2. According to the experience is regarded as the column efficiency was 39%, the top using fullcondensate bubble point back. The actual plate number is 10, the actual plate number is 2, and the actual feed plate is located in the 11 block. The tower was calculated by the process of distillation column by 0.6m, the total height of the tower 10.5m. In the auxiliary equipment of the tower, all pipelines are seamless steel pipe, and the preheater is used in the shell and tube heat exchanger.Key words:absolute ethyl alcohol;float valvetower设计任务书1.设计题目：试设计精馏板式塔，用于分离乙醇，原料处理量为23000吨混合物料，进料组成轻组分摩尔分数为0.14，溜出液组成为0.94，釜液组成为0.04，加料热状况q=1，塔顶设全凝器，泡点回流，回流比为（1.12.0）Rmin2.工艺设计条件（1）操作平均平均压力：常压（2）每年年产时间为300天，每天24小时。（3）选用浮阀板式塔3 设计任务完成精馏板式塔物料衡算，能量衡算，浮阀塔的设计计算及附属设备的选型，绘制带控制点的工艺流程图和精馏塔的设备条件图，编设计说明书，具体如下： （1）设计方案的确定和说明 （2）精馏塔的物料衡算（3）精馏塔的能量衡算（4）浮阀塔附属结构设计（5）浮阀塔辅助装置设计（6）绘制生产工艺流程图（A4图纸）（7）绘制浮阀塔设计条件图（A1图）4 设计要求(1) 要求借助乙醇生产的有关资料，熟悉生产过程，了解过程组成及分离原理。(2) 与设计计算的有关参数要充分、可靠、计算结果准确。(3) 设计说明书内容应全面，主要包括：课题名称、任务；设计简介扼要叙述设计内容与要求、设计原理方法，要求文字简炼，层次清楚；设计方案的确定与设计，包括方案的选择说明，方案的实体设计，如工艺流程度，设备图；参考文献，设计所参阅的资料均应标明资料的名称、作者、期，页、版本等。(4) 设计必须独立完成，要求方案正确，论据充分，阐述清楚，文字简洁，书写工整。(5) 工艺流程图应按化工设计中的有关规定绘制。设备图应按化工工艺制图的有关规定绘制。(绘制中，可参阅化工设计与化工工艺设备图绘制有关资料)5 设计时间：2016年12月5日2016年12月16日设计学生：杨帅宁 指导老师：朱鋆珊1 概述化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到或提纯有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法。蒸馏.或精馏是其中最常用的一种，蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔板相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落，操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板，重盘式浮阀塔，盘式浮阀，条形浮阀及锥心形浮阀等。2 设计方案的确定2.1 选择塔型精馏塔属气液传质设备。气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较1知：浮阀塔主要优点效率高，操作弹性大，处理能力好，雾沫夹带小，接触时间长，传质效果好，因此本设计采用浮阀塔比较合适。2.2 操作压力常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益, 在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。2.3 加热方式在本物系中，水为难挥发液体，选用直接蒸汽加热，可节省再沸器。2.4 操作条件操作平均压力：常压每年按300天计，每天24小时连续运行2.5 工艺流程原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热，再进精馏塔，精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝，泡点回流，塔顶产品输送进乙醇贮存罐，而再沸器则加热釜液，塔釜产品流入釜液贮存罐。