甲醇水精馏浮阀塔的设计解析.docx

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甲醇水精馏浮阀塔的设计解析

化工原理课程设计

甲醇—水连续精馏浮阀塔设计

学生姓名XXX学号XXXXXXXXXXXXX

指导教师XXXXXXXXXX

院、系、中心化学化工学院

专业年级09化学工程与工艺

上交日期2009年9月19日

前言

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。

2012年9月1日

课程设计任务书

1工艺条件:

生产能力：

20000吨/年（料液）

年工作日：

300天

原料组成：

30%甲醇，70%水（质量分率，下同）

产品组成：

馏出液95%甲醇，釜液1.5%甲醇

操作压力：

塔顶压强为常压

进料温度：

泡点

进料状况：

泡点

加热方式：

直接蒸汽加热

2基本要求和内容:

（1）确定精馏装置流程，绘出流程示意图。

（2）工艺参数的确定

（3）主要设备的工艺尺寸计算

（4）流体力学计算

（5）主要附属设备设计计算及选型

第一章总体操作方案的确定

◆1.1操作压强的选择…………………………………………5

◆1.2物料的进料热状态………………………………………5

◆1.3回流比的确定……………………………………………5

◆1.4塔釜的加热方式…………………………………………6

◆1.5回流的方式方法…………………………………………6

第二章精馏塔塔板数的确定

◆2.1物料衡算…………………………………………………7

◆2.2最小回流比及实际回流比的确定………………………7

◆2.3理论塔板数的确定………………………………………9

◆2.4实际塔板数的确定………………………………………10

第三章塔体主要设备工艺尺寸的确定

◆3.1各设计参数………………………………………………12

◆3.2板间距、塔高、塔径的计算……………………………15

◆3.3溢流装置的设计…………………………………………17

◆3.4塔板布置…………………………………………………18

第四章流体力学计算

◆4.1塔板流体力学验算………………………………………21

◆4.2塔板负荷性能图和操作弹性……………………………23

◆4.3浮阀塔板工艺设计计算结果……………………………26

第五章主要附属设备设计计算及选型

◆5.1塔顶全凝器设计计算……………………………………28

5.1.1热负荷……………………………………………………28

5.1.2载热体用量………………………………………………30

5.1.3冷凝器选型………………………………………………30

◆5.2料液泵设计计算…………………………………………30

第六章塔附件的设计

◆6.1接管工艺尺寸的确定……………………………………32

◆6.2塔体附件工艺尺寸的确定………………………………32

◆6.3塔体总高度的确定………………………………………33

第七章流程图及精馏塔装配图…………………………35

总结及参考文献……………………………......................37

第一章总体操作方案的确定

1.1操作压强的选择

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=1.013×103KPa

1.2物料的进料热状态

进料热状态有五种，即冷液进料，泡点进料，饱和蒸汽进料，过热蒸汽进料，汽液混合物进料。

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，即宜冷液进料。

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，当回流比较大时，每层塔板的分离效率会提高，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之塔板数增多。

但是随着回流比的增大，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量也随之增加，操作费用增加，且回流比太大的情况下得到的产品较少，所以操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比，是最适宜的回流比。

