乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案.doc

【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案.精品文档.乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案流程的设计及说明1 设计思路 蒸馏方式的确定 蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，精馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却等设备，蒸馏过程按操作方式不同可分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主，间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合小规模，多品种或多组分物系的初步分离。本次设计采用连续筛板精馏塔，常压精馏。2 装置流程的确定（1）物料的储存和输送 在流程中设置原料罐，产品罐及离心泵。原料可泵直接送入塔内，使程序连续稳定的进行。（2）参数的检测和调控 流量，压力和温度是生产中的重要参数，必须在流程中的适当位置装设仪表，以测量这些参数。同时，在生产过程中，物料的状态。加热剂和冷却剂的状态都不可能避免的会有一些波动，因此必须在流程中设置一定的阀门。（3）冷凝装置的确定 本设计采用塔顶全凝器，以便于准确地对控制回流比。（4）热能的利用 精馏过程是组分多次部分汽化和多次部分冷凝的过程，耗能较多，因此选择适宜的回流比使过程处于最佳条件下进行，可使能耗至最低。3 操作条件的确定(1) 操作压力的选取 本次设计采用常压操作。除热敏性物料外，凡通过常压精馏不难实现分离要求，并能利用江河水或循环水将镏出物冷凝下来的系统。(2)加料状态的选择 本设计选择q=1时进料，原因是使塔的操作稳定，精，提镏段利用相同塔径，便于制造。(3) 加料方式 蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。(4)回流比的选择 一般经验值为。本设计采用，初步设定后经过流体力学验算，负荷条件，故选择合理。塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶冷凝温度不要求低于30，工业上多用水冷(5)板式塔类型的选择 本次设计采用连续筛板式精馏塔4 设计方案的确定 （1）满足工艺和操作要求（2）满足经济上的要求，安全生产，保护环境。5 流程示意图第一章 精馏塔的物料衡算计算1.1 精馏塔的物料衡算 1.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 进料组成 xF=0.30+0.001×(26-20)=0.306 塔顶产品组成 xD=0.92+0.001×(26-20)=0.926 塔底产品组成 xW=0.02+0.001×（26-20）=0.0261.1.2 物料衡算原料处理量 加料量F=100kmol/h 总物料衡算 F=D+W FxF=DxD+Wxw 乙醇物料衡算 100×0.3090.929×D0.029×W 联立解得 D=31.111 kmol/h , W=68.889 kmol/h1.2回流比的确定本实验任务为分离乙醇-正丙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.3 塔板数的确定1.3.1 相对挥发度的确定 因为乙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。 (1.1) (1.2) 双组份理想溶液相对挥发度的计算：乙醇及正丙醇的Antoine常数： （1-1）乙醇A=7.33827B=1652.05C=231.48正丙醇A=6.74414B=1375.14C=193.0采用试差法：假定一t值，代入公式(1.1)算出，再将计算得到，代入到公式（1.2）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t值正确，同时可得到相应的值。计算结果见表：（1-2） 塔顶产品塔底产品 进料液 1.3.2理论板数的确定因为塔顶塔底相对挥发度相差不大，故可以按下式计算 平衡方程中相对挥发度 则平衡方程为：由于泡点进料，q=1，在最小回流比的条件下，过对角线上（0.306,0.306）点做垂直于x轴的竖直线与平衡线的交点即为, , 取回流比（1） 精馏塔的气、液相负荷：（2） 求操作线方程 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 （3）逐板法求理论板层数塔顶为全凝器： 精馏段 ： 此时进入提留段：全塔理论板数为(不包括再沸器)其中精馏段为6块， 提留段为8块， 第七块为进料板1.3.3全塔效率（A代表乙醇，B代表正丙醇） 根据安托因定律： 查文献得87.915下的黏度为 由经验式可得： 全塔效率： 1.4 实际板层数的求取 精馏段实际板层数 提镏段实际板层数 第二章 塔的物性数据计算2.1操作压力的计算 塔顶操作压力 pD=100 kPa 每层塔板压降 p=0.7 kPa 进料板压力 塔釜压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 2.2.