南京工业大学
《化工原理》课程设计
设计题目 甲醇-水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计
学生姓名 班级、学号
指导教师姓名 夏毅 王海燕
课程设计时间 年 月 日 年 月 日
课程设计成绩
指导教师签字
课程名称：化工原理课程设计
设计题目：甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计学生姓名：
专业：化学工程与工艺
班级学号：
设计日期：2012-12-24至2013-01-06
设计任务：甲醇-水体系
设计条件及任务：
进料流量：F＝250kmol/h
进料组成：X f=0.28（摩尔分率）
进料热状态：泡点进料
要求塔顶产品浓度X D=0.99
易挥发组分回收率η≥0.99
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。
由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。
2013年1月
目录
概述 (7)
第一章总体操作方案的确定
◆1.1操作压强的选择 (7)
◆1.2物料的进料热状态 (7)
◆1.3回流比的确定 (8)
◆1.4塔釜的加热方式 (8)
◆1.5回流的方式方法 (8)
第二章精馏的工艺流程图的确定 (9)
第三章理论板数的确定
◆3.1物料衡算 (9)
◆3.2物系相平衡数据 (10)
◆3.3确定回流比 (11)
的计算以及实际板数的确定 (11)
◆3.4理论板数N
T
◆3.5实际塔板数的确定 (13)
第四章塔体主要工艺尺寸的确定
◆4.1各设计参数 (14)
◆4.2精馏段塔径塔板的实际计算 (20)
4.2.1精馏段汽、液相体积流率
4.2.2塔径塔板的计算
4.2.3塔板流体力学的验算
4.2.4塔板负荷性能图及操作弹性
◆4.3提馏段塔径塔板的实际计算 (33)
4.3.1精馏段汽、液相体积流率
4.3.2塔径塔板的计算
4.3.3塔板流体力学的验算
4.3.4塔板负荷性能图及操作弹性
第五章浮阀塔板工艺设计计算结果 (45)
第六章辅助设备及零件设计
◆1.塔顶全凝器的计算及选型 (46)
◆2.塔底再沸器面积的计算及选型 (51)
◆3.其他辅助设备计算及选型 (52)
第七章设计感想 (57)
第八章致谢 (58)
第九章参考文献 (58)
概述:
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。
浮阀塔的优点：
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。
本次的课程设计任务是甲醇和水的体系，要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。
浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型。其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。
国内常用的浮阀有三种，即图1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB1118—68）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33g，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。
图1 浮阀（F1型）图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型
一．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。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，即宜冷也进料。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，采用较大的回流
比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角
线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯
的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，
所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6倍。
即：R=1.6 R
min
1.4 塔釜加热方式：
塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。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，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。
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，采用重力回流。
二. 精馏的工艺流程图的确定
甲醇—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。
3. 理论板数的确定
3.1 物料衡算：
∵η=DX
D
FX
f
∴D=ηFX
f
/X
D
=0.99×250×0.28/0.99=70 kmol/h
∵F=D+W ∴W=F- D=250-70=180 kmol/h
∵FX
f = DX
D
+WX
w
∴X
w =(FX
f
-DX
D
)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.00389
3.2 物系相平衡数据
a. 基本物性数据
b. 常压下甲醇和水的气液平衡表(t—x—y)
3.3 确定回流比:根据甲醇—水气液平衡组成表和相对挥发度公式
x 1y
1x
y --=α ，
m a =
求得：算得相对挥发度α=4.83 ∴平衡线方程为：y=
αx
1+(α-1)x
=4.83x/(1+3.83x)
因为泡点进料 所以 x e = X f =0.28 代入上式得 y e = 0.6526 ∴ R min =
X D - y e
y e - x e
=(0.99-0.6526)/(0.6526-0.2)=0.9055
∴ R=1.6 R min =1.6*0.9055=1.4488
3.4理论板数N T 的计算以及实际板数的确定 1）塔的汽、液相负荷
L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/h
