甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计0902062010

1、合肥学院Hefei University食品工程原理课程设计甲醇-水溶液连续精微塔设计 生物与环境工程系专学业食品科学与工程号：0902062010姓 名：吴启指导教师：胡庆国老师2011年10 月14 日 TOC o 1-5 h z 第一章 中英文概要 5塔设备的类型 5板式塔与填料塔的比较及选型 5板式塔与填料塔的比较 5塔设备的选型6第二章概述 6设计依据 7技术来源 8设计内容 8第三章塔的工艺计算 9工艺过程 9物料衡算 9最小回流比及操作回流比的确定 9精储段和提储段操作线的确定 11理论及实际塔板数的确定 11塔的结构设计 12精微塔塔径的计算 17精微塔有效高度的计算 19塔板

2、主要工艺尺寸的计算 19溢流装置计算 20降液管 20降液管高度和截面积20降液管底隙高度21塔板布置 21塔板的分块 21边缘区宽度确定 22开孔区面积计算 24浮阀塔计算及其排列 25流体力学演算 26气体通过浮塔塔板降 26漏液验算 27液泛验算 28雾沫夹带验算 28液体在降液管内的停留时间 28第四章操作性能负荷图 30气相负荷下限线 30过量雾沫夹带线 30液相负荷下限线 30液泛负荷上限线 30液泛线 30操作性能负荷图 31第五章 各接管尺寸的确定 31进料管 31回流液 32塔顶上升蒸汽管 32塔釜出料管 32冷凝水管 32第六章 辅助设备的计算及选型 33冷凝器的热负荷 3

3、3冉沸器的热负荷 33第七章结果计算一览表 34第八章工艺流程图 35第九章板式塔的结构与附属设备 359.1塔体结构 3537第十章泵的选用 36心得体会 TOC o 1-5 h z 附录 37参考文献 39致谢 39第一章 中英文概要设计一座连续浮阀塔， 通过对原料， 产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。首先根据设计任务，确定操作条件。比如：操作压力的确定、进料状态等的确定。然后设计工艺流程草图。根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。 最后计算塔的工艺尺寸、 浮阀的流体力学演算、

4、塔板的负荷性能， 最后根据计算选择合适的辅助设备。The design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the carbinol-water distillation process and equ

5、ipment design theme. At first,according to the designing task to determine the conduction of the operation,for example,determine the power on the operation,the state of feeding,the draft of the distillation process.On the basis of the program,determining the specific paramiters,then the whole design

6、 can be determined.At last,design the process size of the tower,theloadingcapability of the tower board,then choose the auxiliary epuipment according to the design.塔设备的类型塔设备是化工， 石油化工， 生物化工， 制药等生产过程中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板， 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，气相为分散相，液相为连

7、续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。板式塔与填料塔的比较及选型板式塔与填料塔的比较生产能力单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。 分离效率研究表明，在减压，常压和低压操作下，填料塔的分离效率明显低于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔的。 压力降一般情况下 ， 板式塔的每个理论级压 降约在 0.41.1kPa ， 填料塔 约为0.010.27kPa ， 通常， 板式塔的压降高于填料塔5倍左右。 压降低不仅能降低操作费用，节约能耗。对于精馏过程，可使塔釜温度降低，有利于热敏性物系的分离。 操作弹性填料塔的操作弹性取决于塔内件的设计，而板式塔的操作弹性则受到

8、塔板液泛，液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。 结构、制造及造价等一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造，维修也较为方面，但填料塔的造价通常高于板式塔塔设备的选型工业上， 塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。 传统的设计中， 蒸馏过程多选用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。第二章 概述甲醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求甲醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水甲醇，这是很有困难的，因为甲醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的甲醇很困难。要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。 精

9、馏是多数分离过程， 即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程， 因此可使混合液得到几乎完全的分离。 化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行， 塔内装有若干层塔板和充填一定高度的填料。 为实现精馏分离操作， 除精馏塔外， 还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。 可知， 单有精馏塔还不能完成精馏操作， 还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器， 有时还要配原料液预热器， 回流 液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用， 由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式， 但最常用的是F

