化工原理课程设计--甲醇-水二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计.doc

南京工业大学化工原理课程设计设计题目 甲醇-水二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计 学生姓名 邹栋 班级、学号 化工1011班29号 指导教师姓名 冯 晖 课程设计时间2012年 12 月 24 日-2013年 1 月4 日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，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-水二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计 学生姓名 邹栋 专业 化学工程与工艺 班级学号 1001101129 设计日期 2012 年 12月 24 日至 2013 年 1 月 4日设计条件及任务：设计体系： 甲醇水二元体系设计条件:1处理量F： 330 （kmol/h） 2料液浓度： 0.32 （mol%） 3. 进料热状况： 15.7 要求： 1产品浓度： 99 （mol%） 2易挥发组分回收率： 99 % 指导教师 2012 年 12 月 24 日 前言化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一，化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的特点：1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。本次设计就是针对甲醇-水体系，而进行的常压浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。 2012年12月 于南京工业大学目录一 概述.8二 工艺设计1 总体设计方案1.1 操作压强的选择101.2 物料的进料热状态.111.3 回流比的确定111.4 塔釜的加热方式111.5 回流方式选定112 精馏的工艺流程图.123 精馏塔塔板数的确定3.1 物料衡算.123.2 物系相平衡数据.133.3 回流比确定.163.4 逐板法计算理论塔板数.173.5 实际塔板数的确定.184 塔径塔板工艺尺寸的确定 4.1 各设计参数 4.1.1 操作压力.20 4.1.2 温度.20 4.1.3 平均摩尔质量.21 4.1.4 平均密度.22 4.1.5 液体表面张力.23 4.1.6 液体的粘度.24 4.1.7 液负荷计算.254.2 塔径塔板工艺尺寸确定4.2.1 塔径塔板的计算 4.2.1.1 塔径的计算.26 4.2.1.2 溢流装置的确定.28 4.2.1.3 安定区与边缘区的确定.31 4.2.1.4 鼓泡区阀孔数的确定及排列.314.2.2 精馏段提馏段塔盘流体力学验算4.2.2.1 干板压强降.354.2.2.2 降液管停留时间.364.2.2.3 液泛的校核.374.2.2.4 雾沫夹带.374.2.2.4 漏液验算.394.2.3 精馏段提馏段负荷性能图4.2.3.1 液相下限线.404.2.3.2 液相上限线.404.2.3.3 漏液线.414.2.3.4 过量雾沫夹带线.414.2.3.5 溢流液泛线.434.2.3.6 操作负荷线.454.2.3.7 性能负荷图.45 4.2.3.8 浮阀塔主要设计参数.475 辅助设备的设计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 其他辅助设备的计算及选型5.3.1 进料管.545.3.2 回流管.545.3.3 塔釜出料管.555.3.4 再沸器蒸汽进口管.555.3.5 冷凝水管.555.3.6 冷凝水泵.565.3.7 进料泵.57 6 总结 6.1 设计感想.58 6.2 致谢.60 6.3 参考文献.60 化工原理课程设计（工艺设计）说明说编写内容姓名：邹栋 学号：1001101129 专业：化学工程与工艺一、概述1、浮阀塔的特点 浮阀塔是廿世纪五十年代初开发的一种新塔型。其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。生产上对塔器在工艺上及结构上提出的要求有下列几方面： 1 分离效率高-达到一定分离程度所需塔的高度低。 2 生产能力大-单位塔截面积处理量大。 3 操作弹性（flexibility）大-对一定的塔器，操作时气液流量（亦称气液负荷）的变化会影响分离效率。若分离效率最高时的气液负荷作为最佳负荷点，可把分离效率比最高效率下降15%的最大负荷与最小负荷之比称为操作弹性。工程上常用的，是液，气负荷比L/V为某一定值时，气相与液相的操作弹性。操作弹性大的塔必然适应性强，易于稳定操作。 4 气体阻力小-气体阻力小可使气体输送的功率消耗小。对真空精馏来说，降低塔器对气流的阻力可减小塔顶，底间的压差，降低塔的操作压强，从而可降低塔底溶液泡点，降低对塔釜加热剂的要求，还可防止塔底物料的分解。 5 结构简单，设备取材面广-便于加工制造与维修，价格低廉，使用面广。2、浮阀阀型介绍浮阀的形状如右图所示。浮阀有三条带钩的腿。将浮阀放进筛孔后，将其腿上的钩扳转，可防止操作时气速过大将浮阀吹脱。此外，浮阀边沿冲压出三块向下微弯的“脚”。当筛孔气速降低浮阀降至塔板时，靠这三只“脚”使阀片与塔板间保持 2.5mm左右的间隙；在浮阀再次升起时，浮阀不会被粘住，可平稳上升。浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大20%40%，操作弹性可达79，板效率比泡罩塔约高15%，制造费用为泡罩塔的60%80%，为筛板塔的120%130%。图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型浮阀一般都用不锈钢制成。国内常用的浮阀有三种，即图1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB111868）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33克，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25克。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。二工艺设计1. 