化工原理浮阀塔设计(共60页)

1、北京理工大学珠海学院 课程设计北京理工大学珠海学院课程设计任务书20112012学年第一学期学生姓名： * 专业班级： 09化工1班指导教师： * 工作部门： 化工与材料学院一、课程设计题目：乙醇和正丙醇物系分离系统的设计二、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：25000吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：乙醇含量45%（wt%）；温度：25；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中乙醇含量99%（wt%）；塔釜乙醇含量2%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.9Rmin2.具体设计内容和要求（1）设计工艺方案的选

2、定（2）精馏塔的工艺计算（3）塔板和塔体的设计（4）水力学验算（5）塔顶全凝器的设计选型（6）塔釜再沸器的设计选型（7）进料泵的选取（8）绘制流程图（9）编写设计说明书（10）答辩年处理量25000吨乙醇-正丙醇连续精馏浮阀塔设计摘 要本设计对年处理量为25000吨乙醇-正丙醇的浮阀连续精馏塔进行了设计。通过查表得各组分物性数据后，再用试差法计算出特定组成的乙醇-正丙醇混合液的泡点温度、密度、 表面张力以及粘度；用安托因方程求出相对挥发度；用最小回流比的方法求出精馏塔适宜操作回流比为3.306；通过逐板计算法用Excel快速计算出理论塔板数为18块，并进一步确定精馏塔的实际塔板数为36块；分别

3、对此精馏塔的精馏段及提馏段的塔体工艺尺寸进行了设计，并对设计之后的浮阀板进行了流体力学的验算；绘制出塔板负荷性能图，从而得出精馏段的操作弹性为3.000，提馏段的操作弹性为2.969；并对输送各股物流的管径进行了设计,确定了塔顶全凝器冷却水的用量以及塔底再沸器中加热蒸汽的用量,结果表明，本设计合理。关键词：连续精馏 浮阀精馏塔 精馏塔设计 乙醇 正丙醇V目录北京理工大学珠海学院课程设计任务书摘 要目录1 绪论11.1前言11.2设计任务31.3设计方案说明31.3.1设计方案的确定31.3.2 塔体工艺尺寸的计算41.3.3 塔板工艺尺寸的计算41.3.4 简易工艺流程图52 精馏塔全塔物料衡

4、算72.1物料衡算72.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的质量分数及摩尔分数换算72.1.2 全塔物料衡算73 精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算93.1操作温度计算93.2平均密度计算103.3混合液体平均表面张力计算133.4混合液体平均粘度计算143.5液体平均相对挥发度计算154 理论塔板数的计算174.1最小回流比及操作回流比174.2精馏塔的气液相负荷174.3操作线方程174.4逐板计算法求理论塔板层数184.5全塔效率和实际板层数195 塔径计算215.1精馏段、提馏段气液相体积流量计算215.2空塔气速的计算225.3溢流装置245.4塔板分布、浮阀数目与排列256

5、塔板流体力学计算276.1气相通过浮阀塔板的压降276.1.1精馏段浮阀塔板的流体力学验算276.1.2提馏段浮阀塔板的流体力学验算276.2淹塔（液泛）286.2.1精馏段计算286.2.2提馏段计算296.3雾沫夹带296.3.1精馏段计算306.3.2提馏段计算306.4塔板负荷性能图316.4.1雾沫夹带线316.4.2液泛线326.4.3 液相负荷上限326.4.4漏液线336.4.5液相负荷下限线337 塔附件设计377.1精馏塔塔体工艺尺寸的确定377.1.1 筒体工艺尺寸的确定377.1.2 封头工艺尺寸的确定11377.1.3 裙座工艺尺寸的确定377.1.4 塔体人孔工艺尺