3 浮阀式精馏塔的工艺设计3.1 精馏塔的物料衡算已知:年处理量为23000吨，进料液含乙醇0.1，馏出液组成为0.94，塔底残液的乙醇含量为0.04进料乙醇的摩尔组成：xF=14/461446+86/18=0.0599 塔顶乙醇的摩尔分数：xD=94/469446+6/18=0.8597塔底残液乙醇的摩尔分数：xW=4/46446+618=0.0160年生产量：F=23103(0.1446+0.86/18)30024=162.3456 kmol/h全塔物料衡算：F=D+W FxF=DxD+WxW D=8.4473 kmol/h W=153.8983 kmol/h3.1.1 最小回流比的计算利用插图法得：点A(14，17)，点B(86，53)=47/5314/86=5.45，因为泡点进料，所以q=1,xq=xF=0.0599yq=xq1+(x-1)xq=5.450.05991+(5.45-1)0.0599=0.2578Rmin=xD-yqyq-xq=0.8597-0.25780.2578-0.0599=3.041R=1.6Rmin=1.63.041=4.8656气液体积流量的计算：精馏段：下降液体量：L=RD=4.86568.4473=41.1012 上升蒸汽量:V=R+1D=4.8656+18.4473=49.5485提馏段：下降液体量：L=L+qF=41.1012162.3456=203.4468 上升蒸汽量:V=V+q-1F=49.5485精馏段操作方程：yn+1=0.829xn+0.1466提馏段操作方程：ym+1=4.1060xm-0.0497相平衡方程： x=y-1y =y5.45-4.45y3.1.2 物性参数的计算（1） 温度的计算利用表1中数据值插法确定进料温度、塔顶温度、塔底温度。进料温度： 95.5-89.01.90-7.21=tF-95.55.99-1.90 tF=90.49塔顶温度: 78.15-78.4189.43-74.72=tD-78.1585.97-89.43 tD=78.21塔底温度: 100-95.50-1.90=tW-1001.6-0 tW=96.21精馏段平均温度:t1=tF+tD2=90.49+78212=84.35提馏段平均温度:t2=tF+tW2=90.41+96.212=93.35表1常压下乙醇的汽液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y1000.000.00951.9017.00897.2138.9186.79.6643.7585.312.3847.0484.116.6150.8982.723.3754.4582.326.0855.881.532.7358.2680.739.6561.2279.850.7965.6479.751.9865.9979.357.3268.4178.7467.6373.8578.4174.7278.1578.1589.4389.43780100（2） 密度的计算塔顶温度:tD=78.21汽相组成yD: 78.41-78.1578.15-89.43=78.21-78.15100yD-89.43 yD=86.62%进料温度:tF=90.49汽相组成yF:95.5-89.017.00-38.91=89.0-90.4917.00-100yD yF=31.86%塔底温度:tW=96.21汽相组成yW:100-95.50-17.00=100-96.210-100yW yW=14.32%精馏段平均液相组成: x1=xD+xF2=0.8597+0.05992 x1=45.98%精馏段平均汽相组成: y1=yD+yF2=0.8682-0.31862 y1=59.34%精馏段液相平均分子量ML1: ML1=460.4598+181-0.4598=30.87 kg/kmol精馏段汽相平均分子量MV1: MV1=460.5934+181-0.5934=34.62 kg/kmol提馏段平均液相组成x2: x2=xW+xF2=0.0599+0.01602=3.80%提馏段平均汽相组成y2: y2=yW+yF2=0.143+0.31862=23.09%提馏段液相平均分子量ML2: ML2=460.0380+181-0.0380=19.06 kg/kmol提馏段汽相平均分子量MV2: MV2=460.239+181-0.239=24.47 kg/kmol表2不同温度下乙醇和水的密度温度t/8090100110120LA/ （kg/815803.9792.15780.3768.9LB/ （kg/810800.2790.3780.3770.0tF=90.49 95-90720-724=95-90.49720-oF OF=725.64 kg/m3 (进料乙醇的密度）95-90961.5-965.3=95-90.49961.85-WF