10、1 型和 V-4 型。 F1 型浮阀的结构简单， 制造方便，节省材料， 性能良好， 广泛应用在化工及炼油生产中， 现已列入部颁标准（ JB168-68）内， F1 型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点： 1，生产能力大。2，操作弹性大。3，塔板效率高。4，气体压强降及液面落差较小。5 ，塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统， 但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统， 浮阀塔也能正常操作。设计依据课程设计方案选定所涉及的主要内容有： 操作压力， 进料状况， 加热方式及其热能的利用。1）操作压力精馏可在常压，加

11、压或减压下进行，确定操作压力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。一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度， 有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用， 或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提高操作压力还可提高塔的处理能力，但增加塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度也有所下降。降低操作压力，组分的相对挥发度增大，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低温位的加热剂。 但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度降低， 且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用。故我们采用塔顶压

12、力为常压进行操作。2）进料状况进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，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。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。但泡点进料需预热，热耗很大。在此次设计中,我们选用30 C冷夜进料。3）加热方式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，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物， 往往可采用直接蒸汽加热方式， 即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。 这样操作费用和设备费用均可降低。 但在塔顶轻组分回收率一定时， 由 于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔

13、板数略有增加。综合考虑，我们采用间接蒸汽加热的方式4）热能的利用蒸储过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器 的能量仅有5%fc右被有效利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的，但其能位较低， 不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术， 提高温度后再用于加热釜液。止匕外，通过蒸储系统的合理设置，也可取得节能的效果。 例如，可采用设置中间再沸器和中间冷凝器的流程。技术来源目前，精储塔的设计方法以严格计算为主， 也有一些简化的模型，但是严格计算 法对于连续精储塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。设计内容食品工程原理课程设计任务

14、书一、设计题目甲醇-水溶液连续精储塔设计二、设计任务及操作条件.设计任务生产能力（进料量）17500吨/年操作周期7920 小时/年进料组成 30%（质量分率，下同）塔顶产品组成 92.5%塔底产品组成1.0%.操作条件操作压力塔顶为常压进料热状态泡点进料加热方式间接蒸汽.填料的选择 自选.厂址 合肥三、设计内容.设计方案的选择及流程说明.生产条件确定和说明.塔体工艺尺寸设计(1)塔径的确定(2)填料层高度的确定(3)填料层压降的计算.辅助设备选型与计算.设计结果汇总.工艺流程图及填料精储塔主体设备图.设计评述第三章塔的工艺计算工艺过程物料衡算M=32.04*0.1942+18.015*(1-

15、0.1942)=20.74g/molM=32.04*0.874=18,015* (1-0.874 ) =30.27g/mol原料处理量 F=17500/(330*24*20.74)=106.54kmol/h4=Xd*D/(X f*F)=99%则可得：D=23.44kmol/hF=D+W .W=F-D=83.1kmol/hX*F=Xd*D+W*XwXw= (Xf*F-XD*D) /W=(0.1942*106.54-0.874*23.44)/83.1=0.002449F106.54kmol/hXf0.1942D23.44kmol/hXd0.874W83.1kmol/hXw0.0024493.1.2

16、最小回流比及操作回流比的确定1.物系相平衡数据a.基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水HO18.015373.15K273.15K甲醇CHOH32.040337.85K176.15Kb.常压下甲醇和水的气液平衡表（t xy）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

17、.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.752.确定回流比 y x 1 y根据甲醇一水气液平衡组成表和相对挥发度公式厂G,amn/a1*a2*a3an o ax计算得 a =4.83，平衡线万程为：y=1+( a-1)x =4.83x/(1+3.83x)xf= (0.3/32.04 ) / (0.3/32.04+0.7/18.015 ) =0.1942 xd= (0.925/32.04 ) /(0.925/32.04+0.075/18.015)=

18、0.874 泡点进料所以xq=xF=0.1942,带入平衡线方程得yq=0.5379. Rmin= (xyq) / (yq-xq) = (0.874-0.5379 ) / (0.5379-0.1942 ) =0.9779 贝U R=1.6Rmin=1.6*0.9779=1.56463.1.3精储段和提储段操作线的确定精微段操作线方程：y= R x +XD- =0.6101x+0.3408R+1R+1y _LX WX提储段操作线方程为： V, V, W =2.3824x-0.0033853.1.4理论及实际塔板数的确定1.理论塔板数作图如下理论塔板数图理论需要10块板也可计算如下：由上而下逐板计

