甲醇乙醇分离过程精馏塔设计.doc

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1、 课程设计说明书 （浮阀塔设计） 专 业： 班 级： 姓 名： 指导教师： 目录 一、设计方案与工艺流程图 4 二、基础数据 4 1、进料流量及组成 4 2、进料流量 5 三、物料横算 5 四、确定操作条件 5 1确定操作压力 5 2确定操作温度 5 五、确定q及最小回流比 6 六、理论板数与实际板数及适宜回流比 8 七、确定冷凝器与再

2、沸器的热负荷 9 冷凝器 9 再沸器 13 八、塔径的计算及板间距的确定 14 1汽、液相流率 14 2将以上求得的流率换成体积流率 15 3塔径的计算 16 九、堰及降液管的设计 17 1取堰长 17 2取堰宽及降液管面积 17 3、停留时间 17 4、堰高 18 5、降液管底端与塔板之间的距离 18 6、塔板布置及浮阀数目与排列 18 十、塔板流体力学验算 20 精馏段 20 提馏段 22 十一.塔板的负荷性能图 23 精馏段 23 精馏段 25 十二、主要接管尺寸的选取 28 1、进料管 28 2、回流管 28 3、釜液出口管 29 4、塔

3、顶蒸汽管 29 5、加热蒸汽管 29 化工原理课程设计任务书 姓名： 专业： 班级： 一、设计题目：浮阀塔的设计 二、设计任务：甲醇-乙醇分离过程精馏塔设计 三、设计条件： 处理量 项目 3.4万吨原料/年 进料组成 （质量分数）/% 甲醇 乙醇 36.3 63.7 分离要求 塔顶乙醇含量（摩尔分数） 塔底乙醇含量（摩尔分数） 年开工时间 7200h 完成日期 2011年4月10日 进料

4、状态 冷夜进料 四、设计的内容和要求： 序号 设计内容 要求 1 工艺计算 物料衡算，热量衡算，回流比，理论塔板数等 2 结构设计 塔高，塔经，溢流装置及塔板布置，接口管的尺寸等 3 流体力学验算 塔板负荷性能图 4 冷凝器的传热面积和冷却介质的用量计算 5 再沸器的传热面积和加热介质的用量计算 6 计算机辅助计算 将数据输入计算机，绘制负荷性能图 7 编写设计说明书 目录，设计任务书，设计计算及结果，流程图，参考资料等

5、 一、设计方案与工艺流程图 1、设计方案 本次课程设计的任务是设计乙醇精馏塔，塔型为浮阀塔，进料为两组分进料（甲醇、乙醇）。因为甲醇为轻组分乙醇为重组分，甲醇由塔顶蒸出，而乙醇则存在于塔底产品中。因此，可用一个塔进行精馏分离。 由于要分离的混合物各组分在常压下是液相，无法分离，因此必须在常压下进行蒸馏分离。同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不需汽相出料，故采用全凝器。 2、工艺流程图 　　　　　　　　 原料 再沸器 再沸器 捕集器 冷凝器 采出 接收收 冷凝器 捕

6、集器 二、基础数据 1、进料流量及组成 （1）将进料组成由质量分数转化为摩尔分数 2、进料流量平均分子质量: 、 物料组成 W=34000000/(46.0730024)=102.5kmol/h. (1)原料热力学状态 进料温度：20℃ (2)冷却介质及温度，加热介质及温度 冷却介质为水，加热介质为水蒸气 三、物料横算 其中： xW=0.03 则qnF=196.07kmol/h. 四、确定操作条件 1确定操作压力：P 28Kpa 2确定操作温度： 由t-X-Y图知：塔顶温度为65

7、.6摄氏度，塔底温度为77.8摄氏度如上图所示： 五、确定q及最小回流比 已知进料温度为20℃，由t-x-y得泡点温度70.6℃，则查得45.3℃（取进料温度和泡点温度的平均值）情况下对应甲醇乙醇的比热容分别为： 查得此时的甲醇乙醇的汽化潜热分别为 则 所以q线方程为 如图所示的操作线的图： 由q线方程与操作线方程可知其交点为 六、理论板数与实际板数及适宜回流比 由吉利兰求理论板数，先求出最小理论板数，再根据吉利兰关系式求理论板数N。

8、 = =9.4 不同的R值对应的N值如下： R 3 3.25 3.5 3.75 4 4.25 4.5 0.155 0.205 0.249 0.288 0.324 0.356 0.385 0.472 0.438 0.410 0.385 0.363 0.343 0.325 N 19.59 18.285 17.322 16.537 15.9 15.352 14.89 其中：Y=0.545827-0

