乙醇-水混合液浮阀精馏塔设计说明(共35页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上河 西 学 院Hexi University化工原理课程设计题 目: 乙醇-水混合液浮阀精馏塔设计 学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 姓 名: 雪梅 指导教师: 玉娟 2016 年 11 月 22 日 专心-专注-专业化工原理课程设计任务书一、设计题目乙醇水混合液筛板(浮阀)精馏塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力 90000 吨/年，（进料量） t/h操作周期 小时/年（年工作330天检修一月）进料组成 38% （乙醇质量分率，下同）塔顶产品组成 94.5%（乙醇）塔底产品组成 0.5%（乙醇）单板压降 700Pa 2.操作条件

2、操作压力 塔顶4kPa (表压) 进料热状态 自选 （料液初温20） 加热蒸汽 0.25MPa (表压) 3.设备型式 筛板或浮阀塔板 4.厂址 地区 三、设计容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.绘制生产工艺流程图及精馏塔设计条件图7.设计评述目 录乙醇-水溶液浮阀精馏塔设计雪梅摘要：本设计是以乙醇-水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物

3、系乙醇-水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是比较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数为13块，回流比为2.757，算出塔板效率39.39%，实际板数为33块，进料位置为第10块，在浮阀塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为2米，有效塔高15.8米，每层浮阀数目为410个。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。本次设计过程正常，操作合适。关键词：乙醇；水；连续精馏；浮阀塔1前言1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分汽化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏

4、液(气相冷却而成)是沸点低的物质，而残液是沸点高的物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2 精馏对塔设备的要求精馏所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下1： 生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 效率高：气液两相在塔保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要

5、求的真空度。 有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 结构简单，造价低，安装检修方便。 能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.3 常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来浮阀塔一直成为化工生产中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可

6、达到满意的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。 精馏的意义重大，乙醇与水的分离是正常物系的分离，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计。1.4 本设计所选塔的特性浮阀塔的优点是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。 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围比筛板塔，泡罩塔都大。 塔板效率高，由

7、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。 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。 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制成，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。1.5 流程的确定和说明

8、 本设计任务为分离乙醇-水溶液的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中

9、，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。2 塔板的工艺设计2.1 精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s) :进料组成 D：塔顶产品流量（kmol/s) :塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s) :塔底组成 乙醇的摩尔质量： M乙=46kg/mol水的摩尔质量： M水=18kg/mol=19.34%=87.05%=0.19%原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量：MF=0.193446+(10.1934)18=23.415(kg/mol)MD=0.870546+(10.8705

10、)18=42.374(kg/mol)MW=0.001946+(10.0019)18=18.053(kg/mol)日生产能力（进料量） F=0.1483（koml/s)总物料衡算 F=D+W 0.1483=D+W易挥发组分物料衡算 F=D+W 0.148319.34=87.05D+0.19W联立求解得 D=0.0553(kmol/s) W=0.1152(kmol/s)表1 常压下乙醇气液平衡与温度的关系2温度T液相中乙醇的摩尔分数%气相中乙醇的摩尔分数%温度T液相中乙醇的摩尔分数%气相中乙醇的摩尔分数%10095.589.086.785.384.182.782.301.907.219.6612.

11、3816.6123.3726.08017.0038.9143.7547.0450.8954.4555.8081.580.779.879.779.378.7478.4178.1532.7339.6550.7951.9857.3267.6374.7289.4359.2661.2265.6465.9968.4173.8578.1589.432.2 温度的计算利用上表中的数据由拉格朗日插值可求得 ： 得： =83.53 ： 得： =78.19 ： 得： =99.55精馏段平均温度：=提馏段平均温度：=99.142.3 密度的计算已知：混合液密度(为质量分率，为平均相对分子质量），不同温度下乙醇和水的密

12、度见下表混合气密度：精馏段=80.26液相组成 气相组成 所以 =460.3826+18(10.3826)=28.71(kg/mol) =460.6083+18(10.6083)=35.03(kg/mol)提馏段 液相组成： 气相组成： 所以 =460.0513+18(10.0513)=19.44(kg/mol) =460.3035+18(1-0.3035)=26.58(kg/mol)表2 乙醇和水不同温度下的密度3温度/温度/758085740735730974.8971.8968.69095100724720716965.3961.85958.4求得在与下的乙醇和水的密度 (kg/) (k