操作温度的计算 塔顶温度 tD=79.330 进料板温度 tF=89.900 塔底温度 tW=96.500 精馏段平均温度 = 提馏段平均温度 2.3平均摩尔分数的计算 2.3.1塔顶平均摩尔质量的计算 由xD=y1=0.926,代入平衡方程得 x1=0.858 气相： 液相： 2.3.2进料板平均摩尔质量的计算第七块为进料板 x7=0.292 y7=0.461 气相： 液相： 2.3.3塔底平均摩尔质量的计算 由塔底x15=0.016，则y15=0.033 气相： 液相： 精馏段平均摩尔质量：气相： = 液相： = 提馏段平均摩尔质量：气相： 液相： 2.4平均密度的计算 2.4.1气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段气相平均密度 提馏段气相平均密度 2.4.2液相平均密度的计算 液相平均密度依下式计算 ； 塔顶液相平均密度的计算 由tD=79.330，查手册得 =743.097kg/m3,=749.430kg/m3塔顶液相质量分数计算 进料板液相平均密度的计算由tF=89.900,查手册的 =730.220kg/m3,=737.612kg/m3进料板液相质量分数计算 塔底液相平均密度的计算由tW=96.500，查手册得 =721.845kg/m3,=730.090kg/m3塔底液相质量分数计算 精馏段液相平均密度 提馏段液相平均密度 2.5液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 2.5.1塔顶液相平均表面张力的计算 （2-1）名称608090100乙醇20.2518.2817.2916.29正丙醇21.2719.4018.4517.502.5.2进料板液相平均表面张力的计算2.5.3塔底液相平均表面张力的计算 精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力 2.6液相平均黏度的计算 液相平均黏度依下式计算 2.6.1塔顶液相平均黏度的计算 （2-2）名称608090100乙醇0.6010.4950.4060.361正丙醇0.8990.6190.5220.444 2.6.2进料板液相平均黏度的计算 2.6.3塔底液相平均黏度的计算 精馏段液相平均黏度 精馏段液相平均黏度 第三章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.1塔径的计算 3.1.1精馏段的气、液相体积流率为 由,式中,C20由史密斯关联图查取，图的横坐标 取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m，则 查图得C20=0.074, 校正到表面张力为18.313 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后 D=1.4 m 塔截面积为 =× 实际空塔气速为 3.1.2提馏段气、液相体积流率为 史密斯关联图的横坐标为查图得C20=0.0690, 校正到物系表面17.967mN/m. 空塔气速为 按标准塔径圆整后 D=1.4 m 塔截面积为 × 实际空塔气速为 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方设两个人孔，其高度为1.6m，故精馏塔的有效高度为3.2塔板主要工艺尺寸的计算3.2.1溢流装置计算 应塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： 堰长lw 取 溢流堰高度hw 由hw=hL-how,选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则 精馏段 提馏段 取板上清液层高度hL=60mm,故 提馏段 hw=0.060.0129=0.0471 m 精馏段 =0.060.0205=0.0395 m 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由，查弓形降液管的参数图， 得 , 故 依下式验算液体在降液管中停留时间，即 精馏段 提馏段 故降液管设计合理 降液管底隙高度ho 精馏段取uo'=0.08m/s，提馏段取uo'=0.18m/s，则 精馏段降液管底隙高度 提馏段降液管底隙高度 精馏段 提馏段 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hw'=50mm3.2.2塔板布置 塔板的分布 因D1400mm，故塔板采用分块式。查塔板分块数表得塔径mm800塔板分块数3456塔板分为4块。 