化工课程设计分离甲醇丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计.docx

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化工课程设计分离甲醇丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计

《化工原理》课程设计报告

设计题目分离甲醇-丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计

学生姓名

学号200911034109

指导老师

专业班级化工091班

教师评语

设计起止日期：

2011年12月22日至2012年1月2日

化工原理课程设计任务书

1.设计题目：

分离甲醇一正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计

2.原始数据及条件：

进料：

甲醇含量45%（质量分数，下同），其余为正丙醇

分离要求：

塔顶甲醇含量99%塔底甲醇含量0.01%

生产能力：

年生产正丙醇2.8万吨，年开工7200小时

操作条件：

间接蒸汽加热；塔顶压强1.03atm（绝压）；泡点进料；R=5

3.设计任务：

（1）完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。

（2）画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条

件图。

（3）写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

•章绪论

4

.章塔板的工艺设计

5

2.1精馏塔全塔物料衡算

5

2.2有关物性数据的计算

5

2.3理论塔板数的计算

12

2.4塔径的初步计算

14

2.5溢流装置

15

2.6塔板分布、浮阀数目与排列

16

.章塔板的流体力学计算

18

3.1、气相通过浮阀塔板的压降

18

3.2、淹塔

19

3.3、雾沫夹带

20

3.4、塔板负荷性能图

20

3.4.1物沫夹带线

20

3.4.2液泛线

21

3.4.3相负荷上限

21

3.4.4漏液线

22

3.4.5相负荷下限

22

3.5浮阀塔工艺设计计算结果

23

第

第

第三

第四章塔附件的设计25

4.1接管25

4.2筒体与封头27

4.3除沫器27

4.4裙座27

4.5人孔27

第五章塔总体高度的设计28

5.1塔的顶部空间高度28

5.2塔的顶部空间高度28

5.3塔总体高度28

第六章附属设备的计算28

6.1冷凝器的选择28

6.2再沸器的选择30

主要符号说明32

结论34

参考文献错误!

未定义书签。

感想35

第一章绪论

精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。

在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。

其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等，本次课程设计是浮阀塔。

精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。

提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。

所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。

精馏广泛应用于石油，化工，轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法。

本次课程设计是分离乙醇一正丙醇二元物系。

在此我选用连续精馏浮阀塔。

具有以下特点：

（1）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20〜40%,而接近于筛板塔。

（2）操作弹性大，一般约为5〜9,比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。

（3）塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。

（4）压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400〜660N/mk

（5）液面梯度小。

（6）使用周期长。

粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。

（7）结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60〜80%,为筛板塔的120〜130%。

本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。

精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算

物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。

通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

本次设计结果为：

理论板数为25块，塔效率为48.0%,精馏段实际板数为17块，提馏段实际板数为33块，实际板数50块。

进料位置为第19块板，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，设置了五个人孔，塔高

28.425米，通过浮阀板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。

关键词：

浮阀精馏塔、物料衡算、流体力学检验

第二章塔板的工艺设计

2.1精馏塔全塔物料衡算

F:

进料量（Kmol/s）Xf：

原料组成

D:

塔顶产品流量（Kmol/s）Xd：

塔顶组成

W:

塔底残液流量（Kmol/s）Xw：

塔底组成

45

原料甲醇组成：

Xf=32=60.54%

45+55

3260

99

塔顶组成：

Xd=32=99.46%

991

+—

3260

0.01

塔底组成:

Xw=0.01399.99=°.019%

+

3260

0.990.01

28x1000x1000x（——+——）

进料量：

F=2.8万吨/年=32一60=120.96Kmol/h

7200

物料衡算式:

F=D+W

FXf=DXd+WXw

联立代入求解：

D=73.61Kmol/hW=43.375Kmol/s

2.2精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算

2.2.1温度及平均相对挥发度a的计算

因为甲醇-正丙醇可视为理想物系，故塔的平均相对挥发度的确定可运用安托因方程和拉乌尔定律，采用试差法，通过Excel计算出：

lgP

（2.1）

PPb

PaPb

（2.2）

双组分理想溶液相对挥发的计算⑸

Pa

Pb

（2.3）

式中：

p°—纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa；

t—温度，c；

A、B、C—Antoine常数。

由表呵查得；

x—液相中易挥发组分的摩尔分数；

p—总压，kPa；

Pa°Pb溶液温度t时纯组分A、B的饱和蒸汽压，kPa；a—相对挥发度。

因为本设计中为常压操作，所以总压：

p=104.36kPa

甲醇和正丙醇的Antoine常数：

A、B、C查液体蒸汽压的安托因常数表呵得：

甲醇：

A=7.87863B=1473.11C=231.48

正丙醇：

a=6.74414B=1375.14C=193.0

米用试差法，先在Excel中设计好相应表格，表格设计思路为：

要计算某

一组成下混合液的泡点温度以及相对挥发度，则在Excel中假定一t值，代入公

式2.1中计算出PA、pB，再将计算得到PA、PB值代入公式2.2中，计算出相应的x值，若计算得到的x值与所求的混合液组成x值相同，则假定的t值正确,同时可得到相应的a值。

计算结果见表2.1.1。

表2.1.1塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度以及相对挥发度

塔顶产品

塔底产品

进料液

xd=0.9946

xw=0.00019

xf=0.6054

tD=79.17C

tW=97.99C

tF=86.59C

od=2.131

aw=2.08224

a=2.0211

⑴精馏段平均温度:

t1=tf-=79.1786.59=82.88C22

⑵提留段平均温度:

t2=tftw=86.5997.99=92.29C22

2.2.2密度

已知：

混合液密度：

混合气密度：

V

1aAaB

———（为质量分数）

lAB

T0PlM

22.4TP0

塔顶温度：

tD=79.17C

气相组成yD:

y

DXD

1（D1）Xd

yD99.64%

进料温度：

tF=86.59C

气相组成yF:

yF十気■yF68.97%

塔底组成：

tw=97.99C

气相组成yw:

yw

wXw

1（w1）xw

yw0.026%

（1）精馏段

液相组成X1:

x1

XdXF

X1

99.46%60.54%

80.00%

2

气相组成y1:

Y1DF

2

Y1

99.64%68.97%

2

所以ML1

320.8060（10.80）

37.60kg/kmol

MV1

32

0.8431

60

（1

0.8431）

36.39kg/kmol

（2）提馏段

液相组成x2

:

X2

XW

Xf

X2

0.019%

60.54%

30.28%

2

2

气相组成y

:

y2

yW

yF

y2

0.026%

68.97%

34.50%

2

2

所以ML2

32

0.3028

60

（1

0.3028）

51.5216

kg/kmol

MV2

32

0.3450

60

（1

0.3450）

50.34

kg/kmol

表2.2.2

醇类密度表

温度T,C

70

80

90

100

110

a,kg/m3

754.2

742.3

730.1

717.4

704.3

b,kg/m3

759.6

748.7

737.5

726.1

714.2

由不同温度下甲醇和丙醇的密度,内差法求tFtDtw下的甲醇和丙醇的密度

tF

86.59°C

90

80

9086.59

cF

3

734.26kg/m

730.1

742.3

730.1cf

90

80

9086.59

741.32kg/m

737.5

748.7

737.5wf

wF

1

0.45

10.45

738.13kg/m3

F734.26

741.32

F

tD

79.17

oC

80

70

8097.17

3

743.29kg/m

742.3

754.2

742.3cd

cD

80

70

8079.17

749.60kg/m3

748.7

759.6

748.7wD

wD

1

0.99

10.99

743.35kg/m3

D

743.29

749.60

D

t

97.99

oC

100

90

10097.99

3

719.95kg/m

LW

717.4

730.1

717.4cw

cW

100

90

10097.99

/728.39kg/m3

726.1

737.5

726.1ww

wW

1

0.0001

10.0001

728.39kg/m3

W

719.95

728.39

W

所以

L1

F

d738.13743.35740.74kg/

3m

22

WF

728.39738.13

733.26kg/m3

L2

2

2

LD

Xd32

（1

Xd）

60

LD

0.9946

32

（1

0.9946）

6032.15kg/kmol

LF

X32

（1

Xf）

60

LF

0.6054

32

（1

0.6054）

6043.05kg/kmol

lwXw32（1Xw）60

LW

0.0001932（10.00019）6059.99kg/kmol

I4

LD

LF

32.1543.05

37.60kg/kmol

L1

2

2

L2

LW

LF

43.0559.99

51.52kg/kmol

2

2

VD

yD32

（1

*d）60

VD

0.9964

32

（10.9964）60

32.12kg/kmol

VF

*32

（1

*f）60

VF

0.6897

32

（10.6897）60

40.69kg/kmol

VW

yW32

（1

yw）60

VW

0.00026

32

（10.00026）

6059.99kg/kmol

V1

VD

VF

32.1240.69

36.41kg/kmol

2

2

V2

VW

VF

59.9940.69

50.34kg/kmol

2

2

VF

50.34273.15104.36

22.4101.325（273.1586.59）

1.757kg/m3

VD

40.69273.15104.36

22.4101.325（273.1579.17）

1.442kg/m3

V1

V2

59.99273.15104.36

22.4101.325（273.1597.99）

1.7571.442

2

3

1.599kg/m

1.7572.030

1.894kg/m

3

2.030kg/m

2.2.3混合液体平均表面张力

根据内差法求的表面张力

表2.2.3醇类液体表面张力mN/m

名称

温度，c

60

80

100

甲醇

20.25

18.28

16.29

止丙醇

21.27

19.40

17.50

tD79.17oC

18060

8079.17

DADA

18.2820.25

8060

19.4021.27

18.28da

8079.17

19.40DB

BDB0.9918.36（10.99）

DA

DB

19.48

18.36mN/m

19.48mN/m

18.37mN/m

塔顶液相平均表面张力的计算

进料板液相平均表面张力的计算

tw97.99oC

10080

10097.99

AWA

16.2918.28

16.29wa

WA

16.49

mN/m

10080

10097.99

17.5019.40

17.50

WB

17.69

mN/m

WB

BWB

0.000116.49（1

0.0001）17.6917.69mN/m

塔底液相平均表面张力的计算

tF86.59°C

fa17.62mN/m

FB18.77mN/m

1008010086.59

16.2918.2816.29FA

1008010086.59

17.5019.4017.50FB

FAFABFB0.4517.62

（10.45）

18.77

18.25mN/m

（1）精馏段的平均表面张力：

1

DF

18.37

18.25

18.31mN/m

2

2

（2）提馏段的平均表面张力：

2

FW

17.69

18.25

17.97mN/m

2

2

0.476mPas,

224混合物的粘度

t192.29oC查表，得

甲醇

0.413mPas,

丙醇0.511mPas

名称

温度，c

60

80

100

甲醇

0.601

0.495

0.361

止内醇

0.899

0.619

0.444

表2.2.4醇类液体粘度mPas

根据内差法求不同温度下的粘度

甲醇

丙醇0.594mPas

Bt182.88oC查表，得

（1）精馏段粘度:

1甲醇X1

丙醇（1

Xi）

0.476

（1）提留段粘度：

0.800.594

（10.80）0.4996

mPas

2甲醇X2丙醇（1X2）

0.4130.30280.511（10.3028）

0.4813mPas

2.2.5相对挥发度

（1）精馏段的平均相对挥发度：

（2）提留段的平均相对挥发度：

2

2.2.6气液相体积流量计算

R5D7.361kmol/s

（1）精馏段

LRD57.361

DF2.1312.0824

—F2.107

22

WF2.02112.0824

-F2.052

22

36.805kmol/s

（R1）D

（51）7.361

44.166kmol/s

已知：

Ml137.60kg/kmol

MV136.39kg/kmol

L1740.74kg/m3

1.70kg/m3

质量流量：

L1Ml1L37.600.04751.786kg/s

MMv1V36.390.0572.074kg/s

体积流量：

L

L1

s1

L1

1.786

2.41

103m3/s

740.74

V1

2.074

3f

V

51——

1.220

m/s

V1

1.70

（2）提馏段饱和液体进料q=1

L'LqF0.047510.01830.0658kmol/s

VV（q1）F

0.057kmol/s

已知：

Ml251.52kg/kmol

Mv250.34kg/kmol

l2733.26kg/m3

vi1.894kg/m3

质量流量：

L2Ml2L'51.520.06583.390kg/s

V，Mv2V'50.340.0572.869kg/s

体积流量：

Ls23.3904.623103m3/s

l,733.26

Vs2

V2

V2

遊1.51

1.894

m3/s

2.3理论塔板数的计算

取操作回流比R=5

精馏段操作线方程为y=-^x+n°=5x+0.9946=0.8333x+0.1657

R+1

R+16

6

精馏段气液平衡方程

x

y

y

（

1）y

2.107

1.107y

提馏段操作线方程为

y

L

xV

W

XwV

1.1544x0.00002

提馏段气液平衡方程

x

y

y

（

1）y

2.052

1.052y

Excel表

采用逐板计算法，运用Excel快捷、准确地计算出理论塔板数。

其格设计原理如下：

精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）

相平衡操作线相平衡操作线

XD=yi►xi►yX2►y►…►Xn

计算到Xn

提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）：

相平衡操作线相平衡操作线

Xnn

*Xn+i

*XN

计算到Xn

由Excel计算结果见表2.3:

表2.3逐板法计算理论塔板数结果

X编号

X的值

y编号

y的值

Xi

0.983913

y1

0.9946

x2

0.969513

y2

0.985295

x3

0.945348

y3

0.973295

x4

0.90617

y4

0.953158

x5

0.846063

y5

0.920512

x6

0.761233

y6

0.870425

x7

0.654613

y7

0.799736

x8

0.538534

y8

0.710889

x9

0.430348<0.5163

y9

0.61416

x10

0.324817

y10

0.496774

X11

0.226206

y11

0.374949

x12

0.146914

y12

0.261113

x13

0.090509

y13

0.169578

x14

0.053789

y14

0.104464

x15

0.031245

y15

0.062074

x16

0.017898

y16

0.036049

x17

0.010167

y17

0.020642

x18

0.005744

y18

0.011717

x19

0.003233

y19

0.006611

x20

0.001812

y20

0.003712

x21

0.001011

y21

0.002072

x22

0.000559

y22

0.001147

x23

0.000305

y23

0.000626

x24

0.000162

y24

0.000332

X25

8.13E-05<0.00013

y25

0.000167

采用逐板计算法求得理论板层数NT=25（包括再沸器）,加料板为第9块理论板,

其中精馏段有8块，

提留段有

17块。

（1）精馏段

已知

2.107

L10.5046mPas

所以Et

0.490245a|

l0.49J2452.1070.50460.48

Np精

Nt

8

16.62块17块

Et

0.48

（2）提馏段

已知

2.052

L20.4857mPas

所以Et

0.49°.245al0.49°背2.0520.48570.490

Np提

Nt

171

32.65块33块

Et

0.49

全塔所需实际塔板数:

Np

Np精Np提173350块

全塔效率：

Et

Nt

*100%

251

251100%48.0%

Np

50

加料板位置在第

19块。

2.4塔径的初步计算

（1）精馏段

由u=（安全系数）*

Umax,安全系数=0.6-0.8，

Umaxc

横坐标数值：

Vs1

Vs1

（亠严3.17103

V1

（740.74）1/2

1.616（1.7

0.041

取板间距：

Ht=0.45m,hL=0.07m则Ht-hL=0.38m

0.081

查图可知"0.082,C（：

20（詁0.082（詈

Umax0.081

74°.741701.689

1.70

m/s

U10・7Umax°7*1.689*1.18m