甲醇与水浮阀精馏塔设计

课程设计任务书课程名称：化工原理课程设计设计题目：甲醇-水浮法精馏塔的设计学生姓名：郭庆专业：生物制药班级：生药1201设计日期：2014-11-14至2014-12-12设计任务：甲醇-水体系设计条件及任务：进料流量：F＝100kmol/h进料组成：Xf=0.45（摩尔分率）进料热状态：泡点进料要求塔顶产品浓度XD=0.9807要求塔底釜液浓度XW=0.0207塔顶压力：P=100kpa单板压降：不大于0.7kpa绪论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。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。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。本次的课程设计任务是甲醇和水的体系，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的，塔内装有若干层塔板或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。国内常用的浮阀有三种，即图1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB1118—68）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33g，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。图1浮阀（F1型）图2浮阀（a）V-4型，（b）T型摘要在这次课程设计任务中。主要是将所学的精馏部分知识应用到工程设计实际中去。本设计采用了筛板塔对甲醇-水进行分离提纯，塔板为不锈钢材料。通过对精馏塔的物料衡算可知：实际塔板数为25块，其中精馏段有18块，提馏段7块，塔径为1.0m，塔板间距0.40m，塔的实际高度为16.59m。最小回流比0.6699.，实际回流比选1.34。经过力学核算得：精馏段操作弹性为，精馏段操作弹性为。经计算条件符合，精馏塔设计成功。关键词：实际塔板数、塔径、塔板间距、最小回流比、操作弹性。第一章总体操作方案的确定1.1操作压强精馏可以常压，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=1.013×103KPa1.2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2倍。即：R=2Rmin1.3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。1.4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。第三章全塔物料衡算3．1物料衡算：联立两式得:D=44.72kmol/hW=55.28kmol/h第四章物性参数的计算4.1温度的确定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利用表中数据利用数值插值法确定进料温度塔顶温度塔底温度精馏段平均温度：提馏段平均温度：4.2密度的计算已知：利用上式计算混合液的密度得:塔顶温度：气相组成：进料温度：气相组成：塔底温度：气相组成：1>精馏段：液相组成：气相组成：所以：2>提馏段：液相组成：气相组成：所以：由不同温度下甲醇和水的密度：温度/甲醇水50760988.160751983.270743977.880734971.890725965.3100716958.4利用插值法求得在、、下的甲醇和水的密度（单位：kg/）又已知：原料甲醇的质量分数：塔顶甲醇的质量分数：塔底残液甲醇的质量分：由公式：得kg/m3（料液密度）kg/m3（溜出液密度）kg/m3（残液密度）所以：kg/m3kg/m3混合液体表面张力的计算：二元有机物—水溶液表面张力可用下列公式计算：注：式中，下脚标w、o、s分别代表水、有机物及表面部分；、指主体部分的分子数；、指主体部分的分子体积；、为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。由不同温度下甲醇和水的表面张力：温度/甲醇表面张力/水的表面张力/6019.366.27018.264.38017.462.69016.460.710015.558.8求得在、、下的甲醇和水的表面张力甲醇的表面张力：水的表面张力：塔顶表面张力：联立方程组：=>原料表面张力：联立方程组：=>塔底表面张力：联立方程组：=>1>精馏段的平均表面张力为：2>提馏段的平均表面张力为：4.4．混合物的粘度不同温度下甲醇和水粘度系数：温度/甲醇粘度系数/水粘度系数/600.350.479700.3060.414800.2770.362900.2510.3211000.2250.2881>精馏段粘度：2>提馏段粘度4.5．相对挥发度由、得由、得由、得精馏段的平均相对挥发度：提馏段的平均相对挥发度：第五章塔板数的确定5.1理论塔板数的求求及因泡点进料，所以q=1，在对角线点（0.45，0.45）作垂线即为q线，该线与相平衡曲线的交点（0.45，0.7678）就是最小回流比时操作线与相平衡曲线的交点，所以最小回流比为：