13、g/) (kg/) (kg/) 精馏段液相密度： 解得： (kg/)气相密度： (kg/) 提馏段液相密度： 解得： (kg/)气相密度： (kg/)2.4 液体的平均表面力的计算不同温度下乙醇和水的表面力见下表，二元有机物乙醇水溶液表面力可用下列公式计算： 表3 乙醇和水不同温度下的表面力3温度/708090100乙醇表面力mN/m水表面力mN/m1864.317.1562.616.260.715.258.5 进料液： 塔顶液： 塔底液：精馏段液相平均表面力为：提馏段液相平均表面力为：2.5 混合物黏度的计算表4 不同温度下乙醇和水的黏度3温度/6080100水的黏度/0.6010.4950

14、.361乙醇的黏度/0.46880.35650.2838精馏段 由插值法求得 =0.4930.3826+0.3549(10.3826）=0.4077(mpas)提馏段 由插值法求得 =0.4180.0513+0.314(10.0513)=0.319(mpas)2.6 相对挥发度精馏段相对挥发度由提馏段相对挥发度由2.7 气、液相体积流量计算相对挥发度： 平均相对挥发度:平衡方程:选择泡点进料， 将其代入平衡方程得 故最小回流比：取操作回流比：精馏段：L=RD=2.7570.0553=0.152(kmol/s) V=L+D=0.152+0.0553=0.207(mol/s)已知：， 质量流量：

15、体积流量： 提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以q=1已知： 质量流量： 体积流量： 2.8 理论板数NT的计算以及实际板数的确定理论板：指离开这种板的气、液相互成平衡，而且塔板上液相成均匀。 理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，在本次实验设计中采用逐板计算法。2.8.1塔的汽、液相负荷 V=L+D=0.152+0.0553=0.207(kmol/s) 2.8.2操作线方程 精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程：2.8.3理论板的计算精馏段 说明第n层理论板是是加料板，因此精馏段所需要理论板层数为NT=51=4提馏段 因在再沸器液体被部分汽化，故再沸器可视为一层理论板，因此提馏段所需要

16、的理论板层数NT=9总理论板数NT=9+4=132.8.4实际理论板层数总板效率可用奥康奈尔公式计算精馏段已知：， 故 提馏段已知： 故全塔所需实际塔板数：全塔效率：加料板位置在第10块塔板。2.9 塔径的初步设计 精馏段由u=(0.60.8)umax 其中由史密斯关联图1查取：；图1 史密斯关联图横坐标数值：取板间距：查图可知： 圆整 D1=2.0m横截面积：AT=0.78522=3.14(m2)空塔气速：提馏段 横坐标数值：取板间距：查图可知： 圆整 D2=2.0m横截面积：AT=0.78522=3.14(m2)空塔气速：2.10 溢流装置 因塔径D=2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形

17、受液盘，各项计算如下：(1) 堰长 取，即： （2）溢流堰高度：由公式计算。本设计选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即： 近似取 精馏段： 提馏段： （3） 弓形降液管的宽度和横截面由查弓形降液管参数图1（的围)， 则 ，则： 则：降液管停留时间： 精馏段： 提馏段： 停留时间，故降液管可使用。（4） 降液管底隙高度： 精馏段 取降液管底隙的流速，则 提馏段 ，则 要保证不会堵塞，一般不低于，故降液管底隙高度设计合理。2.11 塔板布置及浮阀数目与排列（1）塔板分布本设计塔径D=2m，采用分块式塔板，由表5可知分为五块，以便通过人孔装拆塔板。表5 塔板分块数与塔径的关系1塔径/mm80012

18、00140016001800200022002400塔板分块数3456（2）浮阀数目与排列 精馏段 取阀孔动能因子，用下式求孔速 每层塔板上浮阀数目为： （块）取边缘宽度： 破沫区宽度：降液管宽度： 塔径：计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中： 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距： 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用70mm，而应小些，故取t=65mm=0.065m, 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数为个425个。按N=425重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数变化不大塔板开孔率=提馏

