甲醇和水的浮阀塔课程设计.doc

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1、 化工原理课程设计题目浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计学生姓名学号教学院系化学化工学院专业年级2009指导教师职称单位完成日期2012年7月5日目 录一 设计任务1。1.设计题目 浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计1。2.工艺条件1。二 设计内容1。1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图（见附图）。1。2.工艺参数的确定1。2.1基础数据1。2.2全塔的物料衡算3。2.3塔板数的确定5。2.4实际塔板数的确定6。2.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算7。3.主要设备的工艺尺寸计算10。3.1塔径计算10。3.2板间距12。3.3精馏塔有效高度的计算13。3.4 溢流装置计算13。3.5

2、 塔盘布置16。4.流体力学计算19。4.1流体力学验算19。4.2 塔板操作负荷性能图21。5 主要附属设备设计计算及选型23。5.1塔顶全凝器的计算及选型23。5.2接管尺寸的计算28。5.3进料管线管径29。5.4进料泵的选择30。三 精馏塔的设计计算结果汇总一览表31。四 主要符号31。五 参考文献33。一 设计任务1. 设计题目 浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计2. 工艺条件生产能力：31200吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：50%甲醇，50%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液 98%甲醇，釜液0.8%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

3、：直接蒸汽加热回流比： 自选二 设计内容1 确定精馏装置流程，绘出流程示意图、塔器设备图（见附图）。2 工艺参数的确定2.1基础数据 表1-1组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.020373.15K273.15K甲醇CH3OH32.040337.85K176.15K表1-2 常压下甲醇和水的气液平衡表(txy)tXytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.15

4、54.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75表1-3 不同温度下甲醇和水的密度物质 密度kg/m3温度/ 5060708090100甲醇 750741731721713704水 988983978972965958表1-4 查图整理得甲醇-水粘度物质 粘度mPas温度/20406080100甲醇 0.5800.4390.3440.2770.228水 1.002

5、0.6530.4660.3540.282 表1-5 查图整理得甲醇-水表面张力 物质 表面张力mN/m温度/20406080100甲醇 22.0719.6717.3315.0412.80水 72.7569.5666.1862.6058.902.2全塔的物料衡算 2.2.1物料衡算 已知： 甲醇的摩尔质量 =32.040 Kg/kmol 水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmol 平均摩尔质量M=0.36032.040+（1-0.360）18.020=23.067 kg/kmolM= 0.96532.040+ (1-0.965) 18.020=31.549 kg/kmolM=0.0045232.

6、040+（1-0.00452）18.020=18.083 kg/kmol kmol/h 全塔物料衡算：q=1,2.2.2根据气液平衡表（x-y-t表）利用内插法求塔顶温度，塔釜温度，进料温度tF a塔顶温度， 可得： =65.31 可得： =61.62 b.塔釜温度 可得：tw=99.40 c.进料温度tF 可得：tF=76.012.2.3回流比确定 由表1的数据绘制x-y图（略） 由图（图略）可知进料平衡曲线为不正常平衡曲线，为减小误差，用作图法求最小回流比。 由点a(,)向平衡线作切线，交轴于b(0,0.6)，即精馏段操作线截距/(R+1)=0.6，所以=0.6083。 操作回流比可取为最

7、小回流比的1.12.0倍，所以取 R=2 =1.21662.3塔板数的确定 精馏段操作线方程：= 提留段操作方程：= 根据甲醇水气液平衡组成表和相对挥发度公式 ， 求得：算得相对挥发度=4.83 平衡线方程为：y=4.83x/(1+3.83x) x=y/(-(-1)y) 由上而下逐板计算，自X0=0.965开始到Xi首次超过Xq =0.36时止 操作线上的点 平衡线上的点 （X0=0.965,Y1=0.965） (X1=0.851, Y1=0.965) （X1=0.851,Y2=0.902） （X2=0.656,Y2=0.902） （X2=0.656,Y3=0.795） （X3=0.446,Y

8、1=0.795） （X3=0.446,Y4=0.680） （X4=0.305,Y4=0.680） 因为X4 时首次出现 Xi Xq 故第4块理论版为加料版，精馏段共有3块理论板。提馏段理论板数. 已知X4=0.305, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.00452时为止。操作线上的点 平衡线上的点（X4=0.305,Y5=0.535） （X5=0.193,Y5=0.535）（X5=0.193,Y6=0.335） （X6=0.094,Y6=0.335）（X6=0.094,Y7=0.160） （X7=0.038,Y7=0.160）（X7=0.038,Y8=0.060） （X8=0.013,

