6万吨年甲醇-水溶液浮阀精馏塔设计任务书.doc

6万吨/年甲醇-水溶液浮阀精馏塔设计任务书前 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。 2015年5月第一章 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=1.013103KPa。1.2 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。第二章 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。第三章 理论板数的确定3.1精馏塔全塔物料衡算 F:原料液流量（kmol/h) 382 Xf:原料组成（mol%) 27.27% D:塔顶产品流量（kmol/h) 102.88 XD:塔顶组成（mol%) 98.24% W:塔底残夜流量（kmol/h) 279.12 Xw :塔底组成（mol%) 1.13%原料甲醇组成：Xf =27.27%塔顶组成：XD =98.24%塔底组成：Xw =1.13%原料进料量：F=6万吨/年=382 mol/h物料衡算式：F=D+W FXf=DXD+WXw联立代入求解：D=102.88 kmol/h W=279.12 kmol/h3.2物系相平衡数据 1.常压下甲醇和水的气液平衡表(t-x-y)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组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.015373.15K273.15K甲醇CH3OH32.040337.85K176.15K2. 基本物性数据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：相对挥发度=4.57平衡线方程为：y=4.57x/(1+3.57x)因为泡点进料，所以 xe = Xf=0.2727代入上式得 ye =0.0.6315 Rmin = =(0.9824-0.6315)/(0.6315-0.2727)=0.9780 R=1.6 Rmin =1.6*0.9780=1.56453.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定3.4.1塔的汽、液相负荷L=RD=1.5645102.88=160.96 kmol/hV=(R+1)D=(1.5645+1) 102.88=263.84 kmol/hV=V=263.84 kmol/hL=L+F=160.96 kmol/h+382 kmol/h=542.96 kmol/h3.4.2求操作线方程精馏段操作线方程： y=x + =0.6101x+0.3831提馏段操作线方程为: =2.0579x-0.01213.4.3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=4.57x/(1+3.57x) 精馏段操作方程：y=x + =0.6101x+0.3831 由上而下逐板计算，自X0=0.9824开始到Xi首次超过Xq =0.2727时止 操作线上的点 平衡线上的点 （X0=0.9824,Y1=0.9825） (X1=0.9247, Y1=0.9825) （X1=0.9247,Y2=0.9473） （X2=0.7973,Y2=0.9473） （X2=0.7973,Y3=0.8695） （X3=0.5932,Y1=0.8695） （X3=0.5932,Y4=0.7450） （X4=0.3900,Y4=0.7450） （X4=0.3900,Y5=0.6210） （X5=0.2639,Y5=0.6210） 因为X5时首次出现 Xi Xq 故第5块理论版为加料版，精馏段共有4块理论板。提馏段理论板数提馏段操作线方程：y=2.0579x-0.0121已知X5=0.2639, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.0113时为止。 操作线上的点 平衡线上的点（X5=0.2639,Y6=0.5310） （X6=0.1986,Y6=0.5310）（X6=0.1986,Y7=0.3966） （X7=0.1257,Y7=0.3966）（X7=0.1257,Y8=0.2466） （X8=0.0668,Y8=0.2466）（X8=0.0668,Y9=0.1254） （X9=0.0304,Y9=0.1254）（X9=0.0304,Y10=0.0505） （X10=0.0115,Y10=0.0505） （X10=0.0115,Y11=0.0116） （X11=0.0026,Y11=0.0116）由于到X11首次出现Xi 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。4.2.2.3安定区与边缘区的确定取安定区宽度WS=0.07m，边缘区宽度取WC=0.04m 弓形降液管宽度 Wd=0.182m4.2.2.4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=11孔速 uo=11/(1.1113)0.5=10.4346m/s 浮阀数：n=2.0121/（1/43.141590.039210.4346）=162(个)有效传质区：根据公式：其中：R=0.61mx=0.398m =0.8967m2 塔板的布置因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块。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：采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距：t=0.0738 m=74.8 mm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面积，因此排间距不宜采用74.8 mm，而应小些，故取t=65mm=0.065mm,按t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数151个。按N=151重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0= VS/（ 1/4 d2 N）=11.15 m/sF0=uo(V,M) 0.5=11.76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 = 1.5167 m/s =u / uo =1.5167/ 11.15=13.60 %5%13.60 %15%, 符合要求故：t=75mm , t=65mm, 阀孔数N实际=151个则每层板上的开孔面积AO =A a = 0.896713.60 %=0.122m24.2.3 塔板流体力学的验算4.2.3.1塔板压降气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)干板阻力 : 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）=9.913m/s11.15m/s =5.341.111311.152/（2805.429.8）=0.0467m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+0.0467=0.0767m常板压降=0.0767805.429.81=606.02Pa 640Pa,符合设计要求。