在本次设计任务中，综合各种因素，最后采用最小回流比的1.5倍作为操作回流比，即R=1.5Rmin

1.4塔釜的加热方式

塔釜可采用直接蒸汽加热和间接蒸汽加热两种方式。

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，也即再沸器，以节省操作费用和设备费用。

直接蒸汽加热适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以本次采用直接蒸汽加热的方式。

1.5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，决定采用重力回流。

第二章精馏塔塔板数的确定

2.1物料衡算

甲醇的摩尔质量MA=32.04kg/kmol

水的摩尔质量MB=18.02kg/kmol

XF=﹙0.3/32.04﹚/﹙0.3/32.04+0.7/18.02﹚=0.194

XD=﹙0.95/32.04﹚/﹙0.95/32.04+0.05/18.02﹚=0.914

XW=﹙0.015/32.04﹚/﹙0.015/32.04+0.985/18.02﹚=0.008

原料液及塔底、塔顶产品的平均摩尔质量

MF=0.194×32.04＋﹙1－0.194﹚×18.02=20.74kg/kmol

MD=0.914×32.04＋﹙1－0.914﹚×18.02=30.83kg/kmol

MW=0.008×32.04＋﹙1－0.008﹚×18.02=18.13kg/kmol

原料处理量F=20000000/﹙365×24×20.74﹚=133.93kmol/h

总物料衡算133.93＋V0=D＋W

甲醇物料衡算133.93×0.194=0.914D＋0.008W

提馏段操作线斜率近似为2.8，即

W/V0=2.8

联立解得D=26.97kmol/h

W=166.38kmol/h

V0=59.42kmol/h

2.2最小回流比以及实际回流比的确定

常压下甲醇—水溶液体系的平衡数据

t

X

Y

T

X

y

100

0

0

77.8

0.2909

0.6801

92.9

0.0531

0.2834

76.7

0.3333

0.6918

90.3

0.0767

0.4001

76.2

0.3513

0.7347

88.9

0.0926

0.4353

73.8

0.4620

0.7756

86.6

0.1257

0.4831

72.7

0.5292

0.7971

85.0

0.1315

0.5455

71.3

0.5937

0.8183

83.2

0.1674

0.5585

70.0

0.6849

0.8492

82.3

0.1818

0.5775

68.0

0.8562

0.8962

81.6

0.2083

0.6273

66.9

0.8741

0.9194

80.2

0.2319

0.6485

64.7

1

1

78.0

0.2818

0.6775

采用作图法求最小回流比，在图一中对角线上，自点e﹙0.194,0.194﹚作垂线ef即为进料线﹙q线﹚，该线与平衡线的交点坐标为

yq=0.595xq=0.194

故最小回流比为

Rmin=﹙XD－yq﹚/﹙yq－xq﹚=﹙0.914－0.595﹚/﹙0.595－0.194﹚=0.796

取操作回流比为R=1.5Rmin=2×0.796=1.2

图一

2.3理论塔板数的确定

塔的气、液相负荷

L=RD=1.2×26.97=32.36kmol/h

V=﹙R＋1﹚D=﹙1.2＋1﹚×26.97=59.33kmol/h

L’=L＋F=32.36＋133.93=166.29kmol/h

V’=V=59.33kmol/h

求操作线方程

精馏段操作线方程为

y=

x+

=0.545x＋0.415

q线方程为X=0.194

q线方程与精馏段操作线方程的交点为﹙0.194,0.521﹚

因为采用直接蒸汽加热的方式，提馏段操作线的斜率近似为2.8，则可求得提馏段操作线方程为

y=2.8x－0.022

逐板计算法求理论板层数

精馏段理论板层数

平衡线方程为y=

，根据甲醇—水气液平衡组成和相对挥发度公式

，

，可求得α=4.83，则平衡线方程为y=4.83x/﹙1＋3.83x﹚

自上而下逐板计算，自y1=XD=0.914开始到x首次小于0.194为止

第一块塔板上升的气相组成y1=XD=0.914

第一块塔板下降的液相组成x1=0.688

第二块塔板上升的气相组成y2=0.545×0.688＋0.415=0.79

第二块塔板下降的液相组成x2=0.438

y3=0.654x3=0.281

y4=0.568x4=0.214

y5=0.532x5=0.191＜0.194

因为x5

y6=2.8×0.191－0.022=0.513x6=0.179

y7=0.479x7=0.160

y8=0.426x8=0.133

y9=0.351x9=0.1

y10=0.260x10=0.068

y11=0.168x11=0.04

y12=0.09x12=0.02

y13=0.03x13=0.006＜0.008

所以所需要的理论塔板数NT=13，进料板位置NF=5，精馏段需4块板