9、Y8=0.060）（ X8=0.013,Y9=0.015） （X9=0.00316,Y9=0.015） 由于到X9首次出现Xi X w ，故总理论板数不足9块 总的理论板数NT=8+（X8-Xw）/（X8-X9）=8.862( 包括再沸器)2.4实际板数的确定 实际塔板数Np=NT/ ET2.4.1总板效率ET的计算 根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度tLD,tVD,塔釜温度twtD=(tLD+tVD)/2=(65.31+61.62)/2=63.465 平均温度=(tD+tw)/2=(63.465+99.40)/2=81.4325 又由奥克梅尔公式：ET=0.49(L)-0.245,其中=6

10、.15,L=0.342mPas,代入上式得:ET=0.40842.4.2实际塔板层数算得ET=0.4084 实际塔板数Np=NT/ET=8.862/0.4084=21.699块=22块其中： 精馏段：3/0.4084=7.3468块 提馏段: 5.862/0.4084=14.35415块 提馏段不算塔釜：15-1=14块2.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.5.1操作压力 塔顶压强：PD=100 kpa 取每层塔板压降:P=0.7 kpa 则 进料板压力: 塔釜 压力: 则 精馏段的平均操作压强: 提馏段的平均操作压强: 2.5.2操作温度 由于甲醇水溶液属于双组分理想溶液，因此可通

11、过双组分理想溶液的汽液相平衡图查取 塔顶温度 进料板温度 塔釜温度 精馏段平均温度 tm=(63.465+76.01)/2=69.74 提留段平均温度 tm=(76.01+99.4)/2=87.712.5.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由， 进料板平均摩尔质量计算 塔釜平均摩尔质量计算由y1=0.00005 x1=0.00452MVWm=0.0000532.04+(1-0.00005)18.02=18.02kg/kmol MLWm=0.0045232.04+(1-0.00452)18.02=18.08kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量MVm=(26.89+18.

12、02)/2=22.46kg/kmol MLm=(23.07+18.08)/2=20.58kg/kmol2.5.4平均密度计算 精馏段平均密度的计算 2.5.4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 2.5.4.2液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由，查手册2得 进料板液相平均密度的计算 由，查手册得 精馏段液相平均密度为 提馏段平均密度的计算 2.5.4.3气相平均密度计算 由理想气体状态方程得 2.5.4.4液相平均密度计算 tw=99.4时 A704.54kg/m3 B=958.42kg/m3 提馏段平均密度 Lm=(867.0 +958.14

13、)/2=912.57kg/m32.5.5液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由，查手册2得 进料板液相平均表面张力计算 由，查手册2得 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=99.4查表4得 A= 12.87N/m B=59.90mN/m LWm=0.00812.87+0.99259.90=59.52mN/m 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力 Lm=(46.10 +59.52)/2=52.81mN/m2.5.6平均粘度计算 塔顶物料黏度：用内插法求得， 查手册2得 求得 液体平均粘度进料黏度：用内插法求得 查手册2得 求得 塔釜物料

14、黏度：用内插法求得， 查手册得 求得 精馏段液相平均黏度： 提馏段液相平均黏度：3 主要设备的工艺尺寸计算3.1 塔径计算3.1.1精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 史密斯关联图查取，图的横坐标为 由 式中的C由式计算，其中由 取板间距，板上液层高度，则 查史密斯关联图3得=0.070 又 液体的表面张力 u max 取安全系数为0.8，则空塔气速为 u 按标准塔径圆整后为 D=1.0m 塔截面积为 实际空塔气速为 u实际 u实际/ umax=1.52/2.054=0.740.8(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)3.1.2提馏段塔径的计算 提馏段的气、液相体积流率为 VS=

15、LS= 史密斯关联图查取，图的横坐标为 由式中的C由式计算，其中由 3.2 板间距 取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度 hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m 由史密斯关联图，得知 C20=0.070 气体负荷因子 s 取安全系数为0.8，则空塔气速为 u=0.8umax=0.82.95=2.36m/s 按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为At=3.1411=0.785 m2 实际空塔气速为 u/umax=1.599/2.95=0.5420.02 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度。 因塔径D=1m， 所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各

16、项计算如下：3.4.1 堰长lw 可取lw=0.6/D=0.6m3.4.2 溢流堰高度hw 由hw=hLhow可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有 取板上清液层高度hL=0.06 m 故 hw=0.06-0.0149=0.0451 m3.4.3 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即 验证结果为降液管设计符合要求。3.4.4降液管底隙高度ho 取 uo=0.16m 则 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度hw=50mm。3.5 塔盘布置 精馏段3.5.1塔板的分块 因，故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为3块。3.5.2边缘区宽