4.2.3.2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+=0.05032+0.009681+0.2(0.001533/(0.910.022)2+0.0767=0.1379m（HT+hW）=0.5(0.4+0.05032)=0.2252m因0.1379m5s 符合要求4.2.3.4雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=1.3-20.182=0.936Ab=AT-2Af=1.3266-20.1167=1.0932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0.09 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=78.0% 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。4.2.3.5漏液验算 0.855 m3/s3此设计符合要求。4.3提馏段塔径塔板的实际计算4.3.1 提馏段汽、液相体积流率为：LS= 0.00331m3/sVS=2.0212m3/s4.3.2 塔径塔板的计算4.3.2.1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：=0.0547从史密斯关联图查得：=0.0721由公式C=校正得 C=0.0741=2.4738m/s取安全系数0.70，则u=0.7umax=1.3735m/s=1.3692m 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=1.4m塔截面积AT= =1.5386m2空塔气速: u= VS / AT =1.3137m/s 4.3.2.2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=1.4m , 堰长lw=0.7D=0.98m出口堰高 hw=h1-howL / l W 2.5 =0.003313600/0.982.5= 12.5333l W / D= 0.7查流体收缩系数图得：E=1.025, h w = hl - how=0.06-0.01539=0.04461 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=0.141.4=0.196m, Af=0.0881.5386=0.1354m2 液体在降液管中停留时间 = AfHT/Ls=0.13540.4/0.00331=16.362s5s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=0.04461-0.022=22.61mm6mm 故降液管底隙高度设计合理。4.3.2.3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=0.196m4.3.2.4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/(0.8133)0.5=11.09m/s浮阀数:n=2.0212/（1/43.141590.039211.09）=152.6=153(个)有效传质区面积 ：根据公式：其中：R=0.66mx=0.49m Aa=1.16186m2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：采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距：t=0.0962 m=96.2 mm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面积，因此排间距不宜采用96.2 mm，而应小些，故取t=85mm=0.085mm,按t=75mm，t=85mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数135个。按N=135重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0 = VS/（ 1/4 d2 N）= 12.53m/sF0= uo (V,M) 0.5=11.30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 =1.3137m/s 开孔率=u/uo =1.3137/12.53100%=10.48%5%10.48%14%, 符合要求 则每层板上的开孔面积AO =A a =1.1618610.48%=0.122m24.3.3 塔板流体力学的验算4.3.3.1塔板压降气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)干板压强降hc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）=11.763m/s12.53m/s hc =5.34u02V/(2gL)=5.3411.5320.8133/(29.81907.29) =0.0347m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=0.0347+0.03=0.0647m液柱气体通过每层塔板的压降P为 P= hpLg=0.0647m907.299.81=575.863pa640pa(设计允许值)4.3.3.2 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+=0.04461+0.01539+0.2(0.00331/(0.980.022)2+0.0647=0.1294m（HT+hW）=0.5(0.4+0.04461)=0.2223m因0.1294m5s故降液管设计合适4.3.3.4雾沫夹带的校核泛点率F=100%lL=D-2Wd=1.4-20.14=1.12Ab=AT-2Af=1.5386-20.1354=1.2678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=57.48% 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。4.3.3.5 漏液验算 0.894 m3/s3此设计符合要求。第5章 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1.30.4单溢流弓形降液管101.23440.910.052710.060.02215111.1511.769.9130.0750.065606.0230.450.070.040.18213.60783.461350.8554.0481.40.4单溢流弓形降液管141.31370.980