9、.591422X+0.002743/X 式中：X= Y= 根据N-R关系可得R=3.25（1.37倍的）可为适宜回流比。 理论板数（不包括再沸器） 设得 七、确定冷凝器与再沸器的热负荷 上式中的、分别为塔顶、塔底混合物的汽化潜热，为塔底混合物流率。由陈氏公式求取，方法相同，可得如下数据： 塔顶 塔底 项目 甲醇 乙醇 项目 甲醇 乙醇 0.66 0.656 0.661 0.656 0.0129 0.016 0.0148 0.0188 r（kJ/kmol） 44111.3 41585 r（k

10、J/kmol） 33560.167 30676.674 所以=（3.25+1）93.57（44111.30.91+415850.09） =1.75kJ/h 同理可得：=423.162（33560.160.03+30676.6740.97） =1.302 kJ/h 冷凝器 1、估算传热面积：初选换热器型号 (1)甲醇的定性温度=℃ 查得甲醇在定性温度下的物性数据：,， 根据设计经验，选择冷却水的温升为8℃水的定性温度= 查得水在定性温度下的物性数据：，,， (2)热负荷的计算 93.5788.311

11、.2=25.7kw=25700w 冷却水耗量 == （3）确定流体的流径 该设计任务的热流体为甲醇，冷流体为水，为使甲醇通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令甲醇走壳程，水走管程。 （4）计算平均温度差 暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差 甲醇 65.6 54.4 水 43 35 22.6 19.4 计算R和P，R= P== 由RP值查图得选用单壳程可行， （5）选K值，估算传热面积 取K=450 S= （6）初选换热器型号 由于两流体温差<50，可选用固定管板式换热器。由固定

12、管板式换热器的系列标准，初选换热器的型号。主要参数如下：外壳直径159m公称压力1.6MPa，公称面积2.7管子Ф252.5mm，管子数11，管长3000mm，管中心距32mm，管程数 1，管子排列方式 正三角形，管程流通面积 0.0035实际换热面积=n（L-0.1）=11=2.5采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为 == 核算压降 （1）管程压降=1.4,=1,=1 ===0.22m/s ===6520(湍流) 对于碳钢管，取管壁粗糙度ℰ=0.1mm ==0.005 由λ-关系图得λ=0.0425=153.1Pa =72.048Pa （

13、2）壳程压降 =1.15，=1 管子为正三角形排列F=0.5 =1.1=1.1=3.6 取折流挡板间距z=0.015m 壳程流通面积 壳程流速 = 所以 计算结果表明，管程和壳程的压降均能满足设计条件。 1、 核算总传热系数 （1）、管程对流传热系数ai =4.42 ai=0.023ϕ (2)壳程对流传热系数 其中： 壳程中甲醇被冷却，故取 （3）污垢热阻 管内外侧污垢热阻分别取 (4)总传热系数K 管壁热阻可忽略时，总传热系数K K= 故所选择的换热器是合适的，安全系数为 故选用固

14、定管板式此型号换热器 再沸器 1、估算传热面积：初选换热器型号 (1)乙醇的定性温度=℃ 查得甲醇在定性温度下的物性数据：，,， 根据设计经验，选择水的温降为10℃水的定性温度= 查得水在定性温度下的物性数据：，,， (2)热负荷的计算 10250074.49(86.2-77.8)=17800w 冷却水耗量== （3）确定流体的流径 该设计任务的热流体为水，冷流体为乙醇，为提高加热效果，令水走壳乙醇走管程。 （4）计算平均温度差 暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差 水 110 100 乙醇 77.8 86.2

15、 22.2 23.8 计算R和P，R= P== 由RP值查图得选用单壳程可行， （5）选K值，估算传热面积 取K=450 S= （6）初选换热器型号 由于两流体温差<50，可选用固定管板式换热器。由固定管板式换热器的系列标准，初选换热器的型号。主要参数如下：外壳直径159mm，公称压力1.6MPa，公称面积1.7管子尺寸252.5mm，管子数11，管长2000mm，管中心距32mm，管程数 1，管子排列方式 正三角形，管程流通面积 0.016实际换热面积=n（L-0.1）=11=2.5采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为== 此换热器满足