6、寸的确定377.2接管工艺尺寸的确定387.2.1进料管387.2.2回流管397.2.3塔底出料管397.2.4塔底蒸气出料管397.2.5塔底进气管408 塔总体高度的设计418.1塔的顶部空间高度418.2塔的底部空间高度418.3塔总体高度419 热量衡算429.1塔顶冷凝器的热量衡算429.1.1冷凝器的热负荷429.1.2冷凝器的选择439.2全塔热量衡算449.2.1比热容449.2.2塔顶上升气体及塔顶、进料、塔底馏出液的热量459.2.3再沸器的热负荷(全塔范围列衡算式)469.2.4加热蒸气的用量469.2.5再沸器的选择469.2.6冷凝水消耗量47结 语48参考文献49

7、符号说明50附录52附录1 浮阀孔排布图52附录2工艺流程图52后 记53致 谢541 绪论1.1前言工业上，精馏是应用最为广泛的传质分离操作。精馏装置主要由精馏塔、冷凝器和再沸器等组成。精馏塔可分为板式塔和填料塔两大类1。板式塔内置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程2。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。板式塔是与

8、填料塔具有不同特点的气液传质设备。与填料塔比较，具有效率较稳定，检修清理较易，液气比适应范围较大的优点。但它也有结构较复杂，压降较大且耐腐性较差的缺点。板式塔和填料塔的性能比较3详见表1-1。表1-1 板式塔和填料塔的性能比较项目板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小，较适合要求压力较小的场合空塔气速空塔气速小空塔气速大塔效率效率稳定，大塔效率比小塔有所提高塔径在1400mm以下效率较高，塔径增大，效率常会下降液气比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料安装维修较容易较困难造价直径大时一般比填料塔造价低直径小于800mm，一般比板

9、式塔便宜，直径增大，造价显著增加重量较轻重目前研究最为热门的精馏塔可算是填料塔，也是取得许多成果的领域。规整填料及各种高效填料开发成功后，在工业上的应用范围逐步扩大，打破了填料只适用于小塔的概念，而且在减压和常压精馏场合呈现出了取代板式塔的趋势，尤其是在老塔的扩充改造中。板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功取代泡罩塔是效益巨大的成果，板式塔的设计已达到较高的水平，结果比较可靠。具有各种特点的新型塔板的开发研究不断展开。随着筛板塔泡罩塔的不断改进， 浮阀塔产生了， 它结合了两者的优点有具有自己的特点。本设计中我们选用浮阀塔，浮阀塔具有结构简单，造价低，制造方

10、便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。但在设计中使用不当，会引起阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。由于浮阀塔的上述优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直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 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。本设计是采用浮阀塔板连续精馏分离乙醇和正丙醇的混合溶液，

11、由于浮阀塔的研究比较成熟，因此本设计的结果有较高的可信度。551.2设计任务1. 进料组成：乙醇45%，正丙醇55%（均为质量分率，下同）；2. 产品组成：馏出液中乙醇含量为99%，釜残液中乙醇含量为2%；3. 生产能力：料液的处理量为25000吨/年；4. 生产时间：每年按300天生产日计算5. 操作条件 ：(1) 常压操作(100kPa)；(2) 泡点进料；(3) 间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝对压力）；(4) 冷却水进口温度25，出口温度45；(5) 设备热损失为加热蒸汽供热量的10%；(6) 料液可视为理想物系。(7) 适宜回流比1.3设计方案说明1.3.1设计方案的

12、确定1. 装置流程的确定精馏有连续精馏和间歇精馏之分，连续精馏属于稳态操作，塔内各项参数不随时间变化，适合原料处理量大且需获得组成一定的产品的混合物的分离；而间歇精馏为非稳态操作。因此本设计中采用连续精馏。由于乙醇-正丙醇物系可以采用江河水或循环水作冷却介质，冷却费用较少，所以采用水作冷却介质。塔顶冷凝器可采用全凝器或分凝器，工业上以全凝器为主，以便准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后续装置使用气态物料，宜用分凝器。由于本设计中塔顶产品为液态，故采用全凝器。对于小塔，回流冷凝器一般安装在塔顶，冷凝液由重力作用回流入塔3，故本设计中将塔顶冷凝器安装在塔顶平台。由于乙醇-正

