1、6萬噸/年甲醇-水溶液浮閥精餾塔設計書中南民族大學化工原理課程設計題目 6萬噸/年甲醇-水溶液浮閥精餾塔設計 學院 化學與材料科學學院 專業 化學工程與工藝 學生姓名 李小平 學號2012214946指導教師 金士威 完成日期： 2015年 6 月 14 日課程設計任務書課程名稱化工原理課程設計課程代碼01042010設計時間2015.5.302015.6.14指導教師金士威專 業化學工程與工藝班 級1201班一、 課程設計任務（題目）及要求1.設計題目：6萬噸/年甲醇-水溶液浮閥精餾塔設計2.設計任務(含實驗、分析、計算、繪圖、論述等內容)精餾塔的物料衡算塔板數的確定精餾塔的工藝條件及有關物

2、性數據的計算塔體工藝尺寸計算塔板工藝尺寸的計算篩板的流體力學驗算關于塔板負荷性能圖的計算提餾段塔板負荷性能計算冷凝器的選取再沸器的選取接管管徑的計算與選型塔頂、塔底空間的確定塔頂封頭的確定塔底空間裙座的選取人孔的選取泵的選型塔高的計算3.設計所需技術參數原料： 甲醇-水溶液原料溫度： 30處理量： 6萬噸/年原料組成（甲醇的質量分數）：40%產品要求：塔頂產品中甲醇的質量分數：99%塔釜產品中甲醇殘留量（質量分數）2%生產時間： 300天（7200 h）冷卻水進口溫度：30加熱介質： 0.3mpa(表壓)飽和水蒸汽4設計要求（1）學生應在老師指導下獨立完成，題目不可更換。（2）查閱相關資料，自

3、學具體課題中涉及到的新知識。（3）最后提交的課程設計成果包括：a)課程設計說明書紙質文件及電子文件。b)課程設計相關設計圖紙質文件及電子文件。二、對課程設計成果的要求（包括課程設計說明書、圖紙、圖表、實物等軟硬件要求）1、分析課程設計題目的要求；2、寫出詳細設計說明；3、寫出詳細計算過程、經驗值的取舍依據；4、設計完成后提交課程設計說明書及相關設計圖；5、設計說明書應內容充實、寫作規范、項目填寫正確完整、書面整潔、版面編排、圖表繪制符合要求。6、計算過程使用的符號符合參考資料中的要求，設計內容按參考資料設計示例執行。理論塔板數的求取用逐板計算法。af和wd的求取按自己推導的公式進行。三、主要參

4、考資料 1 賈紹義，柴誠敬.化工原理課程設計.天津大學出版社,2002年6月. 2 陳敏恒，潘鶴林.化工原理（少學時）.華東理工大學出版社，2008年8月. 3化工原理第三版上冊化學工業出版社20064化工原理第三版下冊化學工業出版社2006.5化學化工物性數據手冊(有機卷) 化學工業出版社 2002.56華東理工大學化工原理教研室編化工過程設備及設計華南理工大學出版社1996.027大連理工大學王國勝主編化工原理課程設計大連理工大學出版社2005.028化學工程師手冊機械工業出版社2001.19化工工藝制圖周大軍、揭嘉化工工業出版社200610化工工藝設計手冊中國石化集團上海工程有限公司化學

5、工業出版社2003. 8指導教師簽字：目 錄課程設計任務書1目 錄3前 言6第一章 總體操作方案的確定71.1 操作壓強的選擇：71.2 物料的進料熱狀態：71.3 回流比的確定：71.4 塔釜加熱方式：81.5 回流的方式方法:8第二章 精餾的工藝流程圖的確定9第三章 理論板數的確定103.1精餾塔全塔物料衡算103.2物系相平衡數據103.3確定回流比113.4理論板數nt的計算以及實際板數的確定113.4.1塔的汽、液相負荷113.4.2求操作線方程113.4.3逐板計算法求理論板層數123.5 實際板數的確定123.5.1總板效率et的計算133.5.2實際塔板層數13第四章 塔體主要

6、工藝尺寸的確定144.1列出各設計參數144.1.1操作壓力144.1.2溫度tm144.1.3平均摩爾質量計算144.1.4汽相密度:154.1.5液相密度154.1.6液體表面張力164.1.7液體粘度l,m174.2 精餾段塔徑塔板的實際計算194.2.1 精餾段汽、液相體積流率為：194.2.2 塔徑塔板的計算194.2.3 塔板流體力學的驗算234.2.4 塔板負荷性能圖及操作彈性254.3提餾段塔徑塔板的實際計算294.3.1 提餾段汽、液相體積流率為：294.3.2 塔徑塔板的計算294.3.3 塔板流體力學的驗算324.3.4 塔板負荷性能圖及操作彈性34第五章 浮閥塔板工藝設