16、要求，选择此型号换热器。 八、塔径的计算及板间距的确定 在精馏塔设计中，对精馏段和提留段分别进行设计。精馏段根据塔顶第一块板的条件进行设计，提馏段根据塔底条件进行设计。 1汽、液相流率 （1）、精馏段： （2）提馏段： 2将以上求得的流率换成体积流率 由 此时Z=1，可得甲醇乙醇的平均密度即 =1.1930.91+1.7150.009=1.24kg/ 同理可得 kg/ 同样的方法可以求的提馏段的、即 （1）体积流量：精馏段 则V==397.673 L==304.103 同理可得提馏段的体积流量

17、： =32.069 3塔径的计算 用史密斯泛点关联法计算塔径。 （1）精馏段 ①最大气速 C 先确定C，设=0.4m =0.05m 根据=0.031 -=0.35m查得=0.084 查表得在塔顶温度下的甲醇乙醇的表面张力为=17.7dyn/cm =18.2dyn/cm 所以σ=17.745 dyn/cm =0.084 C= 代入可得 C=0.082=2.016m/s ②设计气速 =0.75=1.512 m/s ③塔径 == （2）提馏段 ①最大

18、气速 C 先确定C，设=0.4m =0.05m 根据=0.085 -=0.35m查得=0.075 查表得在塔底温度下的甲醇乙醇的表面张力为=16.8dyn/cm =17.2dyn/cm 所以σ=17.118 dyn/cm =0.075 C= 代入可得 C=0.082=1.79m/s ②设计气速 =0.75=1.346 m/s ③塔径 == 圆整取D=1.6m 4、塔截面积 0.785=2.0096 九、堰及降液管的设计 1取堰长

19、 =0.6D=0.61.6=0.96m 2取堰宽及降液管面积 /D=0.96/1.6=0.6查图得可得 3、停留时间： 精馏段时间； 提馏段时间： 4、堰高 （1）精馏段 降液管堰高 =2.84E=2.84 取=0.05m -=0.05-0.017=0.033m （2）提馏段 降液管堰高 =2.84E=2.84 取=0.05m -=0.05-0.029=0.021m 5、降液管底端与塔板之间的距离 精馏段： 提馏段： 6、塔板布置及浮阀数目与排列 精馏段： 取阀孔动能因数，则孔速

20、 求每层塔板的上的浮阀数即 N== =277 取边缘区宽度：0.06m 泡沫区宽度：0.10m 计算塔板上的鼓泡区的面积，即： R= X= 带入得 浮阀排列方式采用等边三角形叉排，取t=75mm，t＇=65mm。 由图查得N=280， 则，重新核算孔速及阀孔动能因数 uo=2.97643.140.0390.039280=8.897m/s 则Fo=8.897ρV=8.8971.24=9.907 m/s 阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。 塔板开孔率=uuo=1.512/8.897=16.99% 提馏段： 取阀孔动能因数，则孔速

21、uo=FoρV=102.088=6.92m/s求每层塔板的上的浮阀数即 N=9251.3994π0.0390.03936006.92=311 取边缘区宽度：0.06m 泡沫区宽度：0.10m 计算塔板上的鼓泡区的面积，即： R= X= 带入得 浮阀排列方式采用等边三角形叉排，取t=72mm，t＇=63mm。 有图查得N=314， 则，重新核算孔速及阀孔动能因数： uo=2.5743.140.0390.039314=6.851m/s Fo=8.897ρV=8.8972.088=9.899m/s 阀孔动能因数变化不大，仍在

22、9-12范围内。塔板开孔率=uuo=1.346/6.851=19.64% 十、塔板流体力学验算 精馏段： （1）气相通过浮阀塔板的压强降 hp=hc+h1+hσ ① 干板阻力： uoc=1.82573.1ρV=9.335m/s 因uo

23、1=471Pa<600Pa （2）液泛 为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤ϕHT+hw 则Hd=hp+hL+hd气体通过塔板的压强降相当的液柱高度hp=0.064m 液体通过降液管的压头损失 hd=0.153（LsLwho）2=0.153（13.492/36000.960.013）2=0.014m 板上液层高度hL=0.05m Hd=hp+hL+hd=0.064+0.05+0.014=0.128m 取HT=0.4m，hw=0.033m则ϕHT+hw=0.5（0.4+0.033）=0.2165m 可见Hd<ϕHT+hw，符合防止液泛的要求。