13、丙醇物系性质与水相近，故用来将原料液、釜液、产品液分别打入塔内、釜液贮罐、原料贮罐的离心泵可采用清水型离心泵，本设计只是简单根据其流量来选定，所以不是很严谨。三台离心泵的型号均为：。2. 操作压力的选择 蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏。所以本设计中的操作压力采用常压2。3. 进料热状况的选择精馏操作有五种进料状况，工业上常采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料。这样，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。而且，精馏段和提馏

14、段的上升蒸汽量相近，塔径可以相同，设计制造也比较方便。又因为乙醇-正丙醇为一般物系，所以本设计中采用泡点进料。4. 塔釜料液的加热方式的选择精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量。故本设计采用再沸器加热塔釜料液。5. 回流比的选择设备费用和操作费用之和为最低时所对应的回流比为适宜回流比。要得到经济上合适的回流比, 必须进行详尽的经济衡算和最优化设计。通常在设计过程中只作定性考虑，由此选用的回流比随意性很大, 往往选取的不一定是合适的回流比。因此本设计中使用设计任务书中给出的适宜回流比，这样本设计中所选用的适宜回流比是比较合理的。1.3.2 塔体工艺尺寸的计算因为乙醇-正丙醇可

15、视为理想物系，故塔的平均相对挥发度的确定可运用安托因方程和拉乌尔定律，采用试差法，用Excel快速、准确地计算出特定组成下的相对挥发度，从而可以计算出全塔的平均相对挥发度。也因为乙醇-正丙醇可视为理想物系，所以可以采用逐板计算法，运用Excel快速地计算出理论塔板数以及进料板的位置。根据经验公式确定总板效率，从而可求出实际塔板数，并求出塔的有效高度。依据课程设计任务书的要求，通过相关经验公式计算及图表查取数据，取适宜的塔板间距算出塔径。之后再根据相关参考书上的经验值选取各物流的适宜流速，计算出各管径的大小。由于物系不具有腐蚀性且在低的压力下操作，故选用低压流体输送用焊接钢管或普通热轧无缝钢管，

16、查管径规格，选取各管管径。1.3.3 塔板工艺尺寸的计算 塔板工艺尺寸的计算包括溢流装置的设计和塔板的设计。溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有着重要的影响。在计算时，根据经验参数及相关公式计算出堰长，堰高、降液管底隙高度等相关数据，然后根据计算结果选择装置。再进行塔板设计，计算完后进行核算，如不合理则反复调试至设计合理。1.3.4 简易工艺流程图1. 原料液的走向如图1-1所示。再沸器 精馏塔 泡点进料 全凝器图1-1精馏工艺流程图注： F为进料液物流，组成为xF ；D为塔顶馏出液物流，组成为xD； W为塔底釜液物流，组成为xW。2. 全凝器内物流的走向如图1

17、-2所示。塔顶蒸汽 冷却水 冷却水 塔顶冷凝液 图1-2 全凝器物流流程图注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程；3. 再沸器内物流的走向如图1-3所示。加热蒸汽 物料 物料 加热蒸汽 图1-3 再沸器物流流程图注：再沸器内加热蒸汽走壳程，物料走管程；浮阀塔的主要设计如表1-2所示。表1-2 浮阀塔主要设计条件项目工作方式操作压力加料方式适宜回流比冷凝器冷凝介质板式塔离心泵选取连续精馏常压(100kPa)间接蒸汽全凝器自来水浮阀塔2 精馏塔全塔物料衡算2.1物料衡算2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的质量分数及摩尔分数换算乙醇的摩尔质量 正丙醇的摩尔质量 F：进料量（Kmol/s） : 原料组成

18、（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（Kmol/s） : 塔顶组成W：塔底残液流量（Kmol/s） : 塔底组成 (质量分数,左同)原料乙醇组成：塔顶组成：塔底组成：2.1.2 全塔物料衡算年处理量为25000吨/年，按300天生产日计算，则：进料量：=65.88kmol/s总塔物料衡算式： (2-1)乙醇物料衡算式： (2-2)即： 联立解得： D=0.0093kmol/s=33.48kmol/hW=0.0090kmol/s=32.4kmol/s物料衡算结果如表2-1所示表2-1 物料衡算表摩尔分数 %51.6399.232.59摩尔流量 kmol/sF0.0183D0.0093W0.0090