RmQUOTEQUOTE=0.6699=0.6699QUOTE5.2精馏段理论板数：精馏段操作线方程：QUOTEyn+1=RR+1精馏段平衡线方程：x=QUOTE由上而下逐板计算，自X0=0.9807开始到Xi首次超过Xq=0.45时止QUOTEy1y1=QUOTExDxD=0.9807QUOTEx1x1=0.9478QUOTEy2y2=0.9618QUOTEx2x2=0.9000QUOTEy3y3=0.9344QUOTEx3x3=0.8358QUOTEy4y4=0.8977QUOTEx4x4=0.7582QUOTEy5y5=0.8532QUOTEx5x5=0.6750QUOTEy6y6=0.8056QUOTEx6x6=0.5969QUOTEy7y7=0.7609QUOTEx7x7=0.5321QUOTEy8y8=0.7238QUOTEx8x8=0.4836QUOTEy9y9=0.6960QUOTEx9x9=0.4500=5.3．提馏段理论板数：提馏段操作线：QUOTEyn+1=R+提馏段平衡线方程：：x=QUOTE已知=0.4500,由上而下计算，直到Xi首次越过Xw=0.0207时为止。QUOTEy10y10=0.6767QUOTEx10x10=0.2967QUOTEy11y11=0.4425QUOTEx11x11=0.1379QUOTEy12y12=0.1998QUOTEx12x12=0.0479QUOTEy13=0.0623y13=0.0623QUOTEx13=0.0132<所以全塔的理论板数：（包括再沸器）加料板为第10块理论板5.4实际塔板数确定：精馏段已知块同理：块全塔所需实际板数块全塔效率加料板为第10块第六章塔径的初步设计6.1汽液相体积流量的计算：①、精馏段精馏段液相平均分子量：精馏段气相平均分子量：液相密度：气相密度：液相流量：气相流量：②提馏段提馏段液相平均分子量：提馏段气相平均分子量：液相密度：气相密度：液相流量：气相流量：6.2塔径的计算塔板间距与塔径的关系塔径/D，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距/HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600精馏段欲求塔径应先求出空塔气速u＝安全系数×umax取塔板间距=0.4m，板上液层高度，那么分离空间：-=0.4-0.05=0.35m从史密斯关联图[2]查出：，由于圆整得D=1m塔截面积：实际空塔气速：②提馏段功能参数：取塔板间距=0.4m，板上液层高度，那么分离空间：-=0.4-0.05=0.35m从史密斯关联图查得：，由于圆整取：D'=1m塔截面积：空塔气速：6.3溢流装置计算选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。取堰长,E=1.0hw＝hL－how其中得how=0.006748mhow‘=0.01872mhw=0.06325mhw,=0.05128m6.4弓形降液管宽度和截面积Af查图知[2]验算液体在降液管内停留时间精馏段：停留时间>5s故降液管尺寸可用提镏段：停留时间>5s故降液管尺寸可用。6.5降液管底隙高度则精馏段：提镏段：6.6塔板布置D≥100mm故塔板采用分层，查表塔板分为3块。边缘区宽度确定取6.7开孔区面积计算6.8筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为开孔率为筛孔数目n为精馏段气体通过阀孔的气速:提馏段气体通过阀孔的气速:第七章精馏塔的流体力学验算7.1塔板压降精馏段：=1\*GB3①干板压强降hc1U0c1=（73.1/ρV,M’）（1/1.825）=10.07m/su01>U0c1故∵=2\*GB3②液层阻力取板上液层充气程度因数ε=0.5，hL=0.05则hL1=ε×hL=0.5×0.07=0.025m液柱③则hp1=0.05+0.025=0.075m液柱气体通过每层塔板的压降△P=hp×ρL1×g=0.075×784.56×9.8=576.65pa<700pa提馏段：=1\*GB3①干板压强降hc1U0c2=（73.1/ρV,M’）（1/1.825）=11.65m/su02>U0c2故=2\*GB3②液层阻力取板上液层充气程度因数ε=0.5，hL=0.05则hL1=ε×hL=0.5×0.05=0.025m液柱③则hp1=0.04+0.025=0.065m液柱气体通过每层塔板的压降△P=hp2×ρL2×g=0.065×884.48×9.8=563.4pa<700pa淹塔精馏段：（1）hp1=0.075(2)(3)hL=0.05Hd1=0.075+0.0025+0.05=0.1275m取φ=0.5HT=0.4mhw=0.06325mΦ(HT+hw)=0.5×(0.06325+0.4)=0.2316m可见Hd1=0.1275<Φ(HT+hw)=0.257，符合防止淹塔的要求提馏段：（1）hp2=0.065(2)(3)hL=0.05Hd1=0.065+0.0058+0.05=0.1208m取φ=0.5HT/=0.4mhw/=0.05128Φ(HT/+hw/)=0.5×(0.05128+0.4)=0.2256m可见Hd1=0.1208<Φ(HT/+hw/)=0.256，符合防止淹塔的要求7.3雾沫夹带泛点率ZL=D-2Wd=1-20.15=0.7mAb=AT-2Af=0.785-20.102=0.581m2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0.103;K——特性系数，查表取1.0.由上代入数据得：精馏段泛点率F2=55.7%提馏段泛点率F1=32.9%∵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ev<0.1kg液/kg(干气)的要求。