化工原理课程设计：甲醇------水二元物料板式精溜塔

化工原理教研室化工原理课程设计设计题目甲醇水二元物料板式精溜塔设计者姓名指导教师系别化学工程系专业化学工程与工艺班级学号说明书共27页图纸共张设计时间年月至年月完成时间2007年01月02日于课程设计任务书1,设计题目甲醇水二元物料板式精溜塔2,设计条件1,加料组成2,进料组成3,溜出液组成4,釜液组成5,加料状态Q1（6）,塔顶压力P100KPA（7），单板压降07KPA3,设计要求1,精溜塔工艺设计计算2,精溜工艺过程流程图3,精溜塔设备结构图5,设计说明书目录1前言72精馏塔工艺设计计算821设计方案的确定822精馏塔物料衡算823塔板数的确定824精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算10241平均摩尔质量计算10242平均密度计算11243液相平均表面张力计算12244液体平均粘度计算123板式塔主要工艺尺寸的设计计算1331塔径的计算1332精馏塔有效高度的计算1433塔板主要工艺尺寸的计算14331溢流装置计算14332塔板布置15333浮阀计算及其排列16334浮阀塔的流体力学性能验算17335塔板的负荷性能图19336小结224塔的附属设备的计算2341热量衡算2342塔顶冷凝器的设计计算24421初选换热器24422传热系数的校核2751计算机程序30摘要及关键词ABSTRACTANDKEYWORDS摘要化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。FLOATVALVETOWERCOLUMN以浮阀作为塔盘上气液接触元件的一种板式塔。塔盘主要由塔板、溢流堰、受液盘及降液管组成。塔板上装有一定数量的浮阀，按等腰三角形或正方形排列，浮阀用支腿在塔盘上定位并予以导向。浮阀盖在阀孔上，气体依靠压力使浮阀升起并鼓泡而穿过液层，进行气液两相传。浮阀塔板在蒸气负荷、操作弹性、效率和造价等方面都比较优越。浮阀塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。浮阀塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳刚的比率较少。实际操作表明，筛板塔在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔窄，但良好的塔其操作弹性仍可达到23。蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。关键字精馏浮阀溢流3设计计算31设计方案的确定本设计任务为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故采用最小回流比的2倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。32精馏塔物料衡算321原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量MA32KG/KMOL水的摩尔质量MB18KG/KMOLXF048XD095XW002322原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF048321048182472KG/KMOLMD09532109518313KG/KMOLMW002321002181828KG/KMOL323物料衡算原料处理量F117KMOL/H总物料衡算117DW甲醇的物料衡算FXFDXDWXW联立求解D5787KMOL/HW5913KMOL/H33塔板数的确定331理论板层数NT的求取甲醇水属理想物系，可采用图解法求理论板数3311由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据，绘出XY图，图1图解法求理论板层数3312求最小回流比及操作回流比。采用图解法求最小回流比。在图中对角线上E0342,0342作垂线EF即为进料线（Q线），该线与平衡线的交点坐标为YE078,XE048故最小回流比为XDRMIN057取R2RMIN20631143313求精馏塔的气、液相负荷LRD11457876597KMOL/HVR1D1141578712384KMOL/HLLF18297KMOL/HVV12384KMOL/H3314求操作线方程精馏段操作线方程为YN1XNYN10533XN0444提馏段操作线方程YN1XNXWYN11477XN000953315图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图1所示。求解结果为总理论板层数NT8进料板位置NF4332实际板层数的求取3321全塔效率的计算查数据手册可得到再算出ET049L02451004193322实际板层数的求取精馏段实际板层数N精4/04199510提馏段实际板层数N提35/0419951034精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。