设计一台分离甲醇-乙醇板式精馏塔.111

1、化工原理课程设计题目：甲醇-乙醇溶液分离的常压浮阀精馏塔的设计设计者： 学号： 班级： 指导老师： 目录课程设计任务书2绪论31.设计方案的确定及工艺流程的说明51.1 流程示意图51.2 流程和方案的说明及论述51.2.1流程的说明51.2.2 设计方案确定52.精馏塔的工艺计算72.1 精馏塔的物料衡算72.1.1 物料衡算72.1.2 相对挥发度的计算72.2 塔板数的确定72.2.1 理论板数的计算72.2.2 精馏塔实际塔板数的计算82.3 塔的工艺条件及物性数据计算82.3.1 混合液平均摩尔质量计算82.3.2 平均密度计算82.3.3 液体平均表面张力92.3.4 提馏气液相体

2、积流量92.4 塔体工艺尺寸计算92.4.1 精馏段塔径计算92.4.2 精馏塔高度计算112.4.3 溢流装置计算112.5 塔板负荷性能112.5.1浮阀计算及其排列112.6 塔板流体性能校核122.6.1泡沫夹带量校核122.6.2塔板阻力计算132.6.3降液管液面校对132.6.4液体在降液管内停留时间校核142.6.5 严重漏液校核142.6.6塔板负荷性能图152.7 换热器的计算162.7.1原料预热器162.7.2塔顶冷凝器162.7.3塔底再沸器162.7.4贮罐体积计算162.7.5进料罐线直径173.设备结果汇总表204.主要参考文献215.设计感想216.致谢22绪

3、 论精馏过程的基础是传质，即在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱

4、吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。 () 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。() 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。

5、在本次设计中,我们进行的是乙醇水二元物系的精馏分离，我们采用的精馏装置有精馏塔,冷凝器等设备,热量从塔釜输入,物料在塔内进行精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走,为了减少热量,能量的损失,我们在进料前设置了节能器,把塔底热产品先与进料进行热交换,然后再冷却.最后完成传热传质. 塔顶冷凝装置采用全凝器，以便于准确控制回流比。塔底再沸器采用饱和蒸汽直接加热，提供釜液再沸时所需热量。 辅助设备主要进行的有泵的选取，各处接管尺寸的计算并选型，同时考虑各处费用的节省等。 课程设计任务书一、设计题目：分离甲醇乙醇浮阀精馏塔的设计二、设计要求工艺条件与数据（1） 原料液含甲醇79%（质量，下同）；

6、含乙醇21%（2） 馏出液含甲醇99%，残留液含甲醇2%；（3） 处理量3000kg/h；（4） 料液可视为理想溶液，塔效率0.8；（5） 常压操作，泡点进料。三、设计内容1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定；2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算；4、塔板的流体力学运算；5、塔板的负荷性能图的绘制；6、精馏塔接管尺寸计算；7、绘制带控制点的生产工艺流程图；8、绘制主体设备图。四、设计说明书1封面2.设计任务书3.目录4.绪论5.设计方案简介6.装置设备的工艺计算：物料与热量衡算，主要设备尺寸计算7.辅助设备的选择8.设计结果一览表9.参考文献10.附图11

7、.主要符号说明12.结束语设计方案的确定及工艺流程的说明1.1 流程示意图 原料 冷凝器塔顶产品冷却器甲醇的储罐甲醇 回流 原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器乙醇的储罐乙醇 1.2 流程的说明及方案的确定1.2.1 流程的说明 首先，甲醇和乙醇的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，

8、其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成甲醇和乙醇的分离。1.2.2设计方案的确定1.操作压力精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计甲醇和乙醇为一般物料因此，采用常压操作。2.进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热

9、气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料，即q=1。3.加热方式精馏塔釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大，便可以采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而

10、塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。4.冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。5.热能利用精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上述设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。6.精馏原理 精馏过程的基础依然是混合液组分间挥发度的差异，而塔内的气、液“回流”则是沿塔高不断进行气、液传质实现精馏的必要条

