化工原理课程设计说明书.doc

前言精馏按其操作方式可分为简单蒸馏、闪蒸和精馏等。前两者是仅进行一次部分汽化和部分冷凝的过程，故只能部分的分离液体混合物；后者是进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到近乎完全的分离。将单级分离加以组合变成多级分离。若将第一级中溶液的部分汽化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝，然后再将冷凝液在第二级中进行部分汽化，此时所得气相组成为y2，且y2必大于y1(第一级气相产品组成)，若部分汽化的次数越多，所得蒸气的组成也越高，最后所得到几乎纯态的易挥发组分。同理，若将从各分离器中所得到的液相产品进行多次的部分汽化和分离，那么这种级数越多，所得液相产品的组成越低，最后可得几乎纯态的难挥发组分。因此，汽化和部分冷凝是使得混合液得以完全分离的必要条件。不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上级液相回流与下一级气相直接接触，就可以省去中间加热器和冷凝器，因此，回流和溶液的部分汽化而产生上升蒸气是保证精馏过程连续操作的两个必不可少的条件。总之，精馏是将由不同挥发度的组分所组成的混合液在精馏塔中同时多次地部分汽化和冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。实现精馏操作的塔设备有板式塔和填料塔两大类，本次设计内容为板式塔中的浮阀塔。 1 流程的选择乙醇水混合液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部释放的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。 2 工艺计算2.1 物料衡算：有已知条件：处理量： 进料组成（乙醇质量分数，下同）： 塔顶产品组成：不低于 釜液组成：不高于 单板压降：不超过； 每年实际生产时间查 文献3 p126附录二、乙醇水溶液气液平衡数据（常压）可知M乙醇=46；M水=18混合液分子量：由于R=2.6，查文献5下册p19式1-32得精馏段操作线方程：进料热状况：查 文献3 （刘雪暖 汤景凝）p127查得乙醇与水的有关物性为： 表2.1 乙醇水溶液的汽化热质量分数汽化热当质量分数为时，求得汽化热： 加料液的平均汽化热： 由 文献7 p8图13查出组成的乙醇-水溶液泡点为82C，平均温度查 文献3 p128得： q线方程为：提留段操作线方程为： 2.2 塔板数确定 图2.1 求理论板数的图解法由图解法求得（包括再沸器），第16块为进料板位置精馏段塔板：第1块至第16块，共16块;提馏段塔板：第16块至第18块，共2块。塔顶温度由 查文献7 p40 塔底温度由 查文献7 p40 查 文献3 p133得查化工工艺设计手册上册p2754图2155得查 文献7 p40得 根据公式 得因为塔顶采用全凝器，所以查 文献7 p40附表 因此得到的气液平衡组成数据见下表： 表2.2气液平衡组成数据平衡液相组成0.8263081430.80220.78990.77740.76340.74770.72970.7083平衡气相组成0.83870.82970.82100.81220.80330.79430.7840.77270.7596平衡液相组成0.68500.65630.61680.56050.46160.27630.09480.01490.0018平衡气相组成0.74420.72720.70630.67770.63680.5650.43060.15250.023所以同理得：表 2.3每层塔板上的相对挥发度塔板层数1234561.0931.1111.1311.1501.1691.196塔板层数7891011121.2251.2591.3001.3381.3961.494塔板层数1314151617181.6492.0453.4027.22111.89713.055由奥康奈尔关联式： 求解实际塔板数： 精馏段塔板数 ： 提馏段塔板数： 2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （1）操作压力：塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压力：塔底操作压力：精馏段平均压力：提馏段平均压力：（2）操作温度：塔顶采用全凝器塔 顶 温度：由 ， 查文献7得：进料板温度:由 ， 查文献7得：塔 底 温度：由 ， 查文献7得：精馏段平均温度： 提馏段平均温度： （3） 平均摩尔质量的计算： 塔顶： 查文献7 p40 得 进料板上一块： 查文献7 p40得 精馏段平均摩尔质量： 提馏段： 查 文献7 p40得 塔底： 查文献7得p40 提馏段平均摩尔质量： （4）平均密度的计算： 汽相平均密度计算：由理想气体方程得： 精馏段气相平均密度： 提馏段汽相平均密度： 液相平均密度计算： 塔顶：由查 文献5 p331 查文献1p2732图2137 塔底由查得， 进料板由查 文献5 p331， 精馏段液相平均密度： 提馏段液相平均密度： 液相平均表面张力 由 查 文献1 p2765图2167得 查 文献1 p2-765 由 查 文献2 p2-765得， 由查得， 精馏段液相平均表面张力： 提馏段液相平均表面张力： 2.4 塔径的计算（1）精馏段气相体积流量： 液相体积流量： 取塔板间距，板上液层高度及 查 文献3 p160图35史密斯关联图得 取安全系数为0.8，则精馏段塔径： 取塔径 则塔空速： 则，在0.60.8的安全系数之间(安全符合)（2）提馏段气相体积流量： 液相体积流量： 取塔板间距，板上液层高度 及 查 文献3 p160图35史密斯关联图得 取安全系数为0.8，则提馏段塔径： 取塔径 则塔空速： 则，在的安全系数之间（安全符合） 查 文献3 式（31）塔高的计算： 2.4 溢流装置 由 文献3 p161可知：由于塔径为1.2m，属于直径较大的塔，常采用弓形降液管，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰，广泛用于直径2.2m以下的塔中。