总体设计方案 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。本次任务分离的是甲醇和水体系，综合考虑各个因素，决定采用常压（1atm）下进行操作。1.2 物料的进料热状态采用冷液进料的方式，进料温度为15.7,该温度为南京市全年平均温度，冷液进料无需在进料前进行预热，所以节省了操作费用，简单方便。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，一般我们采取1.1-2倍的最小回流比，故取中间，采用回流比为最小回流比的1.6倍。1.4 塔釜的加热方式本次分离任务采设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供做够的热量。1.5 回流方式选定 重力回流2 精馏的工艺流程图3 精馏塔塔板数的确定3.1 物料衡算已知条件：F=330kmol/h 已知，F=330kmol/h，可以求出D=105.6kmol/hW=F-D=330kmol/h-105.6kmol/h=224.4kmol/h3.2 物系相平衡数据 1) 基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.0153373.15K273.15k甲醇CH3OH32.04337.8K175.65K2） 甲醇-水汽液平衡组成常压下甲醇和水的气液平衡表(txy)txytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1373.4788.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75根据汽液平衡表,由内插法求得(5.31-0.47)/(5.31-0)=(92.9-)/(92.9-100)塔釜温度(100-99)/(100-87.41)=(64.7-)/(64.7-66.9)塔顶温度64.875进料温度15.73） 甲醇-水各温度下的粘度(内插法求得)温度塔釜温度定性温度进料温度塔顶温度99.37282.1215.764.875甲醇pa.s2.2952.7206.27083.281水pa.s2.8443.46761.134.3964） 甲醇-水各温度下的表面张力(内插法求得)温度塔釜温度进料温度塔顶温度99.37215.764.875甲醇N/m0.01147 0.0225920.016788水N/m0.058950.073020.06526 5） 甲醇-水在各温度下的密度(内插法求得)温度塔釜温度进料温度塔顶温度99.37215.764.875甲醇712.951809.186755.487水958.83999.02 980.6 6）甲醇-水在各温度下地比热容（内插法求得）温度塔釜温度进料温度塔顶温度泡点温度tb 定性温度 T=99.37215.764.736177.04546.3725甲醇J/mol.k49.69243.12146.98547.95045.538水J/mol.k75.94 75.36 75.2875.4775.1327）甲醇和水在各温度下的汽化潜热（内插法求的）温度塔釜温度进料温度塔顶温度泡点温度tb99.37215.764.87577.045甲醇kJ/mol32.20738.84535.25534.224水kJ/mol40.662844.36 42.24541.663解：当T 当t=77.045kJ/mol解得：3.3 回流比确定3.4甲醇摩尔分数/%温度X/100Y/100Y-XYX-XY液相X气相Y5.3128.3492.90.05310.28340.2683510.0380517.052337.6740.0190.30.07670.40010.3694120.0460128.0285519.2643.5388.90.09260.43530.3949910.0522917.55368112.5748.3186.60.12570.48310.4223740.0649746.50063413.1554.54850.13150.54540.473680.059787.92373216.7455.8583.20.16740.55850.4650070.0739076.29177818.1857.7582.30.18180.57750.4725110.0768116.15163920.8362.7381.60.20830.62730.4966330.0776336.39716123.1964.8580.20.23190.64850.4981130.0815136.11085128.1867.75780.28180.67750.4865810.0908815.35406929.0968.0177.80.29090.68010.4822590.0930595.18229733.3369.1876.70.33330.69180.4612230.1027234.48996635.1373.4776.20.35130.73470.47660.09325.11373946.277.5673.80.4620.77560.4172730.1036734.02490152.9279.7172.70.52920.79710.3752750.1073753.49500259.3781.8371.30.59370.81830.3324750.1078753.08203468.4984.92700.68490.84920.2675830.1032832.59077677.0189.62680.77010.89620.2060360.0799362.57750587.4191.9466.90.87410.91940.1157520.0704521.642987q=1.103，所以q线方程为 平衡线方程为联立q线方程与平衡线方程得： 3.4 逐板法计算理论塔板数精馏段操作线方程为：y=0.528X+0.467提馏段操作线方程为：平衡线方程为：由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi首次超过X=0.35863时止 操作线上的点 平衡线上的点 1 （X0=0.99,Y1=0.99） (X1=0.95343, Y1=0.99) 2 （X1=0.95343,Y2=0.9704） （X2=0.8714,Y2=0.9704） 3 （X2=0.8714,Y3=0.9271） （X3=0.7246,Y3=0.9217） 4 （X3=0.7246,Y4=0.850） （X4=0.54,Y4=0.850）5 （X4=0.540,Y5=0.751） （X5=0.385,Y5=0.751）6 （X6=0.385,Y7=0.670） （X6=0.2961,Y6=0.670）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=1.908x-0.000911已知X5=0.2680, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.0047时为止。