17、度确定取 Ws=0.05m Wc=0.035m3.5.3开孔区面积计算 开孔区面积按式计算 其中 故 3.5.4浮阀计算及排列 甲醇-水对设备无腐蚀性，可选用的碳钢板，在塔板上按等腰三角形错排排列浮阀，并取塔板上液体进出口安定区宽度和均为60mm边缘区宽度为为35mm， 取 浮阀直径 选取F1型浮阀，重型，其阀孔直径 d0=0.039m初取孔动能因子 精馏段： 取阀孔动能因子,则孔速，即 =m/s =1.04kg/m3故阀孔气速u0=9.81m/s，求每层塔板上的浮阀数，即 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t,即 t= 塔板上浮

18、阀开孔率： 考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积因此排间距不宜 采用80mm，而应小于此值，故取t=65mm.按t=75mm,t=65mm以等腰三角形叉排方式作图，示意图如下： 因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块，采用等腰三角形叉排。 浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。 3.5.4.1阀孔的排列： 第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t可取65mm,80mm,100mm. 经过精确绘图，得知，当t=65mm时，阀孔数N实际=98个 按N=85重新核算孔速及阀孔动能因数： 孔速u0= VS/

19、（ 1/4 d2 N）=10.2m/s，=10.4阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。 3.5.4.2开孔率 空塔气速u= VS / AT = 1.516 m/s ,=u / uo =1.516/ 10.2=14.86%5%14.86%15%,符合要求，故：t=75mm , t=65mm, 阀孔数N实际=98个则每层板上的开孔面积，AO =A a = 0.53714.86 %=0.080m23.5.5塔板的分块 因为D 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。3.5.6边缘区宽度确定 取破沫区宽度Ws=Ws= 0.05m, 边缘区宽度Wc=0.035m3.5.7开孔区面积

20、计算 开孔区面积按式计算 其中 故 3.5.8浮阀计算及排列 提馏段： =0.758kg/m3 =m/s，故阀孔气速u0=11.49m/s故阀孔个数： 提留段 经过精确绘图，得知，当t=65mm时，阀孔数N实际=88个 按N=88重新核算孔速及阀孔动能因数： 孔速u0= VS/（ 1/4 d2 N）=11.94 m/s，=10.4阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。 3.5.8.1开孔率 空塔气速u= VS / AT = 1.599 m/s ，=u / uo =1.599/ 11.94=13.4%5%13.4%15%,符合要求 故：t=75mm , t=65mm, 阀孔数N实际=88个 则

21、每层板上的开孔面积，AO =A a = 0.53713.4 %=0.072m24 流体力学计算4.1流体力学验算 精馏段（以精馏段为例，提留段略）4.1.1气体通过塔板的压强降相当的液柱高度 由； 4.1.1.1干板阻力=m/s 因为，故 4.1.1.2板上充气液层阻力 取， 4.1.1.3液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： 4.1.2 淹塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度，即 4.1.2.1单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度： 4.1.2.2液体通过降液管的压头损失：=0.000552m 4.1.2.3板上液层高度：，则

22、m 取，已选定， hw=0.0519m 则。可见，所以符合防止淹塔的要求。4.1.3雾沫夹带 泛点率 泛点率 板上液体流经长度： ZL=D-2Wd=1-20.138=0.724 板上液流面积：Ab=AT-2Af=0.785-20.0526=0.6798 式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ； 查物性系数，泛点负荷系数图 泛点率=0.68 泛点率=0.79 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev500，故 管子排列为正三角形排列，取F=0.5 代入得, 取污垢校正系数F=1.0 =9329.6Pa1

23、0kPa 故管壳程压力损失均符合要求5.1.5管程对流给热系数 Reo=696.84 0.14 计算传热系数 取污垢热阻 RS=0.15m/kW RS=0.58 m/kW 以管外面积为基准 则 5.2接管尺寸的计算5.2.1 进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。 管径的计算: ，取， 经圆整选取热轧无缝钢管，规格423mm5.2.2 回流管 回流液体积流量 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：50mm3mm 实际管内流速： 5.2.3塔釜出料管 釜残液的体积流量： =0.000879m3/s 取适宜

24、的输送速度uw=0.785m/s则 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：42mm3mm 5.2.4冷凝水管 冷凝水进口温度为12，水的物性数据： , 冷凝水质量流率，取流速为1.6m/s 选取 1804.5mm热轧无缝钢管 5.2.5冷凝水泵 取=0.01，查图摩擦系数=0.0315.3进料管线管径 各管件及阀门阻力系数如下:名称水管入口进口阀90弯头4半开型球阀0.560.7549.55.4进料泵的选择 设管长为50米, 塔有效高度加裙座加全凝器高度取Ho=20m 扬程取29m 流量 选择IS150-40-315型离心泵,参数为 流量V=200,扬程,转速, 泵效率,轴功率 F=210kmol/h