对于800mm以上的大塔，目前多采用凹形受液盘，故用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 （1）堰长lw 查 文献2 p143，取， （2）溢流堰高度hw 假设采用平直堰，则 查 文献3 p163得一般情况下可取E值为1，所引起的误差不大。 为了保证降液管底部间隙高度不变，过取值为40mm 把这时算的的数值带入到之前塔直径的公式中，发现也是符合的。故之前的合算没有问题。 （3）弓形降液管的宽度和截面积 查 文献7 p164图310得 则 降液管内液体停留时间： 精馏段： 提馏段： 故降液管尺寸可用。 （4）降液管底隙高度h0 精馏段： 取降液管底隙处液体流速 则 对大塔取提馏段：取降液管底隙处液体流速 则 对大塔取 2.6 塔板布置及浮阀数目与排列 查 文献6 p73 F0在817之间 （1）精馏段： 取阀孔动能因子，则 （2）提馏段： 取阀孔动能因子，则 查 文献2 p167，取边缘区宽度，破没区宽度 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔间距 则精馏段： 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此取。按，的等腰三角形叉排方式作图 图2.2 浮阀塔塔板排列分布图 排得阀数134个 按个重新核算孔速及阀动能因数 可见阀孔动能因数F0变化不大，仍在817范围内 提馏段： 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此取。按，的等腰三角形叉排方式作图，排得阀数118个 按个重新核算孔速及阀动能因数。 可见阀孔动能因数F0变化不大，仍在817范围内 2.7 流体力学验算 （1）气体通过单层浮阀塔板的压降： 将压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，即 精馏段：1） 干板阻力hc 因为，故按计算，即 2）板上充气液层阻力hl 液相为水时， 3）液体表面张力所造成的阻力hp，此阻力很小，可忽略不计 因此与气体流经塔板的压降相当的高度为 则，单板压降 提馏段： 1）干板阻力hc 因为，故按计算，即 2）板上充气液层阻力hl 液相为水时， 3）液体表面张力所造成的阻力hp，此阻力很小，可忽略不计 因此与气体流经塔板的压降相当的高度为 则，单板压降 精馏段及提馏段单板压降均小于0.7Pa，故符合压强要求。 （2）液泛 为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。 精馏段：1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 2)液体通过降液管的压强降，塔板上不设进口堰 3)板上液层高度 则 查 文献5下册 p169得，对于一般物系，取 取又， 可见，符合防止液泛要求。 提馏段：1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 2)液体通过降液管的压强降，塔板上不设进口堰 3)板上液层高度 则 查 文献2 p169得，对于一般物系，取0.30.4 取又， 可见，符合防止液泛要求。 （3）雾沫夹带 板上液体流径长度： 板上液流面积： 乙醇和水为正常系统，查 文献3 P171表35得 精馏段： 查 文献3 p170图313得 提馏段： 查图得 精馏段和提馏段泛点率均在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。2.8 塔板负荷性能图 （1）雾沫夹带线 精馏段： 按泛点率为80%计算如下： 即 表2.4 精馏段确定雾沫夹带线数据（m3/s）0.0010.003（m3/s）1.6561.601 提馏段： 按泛点率为80%计算如下： 表2.5 提馏段确定雾沫夹带线数据（m3/s）0.0010.003（m3/s）2.1712.102 根据表中数据可分别绘出精馏段和提馏段雾沫夹带线（1） （2）液泛线 由上式确定液泛线，忽略式中h 又 精馏段： 表2.6 精馏段确定液泛线数据（m3/s）0.0010.003（m3/s）1.8951.85 提馏段： 表2.7 提馏段确定液泛线数据（m3/s）0.0010.003（m3/s）2.312.12 （3）液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 求出上限液体流量Ls值（常数），做出精馏段和提馏段液相负荷上限线 （4）漏液线 对于F1型重阀，依计算，则，又知 则 以作为规定气体最小负荷的标准，则 精馏段： 提馏段： 据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4） （5）液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依how的计算式36计算出Ls的下限值，依此做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线（5） 取，则 分别做出精馏段和提馏段塔板负荷性能图（1）、（2）、（3）、（4）、（5）图2.2 精馏段塔板负荷性能图 图2.3提馏段塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P、P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制 按照固定的液气比，查出精馏段的塔板的气相负荷上限及气相负荷下限。 ； 现将计算结果汇总于下表2.8中。 表2.8 浮阀塔板工艺设计计算结果 项目计算数据备注精馏段提馏段塔径D/m1.21.2板间距HT/m0.350.35塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.431.62堰长lw/m0.8760.876堰高hw/m0.0460.046板上液层高度hL/m0.0560.066降液管底隙高h0/m0.0400.040浮阀数N/个134134等腰三角形叉排阀孔气速u0/(m/s)10.1311.59浮阀动能因子F012.1011.47临界阀孔气速uoc/(m/s)8.6310.48孔心距t/m0.0750.075同一横排孔心距排间距t/m0.0650.065相邻横排中心距离单板压降Pp/Pa634668液体在降液管内停留时间/s167降液管内清液层高度Hd/m0.1360.130泛点率/%68.2367.51气相负荷上限(Vs)max/(m3/s)1.662.189雾沫夹带控制气相负荷下限(Vs)min/(m3/s)0.7140.744漏液控制操作弹性2.322.7 3 结构设计 3.1塔体壁厚 其中P设计压力=1.1Pw（工作压力），容器顶部的最高表压力。 （1） 选材：钢号Q235A，钢板标准GB912。查得在内，钢板的许用应力为113Mpa（2） 焊接接头系数：采用双面焊对接接头或相当于双面焊的对接接头，焊接接头无损，其中（3） 壁厚的确定 查 文献6 p87得， 查 文献2 P93表31得，圆整后 3.2 塔高的计算（包括再沸器） 查 文献2 p93 进料高度： 塔顶空间高度： 取1.2m 塔底空间高度： 塔底有再沸器，故取 3.3 人孔的选用 查 文献2 p95 对于直径大于或等于800mm的塔，采用每隔6块塔板设一个人孔，取圆形人孔规格为，即为4806mm由于排板要求，还有一个人孔是隔8块板，取圆形人孔规格为，即为4808mm 表3.1 人孔及部件明细表DNdwSDD1Bbb1b2H1H2螺栓、螺母 数量螺栓直径长度总质量Kg45048065705352501410121609020M165044.3 则筒体的总高度3.4塔盘结构 （1）由塔径为1200mm查文献2得堰长为876mm，受液盘最大宽度为190mm，支承圆的内半径，支承圆弦长为790mm，塔盘长度，一层塔盘件数共计3（弓形板2块，通道板1块） （2）受液盘结构 查文献1可知： 选用凹形受液盘，受液盘深度。因为，厚度取4mm。凹形受液盘上应开一个直径为10mm的泪孔。 （3）浮阀型式的选择 查文献1可知 浮阀选型基本118-68，F1型重阀，每阀重量33g，阀孔为39mm，阀径为48mm （4）封头的设计 查文献1可知 采用椭圆形标准封头，由公称直径，查得曲面高度 直边高度封头厚度3.5接管的设计 （查文献1可知） （1）塔顶蒸气出口管的直径dv 操作压力为常压，故 取 考虑到生产中操作回流比的变动，Vs应比设计值大些 查文献1可得 表3.2塔顶蒸气出口管接管伸出长度及补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径X厚度H外径D内径d400426X11200680430 （2）回流管管径dR 塔顶冷凝器安装在塔顶平台上，回流液靠重力自流入塔，流速uR取0.4m/s 表3.3回流管接管伸出长度及补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径X厚度H外径D内径d8089X615018093 （3）进料管管径dF 采用高位槽进料入塔，则料液速度可取 表3.4进料管接管伸出长度及补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径X厚度H外径D内径d8089X615018093 （4）塔底出料管径dw 一次通过式再沸器取 表3.5塔底出料管接管伸出长度及补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径X厚度H外径D内径d5057X3.5150/ （5）再沸器返塔取接管管径db 其流量为提馏段气相负荷取， 表3.6再沸器返塔接管伸出长度及补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径X厚度H外径D内径d400426X112006804303.6管法兰选择 管法兰尺寸查文献8 用HG20593 用板式平焊法兰PL 表3.7 管法兰选择明细表PN(kg/cm2)DN(mm）标准管子外径A1法兰外径D螺栓孔中心直径K塔顶出口管管径1400HG20593426540495回流管管径180HG2059489190150进料管管径180HG2059589190150塔底出料管管径150HG2059657140110再沸器返塔取接管1400HG20597426540495螺栓孔数量n螺纹Th法兰厚度C法兰内径B1法兰理论重量塔顶出口管管径16M202843017.1回流管管径4M1618912.94进料管管径4M1618912.94塔底出料管管径4M1216591.51再沸器返塔取接管16M202843017.13.7塔支座选择 查文献1、文献2和文献8 选择圆筒形裙座，采用Q235A材料，裙座