V=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/h V ’=V=171.416 kmol/h
L ’=L+F=101.416 kmol/h+250 kmol/h=351.416kmol/h 2）求操作线方程
精馏段操作线方程： y=
R R+1 x + X D
R+1
=0.5916x+0.4043 提馏段操作线方程为:
W X V W
X V L y '''-=
=2.05x-0.0105
3)逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数：
平衡线方程为：y=
αx
1+(α-1)x
=4.83x/(1+3.83x)
精馏段操作方程：y=
R
R+1
x +
X
D
R+1
=0.5916x+0.0.4043
由上而下逐板计算，自X
0=0.99开始到X
i
首次超过X
q
=0.2时止
操作线上的点平衡线上的点
（X
0=0.99,Y
1
=0.99） (X
1
=0.95, Y
1
=0.99)
（X
1=0.95,Y
2
=0.97）（X
2
=0.87,Y
2
=0.97）
（X
2=0.87,Y
3
=0.92）（X
3
=0.70,Y
1
=0.92）
（X
3=0.70,Y
4
=0.82）（X
4
=0.49,Y
4
=0.82）
（X
4=0.49,Y
5
=0.69）（X
5
=0.32,Y
5
=0.69）
（X
5=0.32,Y
6
=0.59）（X
6
=0.23,Y
6
=0.59）
因为X
6时首次出现 X
i
q 故第6块理论版为加料版，精馏段共有5块理论板。 提馏段理论板数 提馏段操作线方程：y=2.3147x-0.00328 已知X 6=0.23, 由上而下计算，直到X i 首次越过X w =0.00389时为止。 操作线上的点平衡线上的点 （X 6=0.23,Y 7 =0.46）（X 7 =0.15,Y 7 =0.46） （X 7=0.15,Y 8 =0.34）（X 8 =0.096,Y 8 =0.34） （ X 8=0.096,Y 9 =0.19）（X 9 =0.046,Y 9 =0.19） （X 9=0.046,Y 10 =0.084）（X 10 =0.0186,Y 10 =0.084） （X 10=0.0186,Y 11 =0.028）（X 11 =0.00593,Y 11 =0.028） （X 11=0.00593,Y 12 =0.00166）（X 12 =0.00344,Y 12 =0.00166） 由于到X 13首次出现X i < X w ，故总理论板数不足12块 ∴总的理论板数N T =11+（X 11 -X w ）/（X 11 -X 12 ）=11.365( 包括再沸器) 3.5 实际板数的确定 实际塔板数N p =N T / E T 1）总板效率E T 的计算 根据汽液平衡表,塔釜温度t w ∵ (5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-t w )/(92.9-100) ∴t w =99.48℃ 塔底温度 (100-99)/(100-87.41)=(64.7- t D )/(64.7-66.9) t D =64.7361 进料温度 （28.18-23.19）/(78-80.2)=(28-23.19)/( t f -80.2) t f =78.08℃ 平均温度=(t D +t w )/2=(64.7361+99.48)/2=82.108℃ 又由奥克梅尔公式：E T =0.49(αμ L )-0.245 其中α=6.14,μ L =0.3478mPa·s,代入上式得: E T =0.4069 2）实际塔板层数 ∵算得E T =0.4069 ∴实际塔板数N p =N T /E T =11.365/0.4069=27.93块=28块 其中：精馏段：5/0.4069=12.29≈13块 提馏段: 6.365/0.4069=15.643≈16块 提馏段不算塔釜：16-1=15块 四塔体主要工艺尺寸的确定 4.1 列出各设计参数 ⒈操作压力 1）精馏段：塔顶压力P D =1atm=101.33kPa, ∵△p≤0.64kPa ∴取每层踏板压强△p=0.64 进料板压力=P D +0.64×12=109.01kPa 精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.01)/2=105.17kPa 2）提馏段: 塔釜压力P W =P D +28×0.64=119.25kPa 提馏段平均操作压力P m ’=(119.25+109.01)/2=114.13kPa 2.温度t m 1）精馏段 ：塔顶温度t D =64.7361℃, t f =78.08℃, ∴t 精=(t D +t f )/2=71.408℃ 2）提馏段: t 提=(t w +t f )/2 =(99.48+78.08)/2=88.78℃ 3) 平均温度=(t D +t w )/2=(64.7361+99.48)/2=82.108℃ 3.平均摩尔质量计算 1）精馏塔的汽、液相负荷: L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/h V=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/h L ’=L+F=101.416 +250 =351.416kmol/h V ’=V=171.416kmol/h 2）塔顶平均分子量: X 1=0.99, Y 1=0.998 M VDM =0.99×32+(1-0.99)×18=31.86g/mol M LDM =0.998×32+(1-0.998)×18=31.972g/mol 3)加料板上一块塔板平均摩尔质量： X 5=0.32, Y 5=0.69 M VFM =0.61×32+(1-0.69) ×18=25.1 g/mol M LFM =0.32×32+(1-0.32) ×18=22.48 g/mol 4）加料板平均分子量： X f =0.28 , y f =0.547 M VFM =0.678×32+(1-0.678)×18=24.492g/mol M LFM =0.28×32+(1-0.28)×18=21.92 g/mol 5）塔底平均分子量：x w =0.00389, y w =0.0185 M VWM =0.0185×32+(1-0.0185)×18=18.259g/mol M LWM =0.00389×32+(1-0.00389)×18=18.054g/mol ∴精馏段平均摩尔质量： M Vm =(M VDm +M VFm )/2=(31.86+25.1)/2=24.48kg/kmol
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