24、 (3)雾沫夹带 计算泛点率，即泛点率=VsρVρL-ρV+1.36LSZLKCFAb100%及泛点率=VsρVρL-ρV0.78KCFAb100% 板上液体流径长度 ZL=D-2Wd=1.6-20.176=1.248m 板上液流面积Ab=AT-2Af=2.0096-20.109=1.7916m2 取物性系数K=1.0，查表得CF=0.1得 泛点率=2.9671.24750.614-1.24+1.36（13.496/3600）1.24810.1121.7916=70.9% 泛点率=-2.571.24750.614-1.240.7810.1121.7916=60.05% 对于

25、大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过82%.计算得出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足要求。 提馏段 （1）气相通过浮阀塔板的压强降 ① 干板阻力uoc=1.82573.1ρV=7.017 m/s 因uo

26、 为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤ϕHT+hw 则Hd=hp+hL+hd ① 气体通过塔板的压强降相当的液柱高度hp=0.062m ② 液体通过降液管的压头损失 hd=0.153（LsLwho）2=0.153（32.069/36000.960.03）2=0.0146m ③ 板上液层高度hL=0.05m Hd=hp+hL+hd=0.062+0.05+0.0146=0.1266m 取HT=0.4m，hw=0.021m则ϕHT+hw=0.5（0.4+0.021）=0.2105m 可见Hd<ϕHT+hw，符合防止液泛的要求。 (2)雾沫

27、夹带 计算泛点率，泛点率=VsρVρL-ρV+1.36LSZLKCFAb100% 及 泛点率=VsρVρL-ρV0.78KCFAb100% 板上液体流径长度 ZL=D-2Wd=1.6-20.176=1.248m 板上液流面积Ab=AT-2Af=2.0096-20.109=1.7916m2 取物性系数K=1.0，查表得CF=0.112得 泛点率=2.572.088748.2494-2.088+1.36（32.069/3600）1.24810.1121.7916=75.3% 泛点率=-2.572.088748.2494-2.0880.7810.1121.7916=77.4% 对

28、于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过82%.计算得出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足要求。 十一.塔板的负荷性能图 精馏段： （1）雾沫夹带线 因为泛点率=VsρVρL-ρV+1.36LSZLKCFAb，对于一定的塔板结构，其中的ρV、ρL、Ab、K、CF、及ZL均为已知，相应的ρV=0.1的泛点率可以确定，将各式代入上式，使得Vs-Ls的关系式，可以在途中作出负荷性能图的雾沫夹带线。 按泛点率=80%计算如下： Vs1.24750.614-1.24+1.36Ls1.24810.1121.7916=80% 整理得：Vs=3.5832-42.4

29、32Ls 按上式在一定范围内取值，可得相应的Vs雾沫夹带线 Ls 0.00081 0.00872 Vs 3.54 3.213 （2）液泛线 ϕHT+hw=5.34ρVuo2ρL2g+0.153（Lslwho）2+（1+Eo）hw+2.841000E（36000Ls）2/3 因为物系一定，塔板结构一定，则HT、hW、ho、lW、ρV、ρL、Eo及ϕ均为定值。而uo与Vs又有如下关系，即 uo=Vs3.1440.0392N代入整理可得液泛线： Vs2=41.875-245585Ls2-257.75（Ls）2/3 在操作范围内取若干Ls的值，可

30、得对应的Vs如下表： Ls 0.001 0.005 0.009 Vs 6.25 5.31 3.3 （3）液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中的停留时间不低于3~5s。液体停留在降液管的时间：t=AfHTLs=3-5s 求出上限液体流量Ls值，在Vs-Ls图上，液相负荷负荷上限与气体流量Vs无关的竖直直线。以t=5s为在降液管中的停留时间的下限，则 (Ls)max=AfHT5=0.1090.450.00827m3/s （4）漏液线 对于F1型重阀，根据Fo=uoρV ，Vs=π4do2N5ρV式中的do、N、ρV、均为已知数，故可以知道气相负荷Vs的

31、下限值，据此可以做出与液体流量无关的水平漏液线。以Fo=5作为规定的气体最小负荷的标准，则 N5ρV=π40.0390.03928051.24=1.5m3/s （5）液相负荷下限线 取堰上液层高度how=0.006m作为液相下限条件，依据how的计算式计算出Ls的下限值，并以此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 取E=1，则（ Ls）min=（0.00610002.84）3/20.963600=8.1910-4m3/s 综上所述作出提馏段塔板负荷性能图： 符合操作要求，能够稳定生产。 精馏段： （1）雾沫夹带线 因为泛点率=VsρVρL-ρV+1