25、=1.815kg/s=7.627m3/h 料液罐的压强为常压1atm，加料板的压强为109650Pa 进料口的高度为11.7m ，进料段的表压为1.08216atm，管路阻力 管路的高度为 11.7+1.0821610+=22.522+,所以要选一个适合这个流量和高度的泵，查型离心泵性能表 ，使用重力回流 从各个方面考虑下来，IS65-40-315比较适合作进料泵，其有关参数为：流量/(m3/h)扬程/m转速/(r/min)气蚀余量/m泵效率/%轴功率配带功率12.53214502.5372.944三 精馏塔设计结果总汇总一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均温度69.7487.71平

26、均流量气相VSm3/s1.191.255液相LSm3/s0.00080.002实际塔板数N块815板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm2.85.6塔径Dm1.01.0空塔气速um/s1.6431.599塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.60.6堰高hwm0.05190.0451溢流堰宽度Wdm0.1380.138底与受液盘距离hom0.02220.020板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm3939孔心距排间距ttmmmm75657565浮阀数n个9888开孔率%14.8613.4阀孔气速uom/s9.9711.94单板压降ppPa493.9585.

27、6液体在降液管中停留时间s26.310.52降液管内清液层高度Hdm0.128560.197泛点率eVkg液/kg气0.680.79阀孔动能因数Fo9.87210.329临界阀孔气速uocm/s10.28气相最大负荷VSmaxm3/s2.53气相最小负荷VSminm3/s0.71操作弹性2.92塔顶全凝器公称直径mm 600管长mm 7960换热面积m2 18.756 泵规格IS150-40-315四 主要符号1英文字母Aa塔板开孔区面积，m2hW进口堰高度，mAf降液管截面积，m2h与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱A0筛孔总面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2HP

28、人孔处塔板间距，mC0流量系数，无因次HT塔板间距，mC计算时的负荷系数，lW堰长，mCs气相负荷因子，m/sLs液体体积流量，m3/sd0筛孔直径，mn筛孔数目D塔径，mNT理论板层数eV液沫夹带量，kg(液)/kg(气)P操作压力，PaET总板效率，无因次P压力降，PaF气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)Pp气体通过每层筛板的压降，PaF0筛孔气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2)t筛孔的中心距，mhW出口堰高度，mu空塔气速，m/sh1进口堰与降液间的水平距离,mu0气体通过筛孔的速度，m/shc与干板压降相当的液柱高度，m液柱u0,min漏液点气速，m/shd与液体流过降液

29、管相当的液柱高度，mu0液体通过降液管底隙的速度，m/shf塔板上鼓泡高度，mVs气体体积流量，m3/sh1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱Wc边缘无效区宽度，mhL板上清液层高度，mWd弓形降液管宽度，mh0降液管的底隙高度，mWs破沫区宽度，mhOW堰上液层高度，mZ板式塔的有效高度，m2 希腊字母充气系数，无因次筛板厚度，m液体在降液管内停留时间，s粘度，mPa/s密度，kg/m3表面张力，N/m开孔率，无因次五 参考文献1 张颖、郝东升.化工工艺设计（第2版）.呼和浩特.内蒙古大学出版社.2005.12.221331 2 冯元琦.联醇生产.北京.化学工业出版社.1989.25726

30、8. 3 谢克昌、李忠.甲醇及其衍生物.北京.化学工业出版社.2002.57 4 冯元琦.甲醇生产与操作问答.北京.化学工业出版社.2005.712 5中国寰球化学工程公司、中国石油化工总公司、兰州石油化工设计院.氮肥工艺设计手册（气体压缩、氨合成、甲醇合成）.北京。化学工业出版社.1989.346356 6刘光启、马连相、刘杰.化学化工物性数据手册.北京.化学工业出版社.1989.224235，255260 7 武汉大学主编 化学工程基础 高等教育出版社 415-4258 张颖、郝东升.化工工艺设计（第2版）.呼和浩特.内蒙古大学出版社.2005.12.221331 9柴诚敬、张国亮。化工流体流动与传热。北京。化学工业出版社。2000.525-530 10 华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州：华南理工大学出版社. 1996.02 11 天津大学化工原理教研室编. 化工原理(下). 天津：天津大学出版社. 1999.04