2.4实际塔板数的确定

﹙1﹚总板效率ET的计算

由甲醇和水在不同温度下的平衡数据，由内插法求的塔顶和塔釜温度tD，tW

（0.0531-0.008）/（0.0531-0）=（92.9-tW）/（92.9-100）

得tW=98.9℃

同理可求得tD=67.04℃

平均温度t=﹙98.9＋67.04﹚/2=82.97℃

查表得82.97℃下甲醇和水的粘度分别为0.29mPa·s，0.339mPa·s

在82.97℃下甲醇的摩尔分率为0.1711，则

加料液的粘度为μ=0.1711×0.29＋﹙1－0.1711﹚×0.339=0.331mPa·s

由奥克梅尔公式ET=0.49（αμ）-0.245

其中α=4.83，μ=0.331mPa·s，代入求得

ET=0.437

﹙2﹚实际塔板层数

由ET=0.437，得

实际塔板数NP=13/0.437≈30块

其中，精馏段：

4/0.437≈9块

提馏段：

9/0.437≈21块

第三章塔体主要设备工艺尺寸的确定

3.1各设计参数

﹙1﹚操作压力计算

塔顶操作压力PD=101.3kPa

取每层塔板压降△P=0.6kPa

进料板压力PF=101.3＋0.6×9=106.7kPa

精馏段平均压力Pm=﹙101.3＋106.7﹚/2=104kPa

塔釜压力Pw=101.3＋0.6×30=1119.3kPa

提馏段平均压力Pm′=﹙106.7＋119.3﹚/2=113kPa

﹙2﹚操作温度计算

由内插法求得塔顶温度tD，进料板温度tF，塔釜温度tw，计算结果如下

塔顶温度tD=67.04℃

塔釜温度tW=98.9℃

进料板温度tF=82.06℃

精馏段平均温度tm=﹙67.04＋82.06﹚/2=74.55℃

提馏段平均温度tm′=﹙82.06＋98.9﹚/2=90.48℃

全塔平均温度t=﹙67.04＋98.9﹚/2=82.97℃

﹙3﹚平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由y1=XD=0.914，得x1=0.688

MVDM=0.914×32.04＋﹙1－0.914﹚×18.02=30.83kg/kmol

MLDM=0.688×32.04＋﹙1－0.688﹚×18.02=27.67kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

由逐板法计算时的结果可知

yF=0.532xF=0.191

MVFm=0.532×32.04＋﹙1－0.532﹚×18.02=25.48kg/kmol

MLFm=0.191×32.04＋﹙1－0.191﹚×18.02=20.70kg/kmol

塔釜平均摩尔质量计算

xw=0.008由平衡公式可得yw=0.04

MVWM=0.04×32.04＋﹙1－0.04﹚×18.02=18.58kg/kmol

MLWM=0.008×32.04＋﹙1－0.008﹚×18.02=18.13kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

MVM=﹙30.83＋25.48﹚/2=28.16kg/kmol

MLM=﹙27.67＋20.70﹚/2=24.19kg/kmol

提馏段平均摩尔质量

MVM=﹙25.48＋18.58﹚/2=22.03kg/kmol

MLM=﹙20.70＋18.13﹚/2=19.42kg/kmol

﹙4﹚平均密度计算

气相平均密度计算

精馏段ρVM=Pm×MVM/RTm

=104×28.16/﹛8.314×﹙74.55＋273.15﹚﹜=1.013kg/m3

提馏段ρVM=Pm×MVM/RTm

=113×22.03/﹛8.314×﹙90.48＋273.15﹚﹜=0.823kg/m3

液相平均密度计算

液相平均密度可依据下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算

由tD=67.04℃，查手册得

ρA=745.7kg/m3ρB=979.5kg/m3

αA=0.95αB=0.05，代入得ρLDM=754.7kg/m3

进料板液相平均密度的计算

由tF=82.06℃，查手册得

ρA=731.1kg/m3ρB=970.2kg/m3

αA=0.3αB=0.7，代入得ρLDM=883.5kg/m3

塔釜液相平均密度的计算

由tW=98.9℃，查手册得

ρA=714.5kg/m3ρB=960.6kg/m3

αA=0.015αB=0.985，代入得ρLDM=955.7kg/m3

则精馏段液相平均密度为

ρL,M=﹙754.7＋883.5﹚/2=819.1kg/m3

提馏段液相平均密度为

ρL,M’=﹙883.5＋955.7﹚/2=919.6kg/m3

﹙5﹚液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即бm=∑xiбi

塔顶液相平均表面张力的计算

由tD=67.04℃，查手册得

σA=17.32mN/mσB=65.64mN/m

σLDm=0.914×17.32＋0.086×65.64=21.48mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