WF=955.31 kg/m3（进料中水的密度） 1F=+1-0.14955.31 F=914.78 kg/m3 （料液的密度）tD=78.2180-70735-754.2=80-78.21735-oD OD=735.93kg/m3（溜出液中乙醇的密度）80-70971.8-977.8=80-78.21971.8-wD WD=974.78 kg/m3（溜出液中水的密度）1D=0.94735.93+1-0.94974.78 D=746.91 kg/m3 （溜出液的密度）tW=96.21100-95716-720=100-96.21716-oW OW=720.74 kg/m3 (残液乙醇的密度) 100-95988.4-961.85=100-96.21988.4-wW wW=963.89 kg/m3 （残液中水的密度） 1W=0.04720.74+1-0.04963.89 W=951.06 kg/m3 (残液的密度) L1=D+F2=914.78+746.912=830.85 kg/m3 L2=W+F2=951.06+914.782=830.85 kg/m3MLD=460.8597+181-0.8597=42.07 kg/kmol MLF=460.0599+181-0.0599=19.68 kg/kmol MLW=460.0160+181-0.0160=18.45 kg/kmolML1=MLD+MLF2=42.07+19.682=30.88 kg/kmolML2=MLw+MLF2=18.45+19.682=19.07 kg/kmolVF=19.68273.1522.4273.15+90.49=0.66 kg/m3VD=42.07273.1522.4273.15+78.21=1.46 kg/m3VW=18.45273.1522.4273.15+96.21=0.61 kg/m3V1=VD+VF2=0.66+1.462=1.06 kg/m3V2=VW+VF2=0.61+0.662=0.64 kg/m3(3) 混合液体张力的计算对于乙醇q=2VOD=mooD=46735.93=62.50 mLVOW=mwwF=46720.74=18.84 mLVOF=moOF=46725.64=18.84 mLVwD=mwwD=18947.78=18.47 mLVwW=mwwW=18963.89=18.67 mLVWF=mwwF=18955.31=18.84 mL乙醇的表面张力：100-90100-90.49=15.2-16.215.2-oF OF=16.15 80-7080-78.21=17.15-1817.15-oD OD=17.30 100-90100-96.21=15.2-16.215.2-oW OW=15.58水的表面张力： 100-90100-90.49=58.8-60.758.8-oF OF=60.6180-7080-78.21=62.6-64.362.6-oD OD=62.90100-90100-96.21=58.8-58.858.8-oW OW=59.52塔顶的表面张力：2wDOD=1-xDVWD2xDVOD1-xDVWD+xDVOD =1-0.859718.4720.859762.501-0.859718.47+0.859762.50 =2.210-3B=lg2wDOD=lg2.110-30.954=-2.6573Q=0.441qTODVoD2/3q-WDVoD2/3 =-0.4193 A=B+Q=-2.6573-0.4193=-3.0766联立方程组得：sw+so=1SwD=0.001,soD=0.999代入得：mD1/4=SwDwD1/4+soDoD1/4, mD=17.32利用同样的方法可计算出原料及塔底的表面张力原料液表面张力：mF=32.63塔底液表面张力：mW=47.74精馏段表面张力：1=mF+mD2=32.63+17.322=24.98提馏段的表面张力：1=mF+mW2=32.63+71.342=51.99 表3 乙醇和水的黏度温度t/8090100110120LA/mPa0.3550.31480.282.40.25840.2373LB/mPa0.4950.4060.3610.3240.215(4) 混合物的黏度t1=84.3590-800.3148-0.355=90-84.350.3148-H2O H2O=0.3375 mPas90-800.406-0.495=90-84.350.406-C2H5OH C2H5OH=0.4563 mPast2=93.35 100-900.284-0.3148=100-93.350.284-H2O H2O=0.3039 mPas100-90 0.361-0.406=100-93.350.361-C2H5OH C2H5OH=0.3909 mPas精馏段的黏度:1=0.45630.4598+0.33751-0.4598=0.3931mPas 