11、件。沿塔流动的气、液相每经过一块塔板都将发生一次气相的部分冷凝和液相的部分气化，气、液相组成随之发生一次改变，使气相中轻组分得到一次增浓，液相中重组分得到一次增浓。其结果最终可在塔顶得到轻组分含量很高的蒸气相（馏出液）产品，而在塔底得到重组分含量很高的釜液产品，从而实现混合液体的高纯度分离.7. 板式塔作用原理板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内沿塔高装有若干层塔板，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。与填料塔相比，板式塔具有压降较大；空塔气速

12、较大；较稳定，效率较高；持液量较大；液气比适应范围较大；安装检修较容易；大直径时造价较低等优点。8. 浮阀塔浮阀塔是板式塔的一种，是在泡罩塔和筛孔塔的基础上发展形成的。自20世纪50年代问世后，迅速在石油化工行业得到推广，至今仍为应用最广的塔板结构。在塔板上按一定方式开有若干个阀孔，将浮阀本身带有的几根阀腿插入阀孔后，再将阀腿的底脚旋转90，用以限制浮阀开度同时防止阀片被气体吹走。阀片周边有几个冲出的略向下弯的定距片，静止时，浮阀靠定距片与塔板点接触坐落在阀孔上，可避免停工后阀片与板面间的粘连。操作时，由阀孔上升的气流经阀片与塔板间隙沿水平方向进入液层，可增加气液两相的接触时间；浮阀的开度随气

13、量变化，在低气量时，开度较小，气体仍能以足够的气速通过缝隙，可避免漏液现象的发生；在高气量时，阀片自动浮动，开度较大，使气速不致过大，从而可避免过量液沫夹带现象的发生。因此，浮阀塔具有性能稳定、操作弹性大、塔板效率高的优点。2.精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1物料衡算：甲醇的摩尔质量：MA =32.04kg/kmol乙醇的摩尔质量：MB =46.07kg/kmol馏出液的平均摩尔质量MF=32.04*0.844+（1-0.844）*46.07=34.23 kg/kmol料液中甲醇的摩尔分数：xF =0.79/32.04/（0.79/32.04+0.21/46.07）=0.844

14、0塔顶产品甲醇的摩尔分数：xD=0.99/32.04/（0.99/32.04+0.01/46.07）=0.993塔底产品甲醇的摩尔分数：xW=0.02/32.04/（0.02/32.04+0.98/46.07）=2.85% F=3000/34.23=87.34kmol/h总物料衡算：F=D+W 苯的物料衡算：F*xF=D*xD+W*xW 联立式得：D=74.10kmol/h W=13.54kmol/h2.1.2 相对挥发度的计算：T=337.9K时，PA=101.3KPa , PB=57.43KPa . 1=PA/PB=101.3/57.43=1.764T=351.6K时, PA=168.2K

15、Pa , PB=101.3KPa . 2=PA/PB=168.2/101.3=1.66则 =1.712.2塔板数的确定2.2.1理论板层数的求算(1)平衡线方程的求算 汽液相平衡方程式： (2)q线方程进料状态由五种，即过冷液体进料（q>1),饱和液体进料（q1），气液混合进料（1>q>0)和过热蒸汽进料(q<0)，本设计选用的为泡点进料，故q=1。最小回流比 xp=xF=0.8440 , yp=1.71xF/(1+0.71xF) 由两式得：yp=0.9025 , Rmin=(xD-yp)/(yp-xp)=1.65 R=(1.12.0)Rmin=2.5 (3) 精馏段液

16、相流量：L=RD=2.5×74.10=185.25kmol/h 精馏段气相流量：V=L+D=185.25+74.10=239.35kmol/h 精馏段操作线方程：y=0.714x+0.284 提馏段液相流量：L'=L+ q*F=185.25+1×87.64=272.89kmol/h 提馏段气相流量：V'=V+ (q-1) *F=239.35Kmol/h 汽相回流比：R'=V'/=18.4 提馏段操作线方程：y=1.052x-0.0015(4)理论塔板数的确定先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下： y1=xD=0.993x1=0.98

17、8 y2=0.990x2=0.983 y3=0.987x3=0.978 y4=0.983x4=0.971 y5=0.978x5=0.963 y6=0.973x6=0.955 y7=0.967x7=0.945 y8=0.960x8=0.933 y9=0.951x9=0.919 y10=0.941x10=0.903 y11=0.929x11=0.884 y12=0.916x12=0.864 y13=0.902x13=0.843xF交替由相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下：y14=0.885x14=0.818y15=0.859x15=0.781y16=0.820x16=0.727y17=0.763