341操作压力计算塔顶操作压力PD100KPA每层塔板压降P07KPA进料板压力PF100079107KPA精馏段平均压力PM100107/21035KPA342操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程如下通过计算机程序处理得LOGP0A7197LOGP0B7074XA通过计算机程序处理得塔顶温度TD65进料板温度TF735塔底温度TW976精馏段平均温度TM65735/26925提馏段平均温度TM提7359768555343平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由XDY1095,查平衡曲线（图1），得X1092MVDM09232109518313KG/KMOLMLVM092321088318023088KG/KMOL进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图1），得YF077查平衡曲线（见图1），得XF046MVFM077321077182878KG/KMOLMLFM046321046182444KG/KMOL塔底平均摩尔质量计算MVWM014332101431820KG/KMOLMLWM05083210508182511KG/KMOL精馏段平均摩尔质量MVM3132878/2304KG/KMOLMLM30882444/22766KG/KMOL提馏段平均摩尔质量MVM2878KG/KMOL20KG/KMOL/22439KG/KMOLMLM2444KG/KMOL2511KG/KMOL/22478KG/KMOL344平均密度计算3441气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即VM1105KG/M32VM08436KG/M33442液相平均密度计算液相平均密度依下式计算即1/LMI/I塔顶液相平均密度的计算由TD65查手册得A7553KG/M3B9805KG/M3LDM76407KG/M3进料板液相平均密度的计算由TF735，查手册得A7455KG/M3B9745KG/M3进料板液相质量分率A06023LFM82284KG/M3塔釡平均密度计算由TF976，查手册得A712KG/M3B9584KG/M3LWMKG/M3精馏段液相平均密度为LM（7640782284）/279346KG/M3提馏段液相平均密度为LM（82284KG/M9249KG/M3）87387KG/M3345液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即LMXII塔顶液相平均表面张力的计算由TD65，查手册得A1676MN/MB6527MN/MLDM095167600565271919MN/M进料板液相平均表面张力的计算由TF735,查手册得A1618MN/MB6433MN/MLFM04616180664334218MN/M塔釡板液相平均表面张力的计算由TW976,查手册得A125MN/MB586MN/MLWM0143125MN/M（10143）586MN/M520MN/M精馏段液相平均表面力为LM19194218/23068MN/M提馏段液相平均表面张力为LM（4218520）/24709MN/M346液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即LGLMXILGI塔顶液相平均粘度的计算由TD65，查手册得A03255MPSB04355MPSLGLDM095LG03255005LG04355解出LDM0335MPS进料板液相平均粘度的计算由TF735,查手册得A0307MPSB0390MPSLGLFM046G0307054LG0390解出LFM0203MPS塔釜液相平均粘度由TW976查手册得A022MPSB026MPSLGLWM0143LG0220857LG026解出LWM0272精馏段液相平均粘度LM03350203/20269MPS提馏段液相平均粘度LM（03350272）/20303MPS4精馏塔的塔体工艺尺寸计算41塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VS0946M3/SLS000064M3/S由UMAXC式中C由式55计算，其中的C20由图51查取，图的横坐标为0018取塔板间距HT046M,板上液层高度HL006M,则HTHL046006040M查图51得C200083CC20008300904UMAX009042421M/S取安全系数为06，则空塔气速为U06UMAX06242114526M/SD09108MD提0816M按标准塔径圆整后为D10M塔截面积为ATD20920635实际空塔气速为U149M/S42精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精（N精1）HT101046414M提馏段有效高度为Z提（N提1）HT101046414M在进料板上方开一人孔，其高度为08M。