7、計計算結果38第六章 輔助設備及零件設計396.1 附屬設備設計396.1.1冷凝器的選擇396.1.2 再沸器的選擇406.2 塔附件設計416.2.1 接管416.2.2 泵436.2.3 預熱器456.2.4 法蘭456.2.5 筒體與封頭466.2.6 除沫器466.2.8 吊柱476.2.9 人孔486.3塔總體高度的設計486.3.1 塔的頂部空間高度486.3.2 塔的底部空間高度486.3.3 塔體高度48收獲和體會50致謝51參考文獻52成績評定表53 6萬噸/年甲醇-水溶液浮閥精餾塔設計 摘要 在化工、石油、醫藥、食品等生產中，常需將液體混合物分離以達到提純或回收有用組分的

8、目的，而蒸餾就是其中一種方法。隨著化學工業的發展，蒸餾技術、設備及理論也有了很大的發展。蒸餾餾操作的理論依據是借混合液中各組分揮發性的差異而達到分離的目的。在操作中進行多次的氣體部分冷凝或液體部分氣化稱為精餾。習慣上，混合物中的易揮發組分稱為輕組分，難揮發組分成為中組分。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數是非常重要的。 關鍵詞：精餾；甲醇-水體系；浮閥塔 60000 tons/year methanol aqueous solution - float valve column design abstract inthechemical,p

9、etroleum,pharmaceutical,foodandotherproduction,oftenneedaliquidmixtureseparationtoachievepurificationorrecycledusefulcomponentspurpose,andthedistillationisoneofthemethods.alongwiththedevelopmentofchemicalindustry,distillationtechnology,equipment andtheory also thedistillationoperationwasborrowedbetw

10、eeneachcompositionof volatile differencesandtoachievethepurposeofseparation.intheoperationofgaspartofmultiplecondensingorliquidpartgasificationcalleddistillation.therefore,graspsthegas-liquidbalancerelationship,familiarwithallkindsoftoweroperationcharacteristicsofselection,designandanalysisofvarious

11、 parametersseparationprocessisveryimportant. keywords ：distillation；the methanol - water system；float valve tower 前 言化學工業中塔設備是化工單元操作中重要的設備之一，化學工業和石油工業中廣泛應用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據混合液中各組分的揮發能力的差異進行分離的。 塔設備一般分為級間接觸式和連續接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等

12、特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。浮閥塔的特點：1生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%

13、30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富，積累的設計數據比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。本次設計就是針對甲醇水體系，而進行的常壓浮閥精餾塔的設計及其輔助設備的選型。由于此次設計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。 2015年5月第一章 總體操作方案的確定1.1 操作壓強的選擇：精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進行。確定操作

14、壓力時主要是根據處理物料的性質，技術上的可行性和經濟上的合理性來考慮的。對于沸點低，常壓下為氣態的物料必須在加壓條件下進行操作。在相同條件下適當提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發度液會下降。對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對揮發度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設備，增加了相應的設備和操作費用。本次任務是甲醇和水體系，甲醇-水這一類的溶液不是熱敏性物料，且沸點又不高，所以不需采用減壓蒸餾。這類溶液在常壓下又是

15、液態，塔頂蒸氣又可以用普通冷卻水冷凝，因而也不需采用加壓蒸餾。所以為了有效降低設備造價和操作費用對這類溶液可采用常壓蒸餾。 操作壓強:p=1atm=0.1mpa=1.013103kpa。1.2 物料的進料熱狀態：進料熱狀態有五種。原則上，在供熱一定的情況下，熱量應盡可能由塔底輸入，使產生的氣相回流在全塔發揮作用，即宜冷也進料。但為使塔的操作穩定，免受季節氣溫的影響，常采用泡點進料。這樣，塔內精餾段和提留段上升的氣體量變化較小，可采用相同的塔徑，便于設計和制造。但將原料預熱到泡點，就需要增設一個預熱器，使設備費用增加。綜合考慮各方面因素，決定采用泡點進料，即q=1 。1.3 回流比的確定： 對于