19、3 精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算3.1操作温度计算表3-1常压下乙醇-正丙醇气-液平衡组成（摩尔）与温度关系温度 t/液相组成 x气相组成 y温度 t/液相组成 x气相组成 y97.600084.980.5460.71193.850.1260.24084.130.6000.76092.660.1880.31883.060.6630.79991.600.2100.34980.500.8840.91488.320.3580.55078.381.01.086.250.4610.650利用上表中的数据由插值法可求得、。：， =85.42：， =78.49：， =96.83精馏段平均温度

20、：提馏段平均温度：计算结果如表2-2所示表3-2进料、塔顶、塔底温度及精馏段和提馏段平均温度表状态温度 85.4278.4996.8381.9691.133.2平均密度计算已知：混合液密度：（为质量分数，为平均相对分子质量） （3-1）混合气密度： （3-2）塔顶温度：=78.49气相组成: ， =99.43%进料温度：=85.42气相组成: ， =68.99%塔底温度：=96.83气相组成: ， =4.93%（1）精馏段液相组成:，=75.43%气相组成:，=84.21%所以 （2）提馏段液相组成:，=27.11%气相组成:，=36.96%所以 由下表表3-3不同温度下乙醇和正丙醇的密度温度

21、/708090100110乙醇(kg/m³)754.2742.3730.1717.4704.3正丙醇(kg/m³)759.6748.7737.5726.1714.2求得在、下的乙醇和正丙醇的密度（单位：kg/m³）=85.42 , ， ， ， =78.49 , ， , , =96.83 , , , ， 所以 表3-4精馏段和提馏段中下降及上升气体和液体的平均密度及平均摩尔质量表密度kg/m³741.83734.521.661.83摩尔质量kg/kmol49.4456.2148.2154.833.3混合液体平均表面张力计算非水溶液混合液的表面张力可用下列公

22、式计算 （3-3）表3-5不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力T/6080100乙醇/mN/m20.2518.2816.29水 /mN/m21.2719.4017.50由上表求得在、下的乙醇和正丙醇的表面张力（下列各式中A、B分别指乙醇及正丙醇）乙醇的表面张力： , , , , , , 精馏段的平均表面张力为：提馏段的平均表面张力为：3.4混合液体平均粘度计算表3-6不同温度下乙醇和正丙醇的粘度温度T/6080100乙醇/mPa·s0.6010.4950.361正丙醇/mPa·s0.8990.6190.444利用上表数据由插值法可求得， , , , 3.5液体平均相对挥发度计算

23、由温度-饱和蒸气压关系式（安托因方程12）及乌拉尔定律12可求得相对挥发度。 乙醇： (3-4) 正丙醇： (3-5) 相对挥发度： (3-6) 求得各条件下的相对挥发度 , , , , , , 精馏段的平均相对挥发度：提馏段的平均相对挥发度：总塔平均相对挥发度：液体平均表面张力、粘度、相对挥发度的计算结果见表3-7表3-7 液体平均表面张力、粘度及相对挥发度计算结果项 目符 号单 位计 算 数 据精馏段提馏段液体平均表面张力mN×m-118.4118.08液体粘度mPa×s0.5110.494相对挥发度/2.11292.05834 理论塔板数的计算理论板：指离开此板的气液

24、两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，在本次实验设计中采用逐板计算法。4.1最小回流比及操作回流比 由最小回流比的公式： (4-1)求得： 所以， 4.2精馏塔的气液相负荷 泡点（饱和液体）进料： 精馏段回流流量： 精馏段上升蒸汽量： 提馏段回流流量： 提馏段上升蒸汽量：4.3操作线方程 精馏段的操作线方程为：精馏段的气液平衡方程为：提馏段的操作线方程为： 提馏段的气液平衡方程为：4.4逐板计算法求理论塔板层数根据上一节的精馏段和提馏段的操作线及气液平衡方程采用逐板计算法，运用Excel快捷、准确地计算出理论塔板数。其Excel表格设计原理如下：精馏段理

