甲醇乙醇分离过程精馏塔设计.doc

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41、进料流量及组成42、进料流量5三、物料横算5四、确定操作条件51确定操作压力52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141汽、液相流率142将以上求得的流率换成体积流率153塔径的计算16九、堰及降液管的设计171取堰长172取堰宽及降液管面积173、停留时间174、堰高185、降液管底端与塔板之间的距离186、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281、进料管282、回流管283、釜液出口管294、塔顶蒸汽管295、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36.363.7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 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：P28Kpa2确定操作温度：由t-X-Y图知：塔顶温度为65.6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。 = =9.4不同的R值对应的N值如下：R33.253.53.7544.254.50.1550.2050.2490.2880.3240.3560.3850.4720.4380.4100.3850.3630.3430.325N19.5918.28517.32216.53715.915.35214.89其中：Y=0.545827-0.591422X+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0.660.6560.6610.6560.01290.0160.01480.0188r（kJ/kmol）44111.341585r（kJ/kmol）33560.16730676.674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93.5788.311.2=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252.5mm，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=0.1mm =0.005 由-关系图得=0.0425=153.1Pa =72.048Pa（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 =4.42ai=0.023(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KK= 故所选择的换热器是合适的，安全系数为故选用固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 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=397.673L=304.103同理可得提馏段的体积流量： =32.0693塔径的计算用史密斯泛点关联法计算塔径。（1）精馏段最大气速 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=17.745 dyn/cm =0.084C= 代入可得C=0.082=2.016m/s设计气速=0.75=1.512 m/s塔径=（2）提馏段最大气速 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=17.118 dyn/cm =0.075C= 代入可得C=0.082=1.79m/s设计气速 =0.75=1.346 m/s塔径 = 圆整取D=1.6m4、塔截面积0.785=2.0096九、堰及降液管的设计1取堰长 =0.6D=0.61.6=0.96m2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=0.021m5、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=8.897V=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uo=FoV=102.088=6.92m/s求每层塔板的上的浮阀数即 N=9251.39940.0390.03936006.92=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=8.897V=8.8972.088=9.899m/s阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。塔板开孔率=uuo=1.346/6.851=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+h 干板阻力： uoc=1.82573.1V=9.335m/s因uouoc，故干板阻力为: hc=19.9uo0.175L=0.039m 板上充气液层阻力： 取Eo=0.5则h1=EohL=0.50.05=0.025m 液体表面张力所造成的阻力可忽略不计,则hp=hc+h1=0.025+0.039=0.064mP=hpLg=0.064748.24949.81=471Pa600Pa（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HdHT+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=0.05mHd=hp+hL+hd=0.064+0.05+0.014=0.128m取HT=0.4m，hw=0.033m则HT+hw=0.5（0.4+0.033）=0.2165m可见HdHT+hw，符合防止液泛的要求。(3)雾沫夹带 计算泛点率，即泛点率=VsVL-V+1.36LSZLKCFAb100%及泛点率=VsVL-V0.78KCFAb100%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 干板阻力uoc=1.82573.1V=7.017 m/s因uouoc，故干板阻力为: hc=19.9uo0.175L=0.037m 板上充气液层阻力 取Eo=0.5则h1=EohL=0.50.05=0.025m液体表面张力所造成的阻力可忽略不计,则hp=hc+h1=0.025+0.037=0.062mP=hpLg=0.062748.24949.81=455Pa600Pa（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HdHT+hw则Hd=hp+hL+hd 气体通过塔板的压强降相当的液柱高度hp=0.062m 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 板上液层高度hL=0.05mHd=hp+hL+hd=0.062+0.05+0.0146=0.1266m取HT=0.4m，hw=0.021m则HT+hw=0.5（0.4+0.021）=0.2105m可见HdHT+hw，符合防止液泛的要求。(2)雾沫夹带 计算泛点率，泛点率=VsVL-V+1.36LSZLKCFAb100% 及 泛点率=VsVL-V0.78KCFAb100%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=VsVL-V+1.36LSZLKCFAb，对于一定的塔板结构，其中的V、L、Ab、K、CF、及ZL均为已知，相应的V=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=3.5832-42.432Ls按上式在一定范围内取值，可得相应的Vs雾沫夹带线Ls0.000810.00872Vs3.543.213（2）液泛线 HT+hw=5.34Vuo2L2g+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、V、L、Eo及均为定值。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，可得对应的Vs如下表：Ls0.0010.0050.009Vs6.255.313.3（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35s。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=uoV ，Vs=4do2N5V式中的do、N、V、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N5V=40.0390.03928051.24=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=VsVL-V+1.36LSZLKCFAb，对于一定的塔板结构，其中的V、L、Ab、K、CF、及ZL均为已知，相应的V=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Ls0.0008190.00872Vs32.76（2）液泛线 HT+hw=5.34Vuo2L2g+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、V、L、Eo及均为定值。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Ls0.0010.0050.0090.013Vs5.595.174.714.1（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35s。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=uoV ， Vs=4do2N5V 式中的do、N、V、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N5V=40.0390.03931452.088=1.3m3/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：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/m1.61.6板间距HT/m0.40.4塔板形式单板溢流单板溢流分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.521.346堰长Lw/m0.960.96堰高hw/m0.0330.021板上液层高度hL/m0.050.05降液管底隙高度ho/m0.0130.03浮阀数N280314阀孔气速uo/(m/s)8.8976.851阀孔动能因数Fo9.9079.899孔心距t/m0.0760.071排间距0.0660.061单板压降Pa471455液体在管内停留时间t/s11.635降液管内清夜层高度0.1280.1266泛点率/%60.575.3雾沫夹带控制气相负荷上限(m3/s)0.008720.00872漏液控制气相负荷下限(m3/s)0.000810.000819十二、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/3600UF=49.868/36003.140.8=0.066m2、回流管回流的的体积流率：LR=13.492m3/h取管内流速UR=1.5m/s，则回流塔直径：dR=4LR/36001.5=413.492/36003.141.5=0.0564m3、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=46.253/36000.5=0.066m4、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=410680.406/360020=0.435m5、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=49251.399360018=0.426m29