16、一定的分離任務，采用較大的回流比時，操作線的位置遠離平衡線向下向對角線靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數減少，反之理論塔板數增加。但是隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費用增加，所以操作費用和設備費用總和最小時所對應的回流比為最佳回流比。本次設計任務中，綜合考慮各個因素，采用回流比為最小回流比的1.6倍。即：r=1.6 rmin1.4 塔釜加熱方式：塔釜可采用間接蒸汽加熱或直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優點是，可利用壓強較低的加熱蒸汽，并省掉間接加熱設備，以節省操作費用和設備費用。但直接蒸

17、汽加熱，只適用于釜中殘液是水或與水不互溶而易于分離的物料，所以通常情況下，多采用間接蒸汽加熱。1.5 回流的方式方法: 液體回流可借助位差采用重力回流或用泵強制回流。采用重力回流可節省一臺回流泵，節省設備費用，但用泵強制回流，便于控制回流比。考慮各方面綜合因素，采用重力回流。第二章 精餾的工藝流程圖的確定甲醇水溶液經預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產品經冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。第三章 理論板數的確定3.1精餾塔全塔物料衡算 f:原料液流量（kmol/h) 382 xf:原料組成（mol%) 27.

18、27% d:塔頂產品流量（kmol/h) 102.88 xd:塔頂組成（mol%) 98.24% w:塔底殘夜流量（kmol/h) 279.12 xw :塔底組成（mol%) 1.13%原料甲醇組成：xf =27.27%塔頂組成：xd =98.24%塔底組成：xw =1.13%原料進料量：f=6萬噸/年=382 mol/h物料衡算式：f=d+w fxf=dxd+wxw聯立代入求解：d=102.88 kmol/h w=279.12 kmol/h3.2物系相平衡數據 1.常壓下甲醇和水的氣液平衡表(t-x-y)txytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733

19、.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75組分分子式分子量沸點熔點水h2o18.015373.15k273.15k甲醇ch3oh32.040337.85k176.

20、15k2. 基本物性數據3.3確定回流比 根據甲醇水氣液平衡組成表和相對揮發度公式 ， 求得：相對揮發度=4.57平衡線方程為：y=4.57x/(1+3.57x)因為泡點進料，所以 xe = xf=0.2727代入上式得 ye =0.0.6315 rmin = =(0.9824-0.6315)/(0.6315-0.2727)=0.9780 r=1.6 rmin =1.6*0.9780=1.56453.4理論板數nt的計算以及實際板數的確定3.4.1塔的汽、液相負荷l=rd=1.5645102.88=160.96 kmol/hv=(r+1)d=(1.5645+1) 102.88=263.84 k

21、mol/hv=v=263.84 kmol/hl=l+f=160.96 kmol/h+382 kmol/h=542.96 kmol/h3.4.2求操作線方程精餾段操作線方程： y=x + =0.6101x+0.3831提餾段操作線方程為: =2.0579x-0.01213.4.3逐板計算法求理論板層數 精餾段理論板數： 平衡線方程為：y=4.57x/(1+3.57x) 精餾段操作方程：y=x + =0.6101x+0.3831 由上而下逐板計算，自x0=0.9824開始到xi首次超過xq =0.2727時止 操作線上的點 平衡線上的點 （x0=0.9824,y1=0.9825） (x1=0.92

22、47, y1=0.9825) （x1=0.9247,y2=0.9473） （x2=0.7973,y2=0.9473） （x2=0.7973,y3=0.8695） （x3=0.5932,y1=0.8695） （x3=0.5932,y4=0.7450） （x4=0.3900,y4=0.7450） （x4=0.3900,y5=0.6210） （x5=0.2639,y5=0.6210） 因為x5時首次出現 xi xq 故第5塊理論版為加料版，精餾段共有4塊理論板。提餾段理論板數提餾段操作線方程：y=2.0579x-0.0121已知x5=0.2639, 由上而下計算，直到xi 首次越過xw=0.0113

23、時為止。 操作線上的點 平衡線上的點（x5=0.2639,y6=0.5310） （x6=0.1986,y6=0.5310）（x6=0.1986,y7=0.3966） （x7=0.1257,y7=0.3966）（x7=0.1257,y8=0.2466） （x8=0.0668,y8=0.2466）（x8=0.0668,y9=0.1254） （x9=0.0304,y9=0.1254）（x9=0.0304,y10=0.0505） （x10=0.0115,y10=0.0505） （x10=0.0115,y11=0.0116） （x11=0.0026,y11=0.0116）由于到x11首次出現xi 6 m