故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提0841441408908M5塔板主要工艺尺寸的计算51溢流装置计算因塔径D09M，可选用单溢流弓形降液管，采用凹行受液盘。各项计算如下511堰长LW取LW07D0709063M512溢流堰高度HW由HWHLHOW选用平直堰，堰上液层高度HOW由式57计算，即HOW近似取E1,则HOW00067M取板上清夜高度HL0060M故HW00600006700533M513弓形降液管宽度WD和截面积AF由07M查图57，得0094M0160M故AF009406350060WD0160D0160090144M依式59验算液体在降液管中停留时间，即4313S5S故降液管设计合理。514降液管底隙高度HO取008M/S则00143MHWHO00533001430039M0006M故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度50MM。52塔板布置521塔板的分块因D800MM，故塔板采用分块式。查表53得，塔板分为3块。522边缘区宽度确定取WSWS007M,WC0050M。523开孔区面积计算开孔区面积AA按式512计算，即其中XD/2WDWS09/201440070236MRD/2WC045005040M故53浮阀计算及其排列531阀孔气速F0U0F0CRU0CR912取F0CRU0CR10U0CR（M/S）联立、可得U0CR95M/SU01011U0CR95M/S532浮阀数N取DV50MM可得D008DV39MMN837所以取N84533开孔率N在长压、减压塔中开孔率为1013；在加压塔中，开孔空率小于10，常见的为69；在小直径塔中开孔率低，一般为60所以取1577534阀孔的排列在塔板鼓泡区，阀孔的排列有正三角和等腰三角两种方式。正三角排列又分为顺排和叉，采用叉排对分块式塔板，易采用等腰三角叉式，此时常把三角形底边固定为75MM，三角形高度H为65MM，80MM，90MM，100MM，110MM几种尺寸。鼓泡区面积APAP2XSIN1得AP0502M2阀孔按等腰三角形排列时H0025M54浮阀塔的流体力学性能验算气体通过浮阀塔的静压头HFHEHLH541干板静压头HC浮阀全开前HC199浮阀全开后HC534UOC101M/SU095M/S所以采用HC1990037542板上层阻力HLHL0HL003M543液体表面张力所造成的静压头HH由于H很小可忽略不计551液泛HDHFHWHDHHOWHFHHLHC0037M003M0067MHW00533MHOW00067MHD0153000077M所以得HDHFHWHDHHOW0067M00533M000077M0067M0128MHD（HTHW）05（04600533）0257M552液沫夹带F1100ZLD2WD09201440612F0112AAT2AF0635200600515M2F1100621553漏液错流型的塔板在正常操作时，液体应沿塔板水平流动，与垂直向上流动的气体接触后由降液管流下。但当上升气流速度减少时，气体通过阀孔的动压不足以阻止板上液体从阀孔流下时，便会出现漏夜现象。发生漏夜时，由于上层板上的液体未与从下层板上升的气体进行传质，就漏落在浓度较低的下层板上，这势必降低了塔板效率。漏夜严重时会使塔板上不能积液而无法正常操作。所以为保证塔的正常操作，漏夜量不能超过某一规定值，一般不能大于液体流量的10。漏夜量大于10的气流速度称为漏夜速度，这是塔操作的下限气速。造成漏夜的主要原因是气速太小和板上液面落差所引起的气流分布不均，比如在塔板的液流入口处由于有液层较厚而往往出现漏夜，这也是在此处设置不开孔的安定区的原因之一。554液面落差当液体横向流过板面时，由于要克服板上部件的局部阻力和摩擦阻力，需要一定液位差才能维持这一流动，这样板上液体进、出口侧的液面就会出现高度差，即液面落差，亦称水力学坡度。液面落差主要与塔板结构有关外，泡罩塔板结构复杂，液体在板上流动阻力大，液面落差也就大；浮阀塔结构较简单，液面落差则较小，筛板塔结构最简单，所以液面落差最小。但在塔径不大时，液面落差常忽略。液面落差除与塔板结构有关外，还与塔径、液流量有关。当塔径与液流量很大时，也会造成较大的液面落差。对于大塔，可采用单溢流或阶梯流，以减少液面落差。555塔板上液面的返混在塔板上，液体的主流方向是从入口端横向流至出口端，但因气体搅拌及某些局部障碍，液体会发生局部的反向流动。这种与主流方向相反的流动称为返混。当返混严重时，板上液体会均匀混合，各点的液体浓度将趋于一致。当浓度均匀的气体与板上各点的液体进行接触传质后，则离开各点的气体浓度也会相同。这是一种理想情况。另一种理想情况是板上液体呈活塞流流动，完全没有返混。这时板上液体沿液流方向上液体浓度最大，在塔板进口处液体浓度大于出口浓度。当浓度均匀的气体与板上各点液体接触传质后，离开塔板各点的气体浓度也不相同，进口处的液体浓度出口出的浓度高。理论与实践都证明了在这种情况下，塔板的效率比液体完全混合时高。实际上，塔板上液体并不处在完全混合与完全没有返混的两种理想状态，而是处于部分混合状态。