操作线上的点 平衡线上的点7（X6=0.2961,Y7=0.5479） （X7=0.2015,Y7=0.5497）8（X7=0.2015,Y7=0.3728） （X8=0.1095,Y8=0.3728）9（X8=0.1095,Y9=0.2006） （X9=0.0493,Y9=0.2006）10（X9=0.0493,Y10=0.0882） （X10=0.0196,Y10=0.0882）11（X10=0.0196,Y11=0.0326） （X11=0.00692,Y11=0.03326）12（X11=0.00692,Y12=0.00887） （X12=0.001850,Y12=0.00887）由于到X12首次出现Xi 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。 4.2.1.3 安定区与边缘区的确定 1) 入口安定区 塔板上液流的上游部位有狭长的不开孔区，叫入口安定区，其宽度为。此区域不开孔是为了防止因这部位液层较厚而造成倾向性液封，同时也防止气泡窜入降液管。一般取=（50100）mm,精馏段取=75mm,提镏段取=75mm。2） 出口安定区 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狭长的不开孔区，叫出口安定区，其宽度与入口安定区相同，亦为。这部分不开孔是为了减小因流进降液管的液体中含气泡太多而增加液相在降液管内排气的困难。精馏段取=75mm,提镏段取=75mm。3） 边缘固定区 在塔板边缘有宽度为WC的区域不开孔，这部分用于塔板固定。一般=（2550）mm。精馏段取=40mm,提镏段取=40mm。 4.2.1.4 鼓泡区阀孔数的确定及排列塔径D/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数 3 4 5 6D精=D提=1200mm所以查表得：塔板分块数（精馏）=塔板分块数（提馏）=3工艺要求：孔径精馏段：取阀孔动能因子 =10孔速浮阀孔数 取无效区宽度 =0.04m 安定区宽度 =0.075m 弓形降液管宽度 开孔区面积 =0.71180m2其中 R=0.56x=0.345m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排图如下：经过精确绘图，得知，当t=65mm时，阀孔数N实际=120个按N=121重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0= VS/（ 1/4 d2 N）=10.626 m/sF0=uo(V,M) 0.5=11.87阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。 开孔率 (5%14%,符合要求)故：t=75mm , t=65mm, 阀孔数N实际=120个则每层板上的开孔面积AO =A a = 0.7118012.67 %=0.090185m2提馏段：取阀孔动能因子 孔速浮阀数 取无效区宽度 0.04m 安定区宽度 0.075m弓形降液管宽度 开孔区面积 =0.71180m2其中 0.560.345m由图可得实际浮阀孔数120块11.642阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内 开孔率% (5%14%,符合要求)4.2.2 塔盘流体力学验算4.2.2.1干板压强降a）精馏段浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=9.4m/s液层阻力 取0.45 液体表面张力数值很小，设计时可以忽略不计气体通过每层塔板的压降P为b) 提馏段：U，0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=10.729m/s液层阻力 取0.45液体表面张力数值很小，设计时可以忽略不计气体通过每层塔板的压降P为4.2.2.2 降液管停留时间液体在降液管内停留时间精馏段：提馏段：故降液管设计合理4.2.2.3 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0.4对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=0.055+0.2(0.001090/(0.84X0.022)2+0.06040=0.1154m（HT+hW）=0.4(0.4+0.055)=0.182m因0.1154m0.1820m， 故本设计中不会出现液泛4.2.2.4 雾沫夹带综合考虑生产能力和塔板效率，一般应使雾沫夹带量eV限制在10%以下，校核方法常为：控制泛点百分率F1的数值。所谓泛点率指设计负荷与泛点负荷之比的百分数。其经验值为大塔F180%-82%精馏段：CF泛点负荷因素由 查表得 K=1.0Ab=AT-2Af=1.131-20.1018=0.9074 提馏段：CF泛点负荷因素由 查表得 K=1.0A,b=A,T-2A,f=1.131-20.1018=0.9074 故本设计中的雾沫夹带量在允许范围之内。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。4.2.2.5 漏液验算精馏段：0.637m3/sVs=1.5360 m3/s, 可见不会产生过量漏液。提馏段： 0.7186m3/s3提馏段：操作弹性Vmax=2.3156, Vmin=0.719操作弹性=Vmax/ Vmin =2.3156/0.719=3.2213此计符合要求 4.2.3.8浮阀塔主要设计参数工艺参数 项目符号 单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强105.485114.445各段平均温度40.287557.536平均流量气相1.53601.7159液相0.001090.002945实际塔板数块1316板间距0.40.35塔的有效高度4.85.3塔径1.21.2空塔气速1.3581.517塔板溢流形式单流型单流型溢流装置溢流管型