24、m 故降液管底隙高度設計合理。安定區與邊緣區的確定取安定區寬度ws=0.07m，邊緣區寬度取wc=0.04m 弓形降液管寬度 wd=0.182m鼓泡區間閥孔數的確定以及排列采用f1型重閥，孔徑為39mm。取閥孔動能因子 fo=11孔速 uo=11/(1.1113)0.5=10.4346m/s 浮閥數：n=2.0121/（1/43.141590.039210.4346）=162(個)有效傳質區：根據公式：其中：r=0.61mx=0.398m =0.8967m2 塔板的布置因 d800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為3塊。浮閥塔篩孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰

25、三角形排列。 閥孔的排列：采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm則排間距：t=0.0738 m=74.8 mm考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排間距不宜采用74.8 mm，而應小些，故取t=65mm=0.065mm,按t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數151個。按n=151重新核算孔速及閥孔動能因數：孔速u0= vs/（ 1/4 d2 n）=11.15 m/sf0=uo(v,m) 0.5=11.76閥孔動能因數變化不大，仍在912范圍內。開孔率空塔氣速u= vs / at = 1.5167 m/s

26、 =u / uo =1.5167/ 11.15=13.60 %5%13.60 %15%, 符合要求故：t=75mm , t=65mm, 閥孔數n實際=151個則每層板上的開孔面積ao =a a = 0.896713.60 %=0.122m24.2.3 塔板流體力學的驗算塔板壓降氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降)干板阻力 : 浮閥由部分全開轉為全部全開時的臨界速度為u0,cu0,c=（73.1/v,m）（1/1.825）=9.913m/s11.15m/s =5.341.111311.152/（2805.429.8）=0.0467m液柱液層阻力充氣系數 =0.5,有:h1=h1=0

27、.50.06=0.03m液柱液體表面張力所造成阻力, 此項可以忽略不計。故氣體流經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：hp=0.03+0.0467=0.0767m常板壓降=0.0767805.429.81=606.02pa 640pa,符合設計要求。液泛的校核為了防止塔內發生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。即：hd（ht+hw），hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(ls/(lwho)2 甲醇-水屬于一般物系，取0.5 對于浮閥塔0則hd=hw+how+hd+hp+=0.05032+0.009681+0.2(0.001533/(0.910.022)2+0.0767

28、=0.1379m（ht+hw）=0.5(0.4+0.05032)=0.2252m因0.1379m5s 符合要求霧沫夾帶泛點率=100%ll=d-2wd=1.3-20.182=0.936ab=at-2af=1.3266-20.1167=1.0932式中: ll板上液體流經長度，m; ab板上液流面積，m2 ； cf泛點負荷系數，由圖查得泛點負荷系數取0.09 k特性系數，查下表，取1.0.物性系數k系統物性系數k無泡沫，正常系統氟化物（如bf3，氟里昂）中等發泡系統（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統（如胺及乙二胺吸收塔）嚴重發泡系統（如甲乙酮裝置）形成穩定泡沫的系統（如堿再

29、生塔）1.00.90.850.730.600.30由上代入數據得：泛點率=78.0% 對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。計算出的泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev0.1kg液/kg(干氣)的要求。漏液驗算 0.855 m3/s3此設計符合要求。4.3提餾段塔徑塔板的實際計算4.3.1 提餾段汽、液相體積流率為：ls= 0.00331m3/svs=2.0212m3/s4.3.2 塔徑塔板的計算塔徑的計算取塔板間距ht=0.4，板上液層高度h1=0.06m，那么分離空間：ht h1 =0.4 - 0.06= 0.34m功能參數：=0.

30、0547從史密斯關聯圖查得：=0.0721由公式c=校正得 c=0.0741=2.4738m/s取安全系數0.70，則u=0.7umax=1.3735m/s=1.3692m 為了防止精餾段塔徑大于提留段，造成塔的穩定性下降，所以圓整取d=1.4m塔截面積at= =1.5386m2空塔氣速: u= vs / at =1.3137m/s 溢流裝置的確定單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結構簡單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業中應用最廣的降液管是弓形降液管。綜合考慮各方面因素，本設計體系采用單溢流、弓形降液管。堰長lw塔徑d=1.4m , 堰長lw=0.7d=0.98m出口堰高 hw=h1-howl / l w 2.5 =0.003313600/0.982.5= 12.5333l w / d= 0.7查流體收縮系數圖得：e=1.025, h w = hl - how=0.06-0.01539=0.04461 m降液管的寬度與降液管的面積：由lw /d=0.7 查圖得查得=0.14, =0.088wd=0.141.4=0.196m, af=0.0881.5386=0.1354m2 液體在降液管中停留時間 = afht/ls=0.13540.4/0.00331