19、段取阀孔动能因子，用下式求孔速 每层塔板上浮阀数目为： （块）取边缘宽度： 破沫区宽度：降液管宽度： 塔径：按t=75mm则排间距：取，排得阀数为410块。按N=410块重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数变化不大，仍在9-13围。塔板开孔率=3 塔板的流体力学计算3.1 气相通过浮阀塔板压降 可根据计算 精馏段 干板阻力：因，故 板上充气液层阻力：取， 液体表面力所造成的阻力：此阻力较小，可忽略不计因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： 提馏段 干板阻力：因，故 板上充气液层阻力：取， 液体表面力所造成的阻力：此阻力较小，可忽略不计因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：3.2 淹塔为防止

20、发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度。，其中 精馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液体高度： 液体通过液体降液管的压头损失： 板上液层高度：则取，选定，则可见，所以符合防止淹塔的要求。 提馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液体高度： 液体通过液体降液管的压头损失： 板上液层高度：取，选定，则 可见，所以符合防止淹塔的要求。3.3 雾沫夹带线图3 泛点负荷系数图泛点率泛点率= 其中由泛点负荷系数图查得1 精馏段：板上液体流经长度： 板上液流面积：查物性系数：由于甲醇-水为无泡沫，正常系统则 ，查得：泛点率泛点率对于大塔，为了避免过量的物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。因此符合。 提馏段 查物

21、性系数：由于甲醇-水为无泡沫，正常系统则，查得：泛点率泛点率由计算可知，符合要求 。3.4塔板负荷性能图 （泛点率按80%计算） 雾沫夹带线 精馏段：整理得： 提馏段：整理得：可作出精馏段、提馏段中的雾沫夹带线1。 液泛线 ，式中的可忽略。而 精馏段 提馏段作出精馏段、提馏段中的液泛线2。 液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s。以5s作为液体在降液管停留时间的下限则：由此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3。 漏液线 以作为规定气体最小负荷的标准 精馏段： 提馏段：由上可作出精馏段、提馏段的漏液线4。 液相负荷下限 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作为液相负荷

22、下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 取由上可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。由以上-做出塔板负荷性能图如下：图4 精馏段负荷性能图 由塔板负荷能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P，处在适宜操作区的适中位置；塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制；按照固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以，操作弹性=图5 提馏段负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P，处在适宜操作区的适中位置；塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制；按照固定的液气比，由图7查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以，操作弹性=

23、4 浮阀塔工艺设计计算结果表6 浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位精馏段提馏段备注塔径22板间距0.500.50塔板类型单溢流弓形降液管空塔流速1.911.55堰长1.31.3堰高0.04270.0410板上液层高度0.060.06降液管底隙高0.030.04浮阀数个425410等腰三角形阀孔气速12.9812.93孔心距0.0750.075单板压降693.16668.59液体在降液管18.4115.94降液管液层高度0.150.1352泛点率%73.2666.63气相负荷上限6.318.34雾沫夹带控制气相负荷下限2.361.69漏液控制操作弹性2.674.95 塔附件设计5.1 接管（1）

24、进料管4采用直管进料，管径计算： 取 则选择进料管道推荐尺寸取。（2）回流管4采用直管回流管取，则：则选择回流管道推荐尺寸取。（3）塔釜出料管4取 ，直管出料，则选择塔釜出料管道推荐尺寸取。（4）塔顶蒸气出料管4直管出气，取出口气速，则选择塔顶蒸汽出料管道推荐尺寸取。（5）塔釜进气管4 采用直管，取，则选择塔釜进气管道推荐尺寸取。（6） 法兰4由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。进料管接管法兰：PN6DN80 HG 5010回流管接管法兰：PN6DN80 HG 5010塔釜出料管法兰：PN6DN80 HG 5010塔顶蒸汽管法兰：PN6DN500

25、 HG 5010塔釜蒸汽进气法兰：PN6DN500 HG 50105.2 筒体与封头 （1）筒体5壁厚选6mm，所用材质为（2）封头5封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径 ，查得曲面高度，直边高度，表面积，容积。选用封头,。5.3 除沫器5 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾沫的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取： 除沫器直径：选取不锈钢除沫器：类型：

26、标准型，规格：40100，材料：不锈钢丝（1Gr18Ni9），丝网尺寸：圆丝0.23。5.4 裙座5 塔底采用裙座支撑，裙座结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座径，故裙座壁厚取。基础环径：基础环外径：圆整：，；基础环厚度；考虑到腐蚀余量取；考虑到再沸器，裙座高度取，地角螺栓直径取M30。5.5吊柱5对于较高的室无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料，安装和拆卸件，即经济又方便的一项措施，一般取15m以上的塔物设吊柱。本设计中塔高度大，因此设计吊柱。因设计塔径D=2000mm，可选用吊柱500kg。材料为20号无缝钢