边缘区宽度的确定 取安定区宽度,边缘区宽度 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算，即 故 筛孔计算及其排列 苯-甲苯物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3×d0=3×5=15 mm 筛孔数目 =个 开孔率为 ，每层塔板的开孔面积 精馏段气体通过筛孔的气速 提馏段气体通过筛孔的气速 3.3 筛板的流体力学验算3.3.1塔板压降 干板阻力hc计算 干板阻力依下式计算 由，查干筛孔的流量系数图得 c0=0.782 精馏段干板阻力为 提馏段干板阻力位 气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力依下式计算 精馏段 查充气系数关联图 故 提馏段 查充气系数关联图 故 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由下式计算 精馏段液体表面张力阻力 提馏段液相表面张力阻力 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算:： 精馏段气体通过每层塔板的液柱高度 = 提馏段气体通过每层塔板的液柱高度 = 气体通过每层塔板的压降依下式计算 精馏段气体通过塔板压降 提馏段气体通过塔板压降 3.3.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且通过计算，次塔德塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。1. 液沫夹带 液沫夹带可依下式计算： 精馏段液沫夹带 液/kg气0.1 提馏段液沫夹带 kg液/kg气0.13.3.3漏液 对筛板塔，漏液点气速可依下式计算： 精馏段漏液点气速 实际孔速 提馏段漏液点气速 实际孔速 精馏段稳定系数 提馏段稳定系数 故在本设计中无明显漏液。3.3.4液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从：乙醇-正丙醇物系属一般物系，取，则 精馏段 提馏段 而板上不设进堰，hd依下式计算：精馏段 提馏段 精馏段 提馏段 故在本设计中不会发生液泛现象。3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液线 由 得 整理得： 精馏段 提馏段 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表： Ls Vs0.00070.0020.004 0.0080.012精馏段2.9172.8122.6712.3721.994提馏段2.7282.6482.5052.2201.843 由此表数据即可作出漏液线3.4.2液沫夹带线 由eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 由 近似取E=1， 精馏段 ，提留段 ， 精馏段 提馏段 整理得： 精馏段 提馏段 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算结果列于下表： Ls Vs0.00070.0020.004 0.0080.012精馏段2.3252.2032.0611.8351.645提馏段2.4752.35422121.9871.799 由此表数据即可作出液沫夹带线3.4.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准，得 取E=1，则 精馏段 提馏段 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3.4.4液相负荷上限线 以s作为液体在降液管中停留时间的下限，得 精馏段 提馏段 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3.4.5液泛线 令， 联立得 近似取E=1， 精馏段 整理得： 提馏段: 整理得： 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表： Ls Vs0.00070.0020.004 0.0080.012精馏段2.9172.8122.6712.3721.994提馏段2.7282.6482.5052.2201.843 由此表数据即可作出液泛线 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图,如图所示： 由图可以看出，该筛板的上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查的： 精馏段 =1.988，=0.632 提馏段 =1.735，=0.612 故精馏段的操作弹性为 提馏段的操作弹性为 第四章 热量衡算 前已算得：塔顶温度 =79.330 塔底温度 =96.500 进料板温度 =89.900 4.1 加热介质的选择 常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，本设计用饱和水蒸汽作为加热介质，原因水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。