7.4塔顶负荷性能图7.4.1雾沫夹带线精馏段取F1=0.8得Vs=1.189-25.73Ls提溜段取F2=0.8得Vs/=1.419-30.71Ls/7.4.2液泛线精馏段代入数据得提馏段代入数据得液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限漏液线取F0=5精馏段提馏段液相负荷下线取E=1.0(Ls)min=0.00055m3/s7.4.6操作负荷线①由以上各线的方程式，可画出图塔的精馏段操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.0005952，0.8164)在正常的操作范围内。过圆点连接OP作出操作线.由塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）操作弹性Vmax=1.99107,Vmin=0.491操作弹性=Vmax/Vmin=1.99107/0.491=4.055>3∴此设计符合要求。②操作负荷线由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P’(0.001071,0.8492)在正常的操作范围内。过圆点连接OP’作出操作线.由塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P’（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）操作弹性Vmax=2.73,Vmin=0.45075操作弹性=Vmax/Vmin=2.73/0.45075=6.0566>3∴此设计符合要求。第八章塔总高度计算塔顶封头本设计采用椭圆形封头，直径DN=1000mm曲面高度h1=250mm直边高度h2=40mmA=1.2096V=0.1623H1=h1+h2=290mm塔顶空间间距Ha=HT=2×0.4=0.8取塔顶空间1.1m塔底空间人孔D≥1000mmNp=25需设置4个人孔孔直径450mmHp=600mm进料板间距HF=700mm裙座内径>800mm,故裙座壁厚取16mm基础环内径Dbi=(1000+2×16)-0.4×103=732mm基础环外径Dbo=(1000+2×16)+0.4×103=1332mm圆整后Dbi=800mmDbo=1500mm裙座高H2=3m塔高=(25-1-3-1)×0.4+1×0.70+4×0.60+1.1+1.7+0.29+3=16.59m第九章塔的接管9.1进料管采用直管进料，管径为查的选取φ38mm×3mm规格的热轧无缝钢管。9.2回流管直管回流，取查的选取φ38mm3mm规格的热轧无缝钢管。9.3塔顶蒸汽出料管采用直管出料，取则查的选取φ377mm12mm规格的热轧无缝管。塔底蒸汽出料管取=10m/s查的选取φ273mm10mm规格的热轧无缝钢管。第十章热量衡算10.1比热容及汽化热的计算塔顶温度tD下的比热容，对于甲醇，在tD=65.04℃，利用插值法：同理可分别求出：(2)进料塔温度tF=74.07℃时，比热容(3)塔底温度tw=97.23℃时，比热容(4)塔顶温度下的汽化潜热根据内插法：TD=65.04℃10.2热量衡算（1）0℃时塔顶上升的热量，塔顶0℃为基准（2）回流液的热量(3)塔顶馏出液热量(4)进料热(5)塔底残液热(6)冷凝管消耗热(7)再沸器提供热：塔釜热损失10%。即即实际热负荷：计算得：第十一章塔的附属设备计算11.1冷凝器取k=2926kJ/(m3.h.℃）出料液温度65.04℃（饱和气）→65.04℃（饱和液）冷却水20℃→35℃∆t1=44.7∆t2=29.7Qc=2668125.4kJ/h取安全系数1.04A=24.8×1.04=25.8m2选择BES500-1.6-26-3/254Ⅱ浮头式换热器11.2再沸器取k=2926kJ/(m3.h.℃）料液温度97.23℃（饱和气）→100℃（饱和液）水蒸气温度120℃→120℃∆t1=23.7℃∆t2=20℃QB=32867654.9kJ/h取安全系数1.04A=515.3×1.04=535.9m2选择BES1400-1.6-543-6/254Ⅱ浮头式换热器第十二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θ，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1.00.4单溢流弓形降液管181.0400.650.063250.050.055256011.55120.10.080576.6535.90.060.050.15955.71.991070.4914.0551.00.4单溢流弓形降液管71.0820.650.051280.050.043285413.19120.10.089563.419.90.060.050.158．232.92.730.450756.0566第十二章设计感想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，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WORD、EXCEL、CAD的操作。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。主要符号说明符号意义单位安全系数-表面张力mN/mhw′凹