18、x17=0.653y18=0.685x18=0.559y19=0.587x19=0.454y20=0.476x20=0.347y21=0.364x21=0.251y22=0.263x22=0.173y23=0.180x23=0.114y24=0.118x24=0.073y25=0.075x25=0.045y26=0.046x26=0.028xW故理论板为26块，精馏板为12块，第13块为进料板。2.2.2 精馏塔实际塔板数的计算 实际塔板数N实=N理/ET=26/0.8=332.3 塔的工艺条件及物性数据计算2.3.1 混合液的平均摩尔质量计算 进料板的甲醇的摩尔分数为：x=0.844 y=0

19、.9204 =0.993*32.04+(1-0.993)*46.07=33.16kg/kmol=0.844*32.04+(1-0.844)*46.07=34.23kg/kmol塔底甲醇的摩尔分数为： x=0.0285 y=0.0478Mlwm=0.0285*32.04+(1-0.0285)*46.07=45.67kg/kmolMvwm=0.0478*32.04+(1-0.0478)*46.07=45.40kg/kmol平均摩尔质量： =(33.16+45.40)/2=39.28kg/kmol=(34.23+45.67)/2=39.95kg/kmol 2.3.2平均密度计算 1.气相平均密度计算

20、 由理想气体状态方程计算，即 Pvm=MP/RT=2.46kg/m3 2.液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 (1)塔顶液相平均密度的计算 由tD64.7，查手册得 , 从而 (2)进料板液相平均密度的计算 由tF78.4，查手册得 精馏段液相平均密度为2.3.3 液体的平均表面张力塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD64.7，查手册得 A=18.9 m N/m B=18.8 m N/mLDm=0.99×18.9+(1-0.99)×18.8=18.90 mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由 tF78.4，查手册得 A=17.6 m N/m B=17.4 mN/

21、mLFm=0.0285×17.6+(1-0.0285)×17.4=17.40 mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=（18.90+17.40）/2=18.15 mN/m2.3.4 精馏塔的汽、液相负荷 L=RD=2.574.10=185.25kmol/hV=（R+1）D=(2.5+1) 74.10=259.35 kmol/hL'=L+ q*F=185.25+1×87.64=272.89kmol/hV´=V=239.35 kmol/h 2.4 塔体工艺尺寸计算2.4.1 精馏段塔径计算 239.35*39.24/3600*2.46=1.06 m3

22、/sL*L/(V*V)=0.0028×755.22/（1.06×2.46）=0.811,取板间距HT=0.3ml 查上图得 C20=0.035 取安全系数为0.75，则空塔气速为 u = 0.75×umax0.75×0.6000.450m/sDT =VS/0.785u =1.732m可取塔径D1.732m, 塔截面积为AT=0.785D2=0.785×3.00 =2.356m2 u=VS/AT=1.06/2.356=0.450 m/s2.4.2 精馏塔高度计算精馏段有效高度为 Z精=( N精-1)HT=(15-1) ×0.3=4.2

23、m提馏段有效高度为 Z提=( N提-1)HT=(18-1) ×0.3=5.1m故精馏塔的有效高度为 Z= Z精+ Z提=4.2m+5.1m=9.3m 2.4.3 溢流装置的计算 降管液的尺寸： 降液管宽度： 选取hb=0.04m 溢流堰尺寸： 堰上液头高how, 取E=1 堰高： 2.5 塔板负荷性能2.5.1 浮阀计算及其排列（1） 浮阀数 选取F1型浮阀，阀孔直径d0=0.039m 根据表54选择单流型 初取F0=11 , 则 浮阀数： （2）排列方式 取塔板上液体进，出口安定区宽度 取边缘区宽度bc=0.05m 根据估算提供孔心距进行布孔，按t=75mm进行布孔，实排阀数n=1