27、管。5.6人孔5人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处板间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求。本塔共33块塔板，需设三个人孔，孔径为。板间距为600mm，人孔伸入塔部应与塔壁修平，其边缘需磨圆。人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。5.7塔高计算 精馏段： 提馏段：故精馏塔高度为：5.8冷凝器的选择1 热负荷：塔顶温度 查得 平均汽化潜热为： 冷却水的用量：取冷却水的进口温度为20，出口温度为40。水的比热容为，则： 平均温差： 换热系数： 换热面积：5.9 再沸器的选择1 热负荷1：塔底温度 加热蒸气用量：

28、选用（表压）的饱和蒸汽加热，温度为 考虑到10%的热损失， 平均温差： 换热系数： 换热面积： 考虑到10%热损失，6 总结通过本次课程设计，提高了我的思维逻辑能力以及对材料的整合能力，这对于我今后的研究和学习有很大的帮助，通过整个课程设计方案的描述，让我更加全面的拓宽了自己的思考能力。再次，课程设计让我更加注重实践，重视对实际工作的关注，有利于提高理论联系实际，与具体项目、课题相结合设计的能力，既让我懂得了怎样把理论应用于实际，又让我懂得了在实践中遇到的问题怎样用理论去解决。在本次设计中，通过本次学习我知道了如何自觉去学习，如何去体验实践的成果，如何在实践中享受胜利的喜悦。最后，对于我来说，

29、独自完成课程设计是困难的，在这过程中，我还需要大量的以前没有学到过的知识，所以我就上网，图书馆找资料。在查阅资料的过程中，我要判断优劣、取舍相关知识，不知不觉中我查阅资料的能力也得到了很好的锻炼。在设计过程中，总是遇到这样或那样的问题。有时发现一个问题的时候，需要做大量的工作，花大量的时间才能解决。验算的时候只要一个不合格，那么必须全部重来，不断的改正，不断地吸取教训，才能不断的进步，得到最终的设计成果。 通过该课程设计，全面系统的理解了精馏塔的一般原理和基本实现方法。把死板的课本知识变得生动有趣，激发了学习的积极性，把学过的精馏塔的知识强化，能够把课堂上学的知识通过自己设计的精馏塔表示出来，

30、加深了对理论知识的理解。以前对与精馏塔认识是模糊的，概念上的，现在通过自己动手做实验，从实践上认识了精馏塔是如何运行的，各个部件之间的关系，对精馏塔原理的认识更加深刻.参考文献1 夏清, 贾绍义. 化工原理(下册)M . 大学, 2012. 2 时钧, 汪家鼎, 余国琮, 等. 化学工程手册M . 化学工业, 1996. 3 光启, 马连湘, 杰. 化学化工物性数据手册, 有机卷M . : 化学工业, 2002. 4 马江权, 冷一欣. 化工原理课程设计M . , 2011. 5 红良. 过程设备机械基础M . 华东理工大学, 2005. 6 华南化工学院化工原理教研组. 化工过程及设备手册M

31、 . 华南化工学院, 1986. 致 课程设计完成之际，我要向我的指导老师玉娟老师及教我们化工原理课程的白庆玲老师、佟永纯老师致以诚挚的意！无论是在学术上，还是在论文的撰写过程中，佟老师都给了我莫大的帮助。而玉娟老师从选题指导、论文框架到细节修改，都给予了细致的指导，提出了很多宝贵的意见与建议。同时，我要感化学系的各位老师，是他们教给我丰富的理论知识和做人的道理。我也要感我的母校河西学院，是她为我提供了良好的学习环境和生活环境，让我的大学生活丰富多彩。在这次课程设计中，我就是按照实验指导的思想来完成，加深了理解精馏塔的部功能及部实现。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计还存在一些瑕疵，但是在设计过程中所学到的东西是这次课程设计的最大收获和财富，结果固然重要，但过程才是最让人受益匪浅的。答 辩 记 录 与 综 合 成 绩 评 定 表答辩记录： 记录人： 年 月 日成绩评定：学号说明书成绩30%图纸成绩30%答辩成绩40%总评成绩雪梅 指导教师： 年 月 日