由tF=82.06℃，查手册得

σA=16.13mN/mσB=62.12mN/m

σLFm=0.191×16.13＋0.809×62.12=53.34mN/m

塔底液相平均表面张力的计算

由tw=98.9℃，查手册得

σA=14.32mN/mσB=59.26mN/m

σLWm=0.008×14.32＋0.982×59.26=58.31mN/m

精馏段液相平均表面张力为

σLM=﹙21.48＋53.34﹚/2=37.41mN/m

提馏段液相平均表面张力为

σLM=﹙53.34＋58.31﹚/2=55.83mN/m

﹙6﹚液体平均粘度的计算

液相平均粘度按下式计算，即㏒μLM=∑xi㏒μi

塔顶液相平均粘度的计算

由tD=67.04℃，查手册得

μA=0.3312mPa·sμB=0.4236mPa·s

代入公式求得μLDM=0.3383mPa·s

进料板液相平均粘度的计算

由tF=82.06℃，查手册得

μA=0.2931mPa·sμB=0.3392mPa·s

代入公式求得μLFM=0.3298mPa·s

塔底液相平均粘度的计算

由tw=98.9℃，查手册得

μA=0.2414mPa·sμB=0.2625mPa·s

代入公式求得μLFM=0.2659mPa·s

精馏段液相平均表面张力为

σLM=﹙0.3383＋0.3298﹚/2=0.3341mPa·s

提馏段液相平均表面张力为

σLM′=﹙0.3298＋0.2659﹚/2=0.2979mPa·s

3.2板间距，塔高，塔径的计算

﹙1﹚塔径的计算

精馏段的汽液相体积流率为

VS=VMVM/3600ρVM=59.33×28.16/3600×1.013=0.4581m3/s

LS=LMLM/3600ρLM=32.36×24.19/3600×819.1=0.00027m3/s

欲求塔径应先求出u，而u＝安全系数×umax

Umax=C

式中：

式中C由公式C=

求得，而其中的C20由史密斯关联图查得，图的横坐标为（Ls/Vs）（ρL/ρv）0.5=0.00027/0.4581×﹙819.1/1.013﹚0.5=0.0167

塔板间距与塔径的关系

塔径/D，m

0.3～0.5

0.5～0.8

0.8～1.6

1.6～2.4

2.4～4.0

板间距/HT，mm

200～300

250～350

300～450

350～600

400～600

初选板间距HT=0.3m,取板上液层高度h1=0.06m，

故分离空间HT-h1=0.3-0.06=0.24m

根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.0524

则可求得C=0.0594

umax=C

=0.0594×[﹙819.1－1.013﹚/1.013]0.5=1.688m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u=0.7×umax=1.182m/s

D=

=﹙4×0.4581/3.14×1.182﹚0.5=0.7026

按标准塔径圆整后为D=0.7m

塔截面积为

AT=0.25πD2=0.25×3.14×0.72=0.3847m3

则实际的空塔气速为

u=0.4581/0.3847=1.191m/s

﹙2﹚板间距的选取

由塔径的计算过程中，可取板间距为

HT=0.3m

﹙3﹚塔高的计算

精馏段的有效高度为

Z′=﹙N′－1﹚HT=﹙9－1﹚×0.3=2.4m

提馏段的有效高度为

Z″=﹙N″－1﹚HT=﹙21－1﹚×0.3=6m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m

故精馏塔的有效高度为

Z=Z′＋Z″＋0.8=2.4＋6＋0.8=9.2m

3.3溢流装置的设计单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。

工业中应用最广的降液管是弓形降液管。

综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘

﹙1﹚堰长ιW

取ιW=0.7D=0.7×0.7=0.49m

﹙2﹚溢流堰高度hW

由hW=hL－hOW

由Lh/ιW2.5=0.00027×3600/0.492.5=5.783

ιW/D=0.7，查流体收缩系数图，得E=1.01则

hOW=2.84×10-3×1.01×﹙0.00027×3600/0.49﹚2/3=0.004m

取板上清夜层高度hL=60mm

故hW=hL－hOW=0.06－0.004=0.056m

﹙3﹚弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由ιW/D=0.7，查弓形降液管的参数图，得

=0.124

=0.0722

故Af=0.0722AT=0