32、.36LSZLKCFAb，对于一定的塔板结构，其中的ρV、ρL、Ab、K、CF、及ZL均为已知，相应的ρV=0.1的泛点率可以确定，将各式代入上式，使得Vs-Ls的关系式，可以在途中作出负荷性能图的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下： Vs2.088748.2494-2.088+1.36Ls1.24810.1121.7916=80% 整理得：Vs=3.03-30.9Ls 按上式在一定范围内取值，可得相应的Vs雾沫夹带线 Ls 0.000819 0.00872 Vs 3 2.76 （2）液泛线 ϕHT+hw=5.34ρVuo2ρL2g+0.153（Lslw

33、ho）2+（1+Eo）hw+2.841000E（36000Ls）2/3 因为物系一定，塔板结构一定，则HT、hW、ho、lW、ρV、ρL、Eo及ϕ均为定值。而uo与Vs又有如下关系，即uo=Vs3.1440.0392N 代入整理可得液泛线： Vs2=33.16-34171.92Ls2-191.（Ls）2/3 在操作范围内取若干Ls的值，可得对应的Vs如下表 Ls 0.001 0.005 0.009 0.013 Vs 5.59 5.17 4.71 4.1 （3）液相负荷上限 液体的最大流量应保证在降液管中的停留时间不低于3~5s。液体停留在降液管的时间

34、：t=AfHTLs=3-5s 求出上限液体流量Ls值，在Vs-Ls图上，液相负荷负荷上限与气体流量Vs无关的竖直直线。以t=5s为在降液管中的停留时间的下限，则 (Ls)max=AfHT5=0.1090.450.00827m3/s （4）漏液线 对于F1型重阀，根据Fo=uoρV ， Vs=π4do2N5ρV 式中的do、N、ρV、均为已知数，故可以知道气相负荷Vs的下限值，据此可以做出与液体流量无关的水平漏液线。以Fo=5作为规定的气体最小负荷的标准，则 N5ρV=π40.0390.03931452.088=1.3m3/s （5）液相负荷下限线 取堰上液层高度h

35、ow=0.006m作为液相下限条件，依据how的计算式计算出Ls的下限值，并以此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 取E=1，则（ Ls）min=（0.00610002.84）3/20.963600=8.1910-4m3/s 综上所述作出提馏段塔板负荷性能图： 则设计符合要求，能够稳定操作。 浮阀塔板工艺设计计算结果 项目 精馏段数值说明 提馏段数值说明 备注 塔径D/m 1.6 1.6 板间距HT/m 0.4 0.4 塔板形式 单板溢流 单板溢流 分块式塔板 空塔气速u/(m/s) 1.52 1.346 堰长Lw/m

36、 0.96 0.96 堰高hw/m 0.033 0.021 板上液层高度hL/m 0.05 0.05 降液管底隙高度ho/m 0.013 0.03 浮阀数N 280 314 阀孔气速uo/(m/s) 8.897 6.851 阀孔动能因数Fo 9.907 9.899 孔心距t/m 0.076 0.071 排间距 0.066 0.061 单板压降Pa 471 455 液体在管内停留时间t/s 11.63 5 降液管内清夜层高度 0.128 0.1266 泛点率/% 60.5

37、75.3 雾沫夹带控制 气相负荷上限(m3/s) 0.00872 0.00872 漏液控制 气相负荷下限(m3/s) 0.00081 0.000819 十二、主要接管尺寸的选取 1、进料管 已知进液料的流率为196.07kmol/h，平均相对分子质量为39.7565kg/kmol，密度为789.9kg/m3所以LF=196.0739.7565789.9=9.868m3/s取管内流速UF=0.8m/s则进料管的直径 dF=4LF/3600πUF=49.868/36003.140.8=0.066m 2、回流管 回流的的体积流率：LR=13.492m3/h取管内流速

38、UR=1.5m/s，则回流塔直径： dR=4LR/3600π1.5=413.492/36003.141.5=0.0564m 3、釜液出口管 体积流率Lw=102.545.649748.2494=6.253m3/h取管内流速为Uw=0.5m/s则釜液出口管的直径 dw=46.253/36000.5π=0.066m 4、塔顶蒸汽管 取管内蒸汽的流速u=20m/s则塔顶的蒸汽管的直径为 d=410680.406/360020π=0.435m 5、加热蒸汽管 取管内蒸汽流速u=18m/s则加热蒸汽管的直径为： d=49251.399360018π=0.426m 29