19、算，自Xo=0.874开始到X首次低于Xf=0.1942时止操作线上的点(X=0.874,Y 1=0.874)(X平衡线上的点1=0.5895, Y 1=0.874)(X=0.5895,Y 2=0.7005)(X=0.3263,Y 3=0.5399)(Xb=0.1955,Y 4=0.4601 )(X2=0.3263,Y 2=0.7005)(X3=0.1955,Y 1=0.5399)(X4=0.1450,Y 4=0.4601 )因为X4时首次出现Xi X，故第4块理论版为加料版，精储段共有 3块理论板。提馏段理论板数已知X=0.1450,由上而下计算，直到 X首次越过X=0.002449时为止操

20、作线上的点X4=0.1450,Y 5=0.3421 )X5=0.09719,Y6=0.2282)X6=0.05768,Y7=0.1340)X7=0.03104,Y8=0.07056)X8=0.01547,Y9=0.03347)X9=0.007119,Y10=0.01358)X10=0.002842,Y 11=0.003386)X5=0.09719,Y 5=0.3421 )X6=0.05768,Y 6=0.2282 )X7=0.03104,Y7=0.1340)X8=0.01547,Y8=0.07056)X9=0.007119,Y9=0.03347)X10=0.002842,Y 10=0.0135

21、8)X11=0.0007029,Y 11=003386)由于到Xii首次出现X 5s提储段：0.02778*0.25/0.0008379=8.2886 5s说明设计合理降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速 u0=0.08m/sh0=Ls/(lw* u0)=0.0002894/(0.462*0.08)=0.00783mhw- h 0=0.04512-0.00783=0.03729m=32.79mm6mm 设计合理塔板布置塔板的分块由于D较小所以不需采用分块式% /mmUl mmL j /miTiWj /mmA Mmdi28i, 4dJ,4C,必；dP 30,自3附I5&D0,. S510

22、5 55004:53S1. &61*凡7013乱4山的y355. 574.?Q. 75K4.-00.眦, 6Jjf?. ZS8.8(； 8jO225. SQ. Illg340. 6MH色神115 70.035 2m粉.i咯一弧防HS.fiCd 6触口5660. 282397. 675. ?(L JO196.4n. 帏 9 r12子90L1口 t 752西10s OSD 34 6九4107M 8032轨?0. 1 ifi 40 0. B64. 8157.50.040 943九274/2d2 HL gCW g7006680.3841叱6-89s 5& TO及札E0sG71 95011i)70 75

23、0.093 4127.fiCa SO4G2. 1C. 1 ?! 2I锚，sma0. 150012.3立 042 349见28G.2(L篇2H3. 36 456 37楣0. 5035富. 6102. a371, 30.0738575124(jB 2549.7363m/s2 vU2 Lg =5.34X1.00302 X 10.48597 (2X828.0923X9.81 )=0.03625m 液柱液层阻力图4-16 充气系数月和动能因子K间的关系【12】（常用化工单元设备的设计 P125）Fa=ua* p v05ua=Vs/(At-Af)=0.465/(0.3847-0.02778)=1.3028

24、所以Fa以.3048,查得充气系数=0.609,有：hi=X hi=0.609X0. 05=0.03045m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=0.03625+0.03045=0.0667m常板压降P_h gp p Lg =0.0667 X 828.0923 X 9.81=541.8432Pa 6 阀孔动能因数变化不大，仍在 912范围内。淹塔(液泛校核)为防止淹塔现象的发生，要求控制降液管的清液层高度HdHd符合防止淹塔的条件雾沫夹带验算Vs 31.36 LsIlL LV泛点率=KC F Ab100%l l=D-2W=1-2 0.