精馏段的黏度:2=0.39090.0380+0.30391-0.3909=0.3072mPas （5） 相对挥发度由yF=0.3186，xF=0.0599 得F=0.31860.05991-0.31861-0.0599=7.34由yD=0.8682，xD=0.8597 得D=0868260.85971-0.86821-0.8597=1.08由yW=0.1432，xW=0.0160 得W=0.14320.01601-0.14321-0.0160=10.28精馏段的平均相对挥发度: 1=F+D2=7.34+1.082=4.21提馏段的平均相对挥发度: 2=F+W2=7.34+10.282=8.81(6) 理论塔板数及实际塔板数的计算理论塔板数的计算=12=4.218.81=6.09Nmin提=lgxD1-xD/1-xwxwlg=3.28 RR+1=4.8565.856=0.83, RmRm+1=3.0414.041=0.75由耳波和马多克思图查得：NminN=0.55 N=3.280.55=5.96ET1=0.4911-0.245=0.43实际塔板数：N=N-10.43=5.96-10.43=12精馏板实际塔板数：N=3.690.40=9.2310块提馏板实际塔板数：12-10=2块 (第11块为进料板)3.2 浮阀塔的热量衡算3.2.1 加热介质的选择：本设计选用300kpa的饱和水蒸气作为加热介质。3.2.2 冷却剂的选择:常用的冷却剂是水和空气。3.2.3 比热容及汽化潜热的计算（1）塔底温度tD下的比热容：查化工原理数据手册得，CPW,80-CPW,78.21CPW,80-CPW,70=4.195-CPW,78.214.195-4.187 CPW,78.21=75.47 kJ/kmolkCpD=CpOxD+CPW1-xD=147.42 kJ/kmolk (2)进料温度tF下的比热容CPW,90-CPW,90.49CPW,100-CPW,90= 4.220-CPW,90.494.220-4.208 CPW,90.49=75.75 kJ/kmolkCpF=CpOxF+CPW1-xF=78.57 kJ/kmolk(3)塔底温度tW下的比热容CPW,100-CPW,96.21CPW,100-CPW,90=4.220-CPW,96.214.220-4.208 CPW,96.21=75.88 kJ/kmolkCpW=CpOxW+CPW1-xW=76.65 kJ/kmolk表4乙醇和水的汽化潜热温度t/8090100110120A394.1386.9379.3371.5363.2B379.9373.8367.6361.2354.6(4)塔顶温度下的汽化潜热O=598.0 kJ/kg w=1241.0 kJ/kg =oxD+W1-xD=159.160.8597+75.470.1403 =94.39 kJ/kg 3.2.4 热量衡算（1）0时塔顶上升的热量Qv，塔顶以0为基准QV=VCpDtD+VMVD=1462652.49 kJ/h (2)回流液的热量:QR=LCpRtR=41.1012148.0278.00=47536.38 kJ/h （3）塔顶溜出液的热量QD:QD=DCpDtD=8.4473148.0278.21=97791.39 kJ/h (4)进料热量QF:QF=FCpFtF=162.345678.5790.49=47536.38 kJ/h (5)塔底残夜热量QW: Qw=WCpWtW=153.898376.6596.21=1134922 kJ/h (6)冷凝器消耗热量QC QC=QV-QR-QD=890324.7 kJ/h(7)再沸器提供热量QB 塔釜热损失为10%,则QB=0.1QB QB+QF=QC+QW+QD+Q损计算得：QB=1076353.433 kJ/h表5热量衡算计算结果项目进料冷凝器塔顶溜出液塔底残夜再沸器平均比热容热量84.06149.2675.996970013.6140027031099681.66474527.3162298873.2.5 塔经的初步设计1.气液相体积流量的计算（1）精馏段：L=RD=4.86568.4473=41.1012 kmol/h =0.0114kmol/s V=R+1D=4.8656+18.4473 =49.5485kmol/h=0.0138kmol/s 已知：ML1=30.88 kg/kmol MV1=34.62 kg/kmol L1=830.85 kg/m3 V1=1.06 kg/m3液相质量流量：L1=MLIL=0.3526 kg/s汽相质量流量：V1=MVIV=0.4765 kg/s液相体积流量：LS1=L1L1=0.000424 m3/s 汽相体积流量：VS1=V1V1=0.4495 m3/s(2)提馏段：L=L+qF=41.1012162.3456=203.4468 V=V+q-1F=49.5485已知：ML2=19.06 kg/kmol MV2=24.47 kg/kmolL2=932.92 kg/m3 V2=0.64 kg/m3液相质量流量：L2=ML2L=0.3526 kg/s汽相质量流量：V2=MVIV=0.4765 kg/s液相体积流量：LS2=L2L2=0.001154 m3/s汽相体积流量：VS2=V2V2=0.5277 m3/s 2.