24、63 阀孔气速 动能因子 塔板开孔率 2.6 塔板的流体性能的校核2.6.1泡沫夹带量校核 为控制液沫夹带量eV过大，应使泛点F10.80.82 浮阀塔板泛点率计算如下： 由塔板上气相密度及板间距HT=0.45m查图526（泛点荷因数）得系数GF=0.128,根据表511（物性系数）所提供的数据，取k=1塔板液流道长ZL=D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m)液流面积 故得： 故不会产生过量的液沫夹带2.6.2塔板阻力计算 （1）干板阻力h0 临界孔速 阀孔u0大于其临界孔阀气速u0c,故应在浮阀全开状态计算干板阻力。 （2） 塔板清液层阻力 hl (m) (3)克服表面张力所造成阻

25、力 由以上三阻力之和求得塔板阻力hf: 2.6.3降液管液面校对 流体流过降液管底隙的阻力： 浮阀塔板上液面落差较小可以忽略，则降液管内清液层高度： 取降液管中泡沫层相对密度，则可求降液管中泡沫层高度： 而，故不会发生降液管液泛。2.6.4液体在降液管内停留时间校核 应保证液体在降液管内的停留时间大于3S5S，才能保证液体所夹带的气 体的释放。 故所夹带气体可以释出 2.6.5严重漏液校核 当阀孔的动能因子F0=5的相应孔流气速： 稳定系数 故不会发生严重漏液2.6.6塔板负荷性能图 （1）过量液沫夹带线关系式 根据前面液沫夹带的校核选择F1=0.8 则有 由此两点作过量液夹带线（a) (2)

26、液相下限线关系式 对于平直堰，其堰上液头高度how必须大于0.006m。 取how=0.006m，即可以确定液相流量的下限线 取E=1.0，代人lw=0.98 该线为垂直轴的直线，记为（b) (3)严重漏液线关系式： 因动能因子F0<5时，会发生严重漏液，故取F0=5,计算相应气体流 量： 该线为平行轴的直线，为漏液线，也称为气相下限线，记（c)(4)液相上限线关系式： 降液的最大流量为： 该线为平行轴的直线，记为（d)(5)降液管液泛关系式： 根据降液管液泛的条件，得以下将液管液泛工况下的关系： 或 即 10 20 30 40 50 60 6133.7 590.75 566.2 538

27、.3 506.06 468.1 操作弹性 适宜裕度=46.9%2.7换热器的计算2.7.1原料预热器： 设加热原料温度由10加热到104 则 2.7.2塔顶冷凝器： R苯=390kJ/kg 2.7.3塔底再沸器： 2.7.4贮罐的体积计算：由化工单元过程及设备课程设计查得在0.11MPa下，塔顶采量 D=7394kmol/h 故 设冷凝液停留20min，补充系数 则贮罐容积估算结果表：位号名称停留时间容量/ m3V-101原料中间罐20min13V-102 回流罐10min7V-103塔顶产品罐24h937V-104塔底产品罐24h9372.7.5进料罐线管径选择原液流速： u=0.5m/s管

28、线直径： 选取管材，其内径为0.121m 其实际流速为： u=10471/(3600*798*0.785*0.09162)=0.5m/s3.设计结果汇总表表二 提留段塔板设计结果汇总表塔板主要结构参数数据塔板主要流动参数数据塔径 m塔板间距 堰长 lw堰宽 堰高 hw入口堰高底隙 hb塔截面积AT降液管面积有效传质区Aa开孔面积 气相流通面积阀孔直径 阀孔数 n开孔率 孔心距 t边缘区宽 塔板厚 S安定区宽排列方式4.9m0.3m0.98m0.2001m0.045m无0.04m0.0877m15.90m0.135m1.020m0.215m1.405m0.039m1630.1260.0809m0.050m0.075m错排流动方式液体流量 气体流量 qVVh液泛气速 空塔气速 u降液管内流速 ud底隙流速 泛点率 F1溢流强度 堰上头液高度 hOW塔板阻力 降液管内液体层高度Hd降液管内液沫层高度 Hd/降液管液体停留时间阀孔气速阀孔动能因子 F0漏液点气速稳定系数K最大气相流量最大气相流量（qVVh)min单流型1083.05mol/h1516.27mol/h1.35m/s0.3715m/s0.27520.053m/s0.184m/s0.73926.55m3/(m