25、0868=0.5264mA=A-2Af =0.3847-2 0.02778=0.32914式中：l l板上液体流经长度，m;a b板上液流面积，m；Cf泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.07K 特性系数，查下表，取 1.0.液体在降液管中的停留时间依下式验算液体在降液管中的停留时间：3600AfHt 35Lh精微段：0.02778*0.25/0.0002894=23.998s 5s提储段：0.02778*0.25/0.0008379=8.2886 5s说明设计合理0t相密度的/OmDffl7-3法点负荷系SS【13】（化工设备的选择与工艺设计 P150）物性系数K*统物性系数K，泡沫，正

26、常系统1.0氟化物（如BF3,氟里昂）0.9中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生0.85苔）“泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）0.73叱重发泡系统（如甲乙酮装置）0.60“成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）0.30【14】（化工单元过程及设备课程设计 P171）泛点率=71.18%4000所以液体在管中的流动形式为湍流。!2Hf=Hf+H f=X (Eli+ Elei)/d + E 己 i(U 2/2g)选择泵的型号为：流量为12.5 m3/h ，扬程为12.5m。心得体会进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落， 对我自己而言两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结于下：对化工设计有了比较深刻的认

27、识， 在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行了计算， 而对参数之间的相互关联缺乏认识。 平常的学习总会有题设的条件， 省去了我们很多劳动， 但在设计中大量用到了物性数据是我们需要自己去查取的。 我学会了去互联网上查取这些数据， 如在中科院过程工程研究所的数据库中就有许多我们所需要的数据。设计中我学会了离开老师进行自主学习， 参看多本指导书， 还查阅了一些图书馆中的资料。 刚开始的时候真的是完全没有方向， 直到用了两周的时间慢慢的把这份设计做出来， 这样的设计让我从中获得了一些自信， 觉得专业还是学了不少东西的， 至少学会了一种研究的方法，将来工作中或学习遇到了什么困难或从未接触过的领域，

28、我也不再会感到畏惧。 因为我已经有了一定的自主研究的能力， 我能通过自学慢慢的将问题化解。设计帮助我更好的熟悉了WORDEXCEL CAD勺操作。平常天天用电脑上网，进行些娱乐活动， 真正这些实用的软件却触碰的很少， 虽然以前有学过但隔的时间也比较久了，大多都淡忘了。设计教会了我耐心， 很多地方都是需要先假设数据， 再验算， 不符合时再调整数据重新进行验算。 很多地方我都不得不重复的算上好几遍， 而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病，计算必须准确到位才能更快的完成设计任务。附录：标注：【 1】 （化学化工物性数据手册P3、 P559）【 2】 （ 化学化工物性数据手册P15、 P580）

29、【 3】 （ 化学化工物性数据手册P12、 P575） TOC o 1-5 h z 【 4】 （常用化工单元设备的设计P116）【 5】 （化工原理实验及课程设计P145）【 6】 （化工原理实验及课程设计P147）【 7】 （化工原理实验及课程设计P148）【 8】 （常用化工单元设备的设计P111）【 9】 （常用化工单元设备的设计P105）【 10】 （常用化工单元设备的设计P107）【 11】 （ 常用化工单元设备的设计P107）【 12】 （常用化工单元设备的设计P125）【 13】 （化工设备的选择与工艺设计P150）【14】 （化工单元过程及设备课程设计P171）符号说明：英文字

30、母Aa 塔板的开孔区面积，m2AfAo 筛孔区面积, m 2AC 负荷因子无因次hC2o-表面张力为20mN/m勺负荷因子H-do 筛孔直径Dev-液沫夹带量kg液/kg气ER 回流比RminM 平均摩尔质量kg/kmoltg 重力加速度9.81m/s 2hfFo 筛孔气相动能因子kg 1/2/（s.m 1/2）h降液管的截面积, m 2- 塔的截面积m2W 进口堰高度mm-板式塔高度m塔径 m总板效率最小回流比平均温度 塔板上鼓层高度m板上清液层高度m TOC o 1-5 h z hl 进口堰与降液管间的水平距离mhc 与干板压降相当的液柱高度mhd- 与液体流过降液管的压降相当的液注高度h1- 与板上液层阻力相当的液注高度mh。-与克服表面张力的压降相当的液注高度Hd