塔经的计算与选择（1）精馏段：=（安全系数） 安全系数=0.60.8横坐标数值：Ls1Vv1(L1V1)1/2=0.0264 取板间距：HT=0.45 m hL=0.07 m HT-hL=0.38 m图1史密斯关联图查图可知：C20=0.076C=C201200.2=0.7624.98200.2=0.08max=CL-VV=2.24 m/s1=0.7max=0.157 m/s塔径：D1=4Vs11=1.91 m塔径圆整: D1=2 m塔径横截面积：AT=4D12=0.7850.36=0.2826 m2 空塔气速: 1=0.44953.14=0.1432 m/s(2)提馏段 横坐标数值：Ls2Vv2(L2V2)1/2=0.083取板间距：HT=0.45 m hL=0.07 m HT-hL=0.38 m查图可知：C20=0.076C=C202200.2=0.7651.99200.2=0.092max=CL-VV=3.51 m/s1=0.7max=2.457 m/s塔径：D2=4Vs22=0.523 m 塔径圆整: D2=0.6 m塔径面积: AT=4D22=0.7850.36=0.2826 m2 空塔气速：2=0.52773.14=0.1681 m/s 4 精馏塔附属结构设计4.1 溢流装置4.1.1 堰长取lw=0.65D=0.39 m出口堰长：本设计采用平之堰，堰上高度按下式计算（1）精馏段Lh=3600Ls how=2.84100036004.2410-30.392/3=0.00705 m溢流堰高：hw=hL-how=0.06295 m(2)提馏段Lh=3600Lshow=2.84100036001.1510-31.32/3=0.0137 m溢流堰高：hw=hL-how=0.0563 m4.1.2 弓形降液管的宽度和横截面降液管的型式：选弓形降液管图2 双流型塔板某些参数推荐表查图得：WDD=0.128 AFAT=0.069 AF=0.0195 m3 WD=0.0768 m验算降液管内停留时间精馏段: =AFHTLS1=20.70s5s 降液管可用提馏段 =AFHTLS2=7.60s5s 降液管可用降液管底隙高度（1）精馏段 取降液管低隙的流速0=0.14 m/sho=0.00777m 取 ho=0.01 m（2）提馏段 取降液管低隙的流速0=0.14m/sho=0.0211m 取 ho=0.02m4.1.3 塔板分布、浮阀数目与排列1.浮阀数目与排列（1）精馏段阀孔动能因子:F0=11孔速:01=F0V1=10.68 每层塔板上浮阀数目为:N=Vs14d201=35 个取边缘区宽度 WC=0.06 m，破沫区宽度 Ws=0.10 m计算塔板上的鼓泡区面积：Aa=2xR2-x2+180R2arcsinxR其中 R=D2-WC=0.24 m x=D2-WD+WC=0.1232计算得:Aa=0.052浮阀排列方式用等边三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距 t=AaNt=20 mm 01=12.14F01=12.141.06=12.499阀孔动能因子变化不大,仍在913范围内塔板开孔率=01=0.143212.14=0.0118=1.18%（2）提馏段阀孔动能因子: F0=11则孔速: 02=F0V2=13.75每层塔板上浮阀数目: N=Vs24d202=32个浮阀排列方式用等边三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm排列间距 t=AaNt=340 mm 0=13.80F02=13.750.64=11.0阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内塔板开孔率=02=0.168113.80100%=1.22%4.2塔板的流体力学计算4.2.1 气相通过浮阀塔板的压降（1）精馏段 干板阻力 0c1=1.82573.1V1=10.17 m/s 因0cl800mm,裙座壁厚取16mm基础环内径:基础环外径：圆整后考虑到再沸器，取裙座高5.2 塔接管5.2.1 进料管取, VS=2.3104360030024914.78=9.710-7 m3/sDF=49.710-73.141.6=0.88 mm5.2.2 回流管采用直管回流管，取D=1.6 m/sdD=40.3526740.613.1416=20 mm5.2.3 塔顶