335塔板的负荷性能图1精馏段漏夜线（线1）0477M3/S提馏段漏夜线0594M3/S2精馏段过量雾沫夹带线（线2）由于ZLD2WD09201440612F0112APAT2AF0635200600515M2解得1092249,M3/S0000580001000500054,M3/S1077106809780969提馏段过量雾沫夹带线由于ZLD2WD0816201440528F01APAT2AF0635200600515M2得1122324,M3/S0000580001000500054,M3/S11071096100409953精馏段液相负荷下限线6103000092M3/S提馏段液相负荷下限线000092M3/S4精馏段液相负荷上限线35S取5S解得0477M3/S提馏段液相负荷上限线0477M3/S5精馏段液泛线HFHWHDHHOWHCHLHHWHDHHOW液体表面张力所造成的静压头H和液面落差H可忽略HD0153这样HCHLHHWHDHHOWHCHD（10）HL015310由于式中各参数值已算出，即05，HT046M,HW00533M,95M/S,004,E1,G1105KG/M3,L79364KG/M3,N99,H000143M,D00039M,LW063M代入上式整理后可得,M3/S0000580001000500054,M3/S2103206815421454提馏段液泛线05，HT046M,HW00533M,95M/S,004,E1,G08436KG/M3,L87387KG/M3,N99,H000143M,D00039M,LW063M于是同理可得,M3/S0000580001000500054,M3/S1974196219571952由上述五条线可画出负荷性能图精馏段提馏段336小结（1）从塔板负荷性能图可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P，处在适宜操作区的位置，说明塔板设计合理。（2）因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操下限由漏夜线控制。（3）按固定的液气比，从负荷性能图中查得气相负荷上限VSMAX12781M3/S，气相负荷下限VSMIN05703M3/S，所以可得精馏段操作弹性348提馏段操作弹性442塔板的这两操作弹性在合理的范围（35）之内，由此也可表明塔板设计是合理的。现将塔板设计计算结果汇总如图项目内容数值或说明备注塔径D/M09板间距HT/M046塔板形式单液流弓形降液管分块式塔板空塔气速U/M/S14526堰长LW/M063堰高HW/M0067板上液层高度HL/M0060降液管底隙高度H0/M00143浮阀数N/个84等腰三角形叉排阀孔气速U0/M/S95临界阀孔气速UOC/M/S95孔心距T/M00227同一横排的孔心距单板压降H/M07液体在降液管内停留时4313间/S降液管内清液层高度HD/M006泛点率/621液相负荷上限VSMAX/M/S00092雾沫夹带控制气相负荷下限VSMIN/M/S0477漏液控制操作弹性348第三章塔的附属设备的计算31塔顶冷凝器的设计计算311初选换热器（1）确定流体通入的空间馏出液走管程，冷却水走壳程（2）计算传热负荷Q取冷凝水的初温度为T115，末温度为T240QGCCPT2T1Q忽略热损失，则馏出液进口温度6534,出口温度为1624。1224/H3确定流体的定性温度，物性数据。并选择列管换热器的形式。取馏出液，冷却水的各自平均温度为定性温度馏出液的定性温度6534冷却水的定性温度（4015）/2275两流体在定性温度下的物性数据如下表流体物性温度T密度KG/M3粘度热容UAKJ/KG导热系数W/M馏出液6534749640324260204冷却水259977508764152505935两流体温差较大，故选用浮头列管换热器。4计算平均传热温差计算逆流平均温差馏出液65346534冷却水4015_温差25345034TM36445选K值。估计传热面积为求得传热面积A，需先知传热系数K，而K不能直接算出，所以只能进行试算初选K250W/M2S则6初选换热器型号采用FA系列的浮头列管换热器，初选用FB60095164，性能参数如下外壳直径D,MM500管子尺寸MM公称压力MPA18管长L,M6共称面积M285管数N124管程数NP4管中心距T,MM32管子排列方式三角形按上述数据核算管程，壳程的流速及雷诺数。管程流通截面积AM2UIRE壳程流通面取NC16，折流挡板间距H02M。则AO（060025壳内冷却水流速UORE2由上可知，采取FB600954型号，管程，壳程，流速和雷诺数都是合适的。312传热系数的校核（1）管程的对流传热系数饱和蒸汽冷凝时，REI401104PR162890W/（2）壳程对流传热系数03696485W/M（3）确定污垢热阻取RSIRSO00002M2/W以外表面为基准。计算传热系数K23425W/M24计算所需传热面积AAO计算实际面积A核算结果表明，换热器的传热面积有的3238裕度，故可用。（5）计算阻力损失A管程阻力损失234635PA1313956PA0013139MPA500故管子排列为正方形错列取F05档板数NBL/H16/02129则取污垢校正系数FS11583810PA00008381MPAETHENTTF/FDGOTO10DEBUGPRINT“TB“TENDSU