25、论塔板数的计算（交替使用气液平衡方程和精馏段操作线方程）：计算到则进料板为第n-1块。 提馏段理论塔板数的计算（交替使用气液平衡方程和提馏段操作线方程）：计算到则理论塔板数为N块。 有Excel计算结果见表3-1表4-1逐板法计算理论塔板数结果编号xy10.98390.992320.97050.985830.94970.975540.91830.959650.87270.935460.81070.900570.73290.852980.64470.793190.55560.7254100.47550.6570编号xy110.39820.5766120.31130.4819130.22610.3

26、755140.15300.2711150.09730.1817160.05850.1134170.03310.0659180.01720.0347由计算结果可知：全塔理论板层数为18块（包括再沸器），其中第10块板为进料板，精馏段塔板数为9块，提馏段塔板数为9块。4.5全塔效率和实际板层数根据奥康奈尔经验关联公式6计算全塔效率，该公式的使用范围为 (4-2) 式中, 全塔效率； 进料液在进料板与塔顶或塔底平均温度下的相对挥发度； 进料液在进料板与塔顶或塔底平均温度下的粘度，mPa·s。 (4-3)式中， 实际塔板数 理论塔板数 1.在精馏段中：； 因此， ； 2.在提馏段中：； 因此

27、， 所以，全塔所需实际塔板数： 全塔效率： 加料板位置在第：5 塔径计算5.1精馏段、提馏段气液相体积流量计算 已知： ， ， ， 1.精馏段：质量流量： 体积流量： 2.提馏段： 已知： ， ， ， 质量流量： 体积流量： 体积流率计算结果见表5-1表5-1 体积流率计算结果项 目符 号单 位计 算 数 据精馏段提馏段体积流率气相1.1611.198液相5.2空塔气速的计算由 ，安全系数=0.60.8，,式中C可由史密斯关联图查出。 1.精馏段： 横坐标数值：取板间距：；板上液层高度：；则 查化工原理下册P158史密斯图得所以 取安全系数为0.7， 圆整：，横截面积：空塔气速： 2.提馏段：

28、横坐标数值：取板间距：；板上液层高度：；则 查化工原理下册P158史密斯图得所以 取安全系数为0.7， 圆整：，横截面积：空塔气速： 塔径及空速等的计算结果见表5-2 表5-2 塔径及空塔气速等计算结果项 目符 号单 位计 算 数 据精馏段提馏段塔截面积1.131.13圆整后的塔径1.201.20实际空塔气速1.0271.0605.3溢流装置 1.堰长 取 出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度按下式计算 (近似去E=1) （5-1）精馏段： 提馏段： 2.弓形降液管的宽度和截面已知，通过查化工原理下册P163图3-2得，,则：，验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间，故降液管可以使用

29、3.降液管底隙高度精馏段： 取降液管底隙的流速，则，取提馏段：取降液管底隙的流速，则，取5.4塔板分布、浮阀数目与排列1.塔板分布本设计塔径D=1.2m，采用分块式塔板，塔板分3块，以便通过人孔装拆塔板。2.浮阀数目与排列取浮阀的直径为39mm。精馏段：取阀孔动能因子,则孔速为：每层塔板上浮阀数目为： 取边缘区宽度,破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即： (4-2)其中 所以 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距。则排间距： 因为塔的直径较大，采用的是分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用92mm，而应小些，故，按， ，以等腰三角形叉排方式

30、作图，排得阀数为124个。 按N=124重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率提馏段：取阀孔动能因子,则孔速为：每层塔板上浮阀数目为： 按，估算排间距： 取，排得阀数为124个。 按N=124重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率 6 塔板流体力学计算6.1气相通过浮阀塔板的压降 可根据下式计算塔板压降： （6-1） （6-2）6.1.1精馏段浮阀塔板的流体力学验算1. 干板阻力 因，故2. 板上充气液层阻力取，则3. 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为： 6.1.2提馏段浮阀塔板的流体力学验算1. 干板阻