4.2 冷却剂的选择 常用的冷却剂有水和空气本设计建厂吉林地区，夏季天气炎热，故用25的冷凝水，出口温度为35。4.3 比热容及汽化潜热计算乙醇、正丙醇汽化热和热容数据（6-1）温度乙醇正丙醇汽化热热容汽化热热容0985.292.23839.882.2110969.662.30827.622.2820953.212.38814.802.3530936.032.46801.422.4340918.122.55787.422.4950899.312.65772.862.5960879.772.76757.602.6970859.322.88741.782.7980838.053.01725.342.8990815.793.14708.202.92100792.523.29690.302.96 4.3.1 塔顶温度tD下的比热容 4.3.2 进料温度下的比热容 4.3.3 塔底温度下的比热容4.3.4 塔顶温度下的汽化潜热4.4 热量衡算 4.4.1 0时塔顶上升的热量塔顶以0为基准 4.4.2 回流液的热量 此为泡点回流，根据t-x-y图查此时组成下的泡点， 4.4.3 塔顶镏出液的热量 因镏出口与回流口组成相同，所以4.4.4进料液的热量4.4.5塔底残液的热量4.4.6冷凝器消耗的热量4.4.7再沸器提供的热量 塔釜热损失为10%，则Q损=0.1 +=+Q损+ 热量衡算表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热kJ/(kmol K)165.766-140.643176.036-热量QkJ/h1490146.4406285304.4081347111.9351170250.0967013911.110第五章 附属设备及主要附件的计算 5.1 附属设备的计算5.1.1泵的选择确定泵的流量及扬程以进料泵为例已知，料液面至加料孔为11.8m，设标准弯头两个，回弯头一个，球心阀（全开）一个，则有关管件的局部阻力系数分别是：进口突然收缩，标准弯头，回弯头，球心阀，则总局部阻力系数根据，雷诺准数,所以料液为湍流流动。当时，查得（表压）两截面之间列伯努利方程：，查得所选的泵的型号为IS-50-125, 转速为2900r/min5.1.2冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用总系数一般范围为） 本设计取）=2926） 出料液温度79.330（饱和气）79.330（饱和液） 冷却水2035 逆流操作， 根据全塔热量衡算得： 传热面积 取安全系数为1.04，则所需传热面积为 查得所选的冷凝器型号为：浮头式换热器， DN=500mm , N=4公称直径公称压力管程数N管子根数n中心排管数换热面积m2换热管长度L，mm500mm0.60Mpa41441549.745005.2其他附件的计算5.2.1接管 塔顶蒸汽出口管的直径 蒸汽导管中流速取=13.00 m/s，则 m 故顶蒸汽出口管的规格 377×18 mm热轧无缝钢管dp=0.377-0.018×2=0.341m 实际蒸汽出料管 回流管的直径 回流管内液流速一般取0.20.5m/s,流速取=0.4m/s，则 故回流管的规格 95×4 mm,热轧无缝钢管。 实际回流管的流速： 进料管的直径 采用泵送料入塔，料液速度取=2.0 m/s，则 故进料管的规格 45×4mm，热轧无缝钢管。 实际进料管的流速： 塔底出料管的管径 塔底出料管的料液流速取=0.7 m/s，则 故塔底出料管的规格 60×3 mm，热轧无缝钢管。 实际塔釜出料管流速: 塔底进气管的管径取， 故进气管直径的规格45×4 mm，热轧无缝钢管。实际塔底进气管的流速： 5.2.2塔体高度 封头 封头采用椭圆形封头，由公称直径D=1400 mm，查板式塔曲面高度表得曲面高度， 直边高度，内表面积，容积,则封头高度 裙座 由于裙座内径800 mm，故裙座壁厚取16 mm。 基础环内径 mm 基础环外径 mm 圆整 =1000 mm =1500 mm 考虑到腐蚀余量和再沸器，裙座高度取3 m.人孔对的板式塔，为安装检修的需要，一般每隔68个塔板设一个人孔，本塔中共有30块塔板，需设置4个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶空间高度为 塔釜设计 塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处距离，取釜液停留时间为5min,取塔底液面到最下一层之间距离为1.5m。 则 塔体总高 实际塔板数n=30, 人孔数， 塔板间距，人孔处板间距 进料板处间距，裙座高度，封头高度 所以总高度 结 论所设计筛板的主要结果汇总于下表。序号项目数值精馏提馏1平均温度tm,84.61593.2002平均压力Pm,kPa104.55115.053气相流量Vs,m3/s1.2701.1824液相流量Ls,m3/s0.00250.00505实际塔板数306有效段高度,m12.87塔径，m1.48板间距，m0.409溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，m0.92412堰高，m0.04710.039513板上液层高度，m0.0060.00614堰上液层高度，m0.01290.020515降液管底隙高度，m0.1740.17416安定区宽度，m0.0717边缘区宽度，m0.0418开孔面积，1.09919筛板直径,m0.00520筛孔数目，m282421开孔中心距，m0.01522开孔率，%10.110.123空塔气速，m/s0.8250.87624筛孔气速，m/s11.44110.64825每层塔板压降，Pa480.438484.09126负荷上限液泛控制27负荷下限漏液控制28液沫夹带ev(液/气)0.01800.014629气相负荷上限，m3/s0.01110.011130气相负荷下限，m3/s0.000790.0007931操作弹性3.143.00结 束 语通过这次为期四周的课程设计，我的感受真的很大，这次课程设计让我学会了很多东西，这次课程设计是学习化工原理以来第一次独立的课程设计。在这次课程设计中，我学会各种手册的使用方法及物理性质，化学性质的查找方法和技巧，提高了画图的能力，进一步掌握了Excel和Word的相关知识，能力得到了极大地提高。在这四周时间里，一开始老师讲的时候，一头雾水，什么都不知道，感觉自己胜任不了，后来老师的讲解和同学之间的帮助，真切的让我感受到理论和时间相结合中的各种困难，也体会到了用自己有限的知识去解决实际中的困难的不易。在实际计算中，还发现没有及时的检查错误导致后来浪费大量时间进行修改，在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式，并没有称帝地了解这个公式的出处和用途，感觉有点遗憾。通过这次课程设计的训练，让我对自己的专业知识有了更加充分的了解，为以后的学习指导了方向，增强了分析和解决问题的能力，同时通过这次课程设计让我树立正确的设计思想，培养实事求是严肃认真，高度负责的态度。在这里真的非常感谢王老师对我们的谆谆教导，当我们有问题时细心地给我们讲解，让我们学会了很多，抽出时间给我们指导，真的想说一句：王老师，您辛苦了！参考文献（1）贾绍义.柴诚敬 .化工原理课程设计指导书，天津大学出版社；（2）化工原理教研室.化工原理课程设计指导书，吉林化工学院编；（3）谭天恩.麦本熙.化工原理下册，化学工业出版社出版；（4）匡国柱.史启才.化工单元过程及设备课程设计；（5）陈丙恒等编化工原理下册，化学工业出版社出版；（6）王国胜化工原理课程设计（第二版），大连理工大学出版社主要符号说明符号意义单位安全系数-表面张力mN/mhw凹形受液盘深度mm液体在降液管内停留时间sA传热面积m2Aa开孔面积m2Ad降液管截面积m2Af弓形降液管截面积m2AJ精馏段操作点-Ao壳程流通面积m2As换热器所需换热面积m2As换热器实际换热面积m2AT塔截面积m2At提馏段操作点-C计算液泛速度的负荷因子-C20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子-Co孔流系数-D塔径mdo筛孔直径mmET塔板效率-eV单位质量气体夹带的液沫质量液/气F进料摩尔质量kmol/hfo壳程流体得摩擦系数-G质量流量kg/hh0降液管底隙高度mh1气体通过液层得阻力mhc干板阻力mHd降液管内液层高度mhL板上液层高度mhow溢流堰高度mHT板间距mh降液管内液层高度mk塔板的稳定性系数-LW堰长mM摩尔质量kg/kmoln开筛孔数目NT理论塔板数-Q热流量WR回流比-t孔心距muo漏液点气流速度m/suo液体流过底隙时得流速m/sW蒸馏釜的液体量KmolWc塔板边缘区宽度mWd降液管宽度mWs塔板上入口安定区宽度mWs塔板上出口安定区宽度mx液相组分中摩尔分率-y气相组分中摩尔分率-Z塔的高度m相对挥发度-充气系数碳钢板厚度mmPp气体通过每层塔板的压降KPa导热系数w/ （m2）粘度mN/m密度Kg/m3塔板开孔率-化工原理课程设计教师评分表评价单元评价要素评价内涵满分评分平时成绩20%出勤能按时到指定设计地点进行课程设计，不旷课，不迟到，不早退。10纪律学习态度认真，遵守课程设计阶段的纪律，作风严谨，按时完成课程设计规定的任务，按时上交课程设计有关资料。10说明书质量30%说明书格式符合课程设计说明书的基本要求，用语、格式、图表、数据、量和单位及各种资料引用规范等。10工艺设计计算根据选定的方案和规定的任务进行物料衡算，热量衡算，主体设备工艺尺寸计算，附属设备的选型等。20制图质量30%制图图形图纸的布局、线形、字体、箭头、整洁等。20制图正确性符合化工原理课程设计任务书制图要求，正确绘制流程图和工艺条件图等。10答辩20对设计方案的理解答辩过程中，思路清晰、论点正确、对设计方案理解深入，主要问题回答正确20指导教师综合评定成绩：实评总分；成绩等级 指导教师（签名）： 2010年 12 月 24日 注：按优（90-100分）、良（80-89分）、中（70-79分）、及格（60-69分）、不及格（60分以下）五级评定成绩。化工原理教学与实验中心2010年11月23日