丙酮-水板式精馏塔设计说明书aaa.doc

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1、摘 要Abstract目 录摘 要IAbstractII引 言1第1章 设计条件与任务21.1设计条件21.2设计任务2第2章 设计方案的确定3第3章 精馏塔的工艺设计43.1全塔物料衡算43.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数43.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量43.1.3物料衡算进料处理量43.1.4物料衡算43.2实际回流比43.2.1最小回流比及实际回流比确定53.2.2操作线方程63.2.3汽、液相热负荷计算63.3理论塔板数确定63.4实际塔板数确定63.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算83.5.1操作压力计算83.5.2操作温度计算83.5.3平均摩尔质量计算

2、83.5.4平均密度计算93.5.5液体平均表面张力计算103.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算113.6.1塔径计算113.6.2精馏塔有效高度计算12第4章 塔板工艺尺寸的计算144.1精馏段塔板工艺尺寸的计算144.1.1溢流装置计算144.1.2塔板设计144.2提馏段塔板工艺尺寸设计154.2.1溢流装置计算154.2.2塔板设计164.3塔板的流体力学性能的验算164.3.1精馏段164.3.2提馏段174.4板塔的负荷性能图184.4.1精馏塔184.4.2提馏段19第5章 板式塔的结构215.1塔体结构215.1.1塔顶空间215.1.2塔底空间215.1.3人孔215.1.4塔高2

3、15.2塔板结构21第6章 附属设备216.1冷凝器216.2原料预热器22第7章 接管尺寸的确定237.1蒸汽接管237.1.1塔顶蒸汽出料管237.1.2塔釜进气管237.2液流管237.2.1进料管237.2.2回流管237.2.3塔釜出料管23第8章 附属高度确定248.1筒体248.2封头248.3塔顶空间248.4塔底空间248.5人孔248.6支座248.7塔总体高度24第9章 设计结果汇总25设计小结与体会27参考文献28引 言在炼油、石油加工、精细化工、食品、医药等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热的单元操作中。所以塔

4、设备的研究与设计一直是国内外学者普遍关注的重要课题。塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。板式塔为逐板接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性大，持液量小等优点。同时也有投资费用较高，填料易堵塞等缺点。本设计目的是分离丙酮-水混合液，采用筛板式精馏塔。塔型的选择因素很多。主要有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。1、 与物性有关的因素（1） 本设计任务为分离丙酮-水混合物，对于二元混合物的分离，应该使用连续精馏。（2） 易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，应选填料塔。本设计为丙酮和水，可选用板式塔。（3） 对于有悬浮物或容易聚

5、合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔。2、 与操作条件有关的因素（1） 对于有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔为适宜；（2） 对于液体喷淋密度极小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充分润湿，使其分离效率明显下降，故宜选用板式塔。在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。第1

6、章 设计条件与任务1.1设计条件在常压操作的连续板式精馏塔内分离丙酮-水混合物。塔釜直接蒸汽加热，生产能力和产品的质量要求如下：生产能力：年处理丙酮-水混合液32 000吨（300天/年）原 料：丙酮含50%（质量分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶丙酮含量不低于99.5% 塔低丙酮含量不高于0.5%操作条件：塔顶压力：4kPa(表压)； 进料热状态：自选； 回流比：自选； 单板压降 0.7kPa。建厂地址：武汉1.2设计任务1 全塔物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定。2 计算冷凝器和再沸器热负荷。3 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。4 估算塔径。5 板式塔的工艺尺寸计算，包

7、括溢流装置与塔板的设计计算。6 塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。7 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。 8 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔），支座，封头，塔高等。塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。9 塔的附属设备选型,包括塔顶冷凝器、塔底(蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型（视情况而定）。10 精馏塔各接管尺寸的确定。11 绘制精馏塔系统工艺流程图。12 绘制精馏塔装配图。13 编写设计说明书。14计算机要求：

8、编写程序、CAD绘图等。15 英语要求：撰写英文摘要。16 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。第2章 设计方案的确定本设计任务为分离丙酮-水混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应该使用连续精馏流程。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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点56.2C），塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。图2.1 板式精馏塔的工艺流程简图第3章 精馏塔的工艺设计3.1全塔物料衡算3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数丙酮（）

9、的摩尔质量：水（）的摩尔质量：则各部分的摩尔分数为：3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量3.1.3物料衡算进料处理量3.1.4物料衡算总物料衡算（直接蒸汽加热）：轻组分（丙酮）衡算：由恒摩尔流假设得：求解得到：3.2实际回流比由数据手册查的丙酮-水的物系汽液平衡数据如下：表3.1 常压下的丙酮-水的气液平衡数据t/xyt/xy10092.786.575.866.563.462.161.000.0010.0020.0050.100.150.200.3000.2530.4250.6240.7550.7390.8150.83060.460.059.759.058.257.557.056.1

10、30.400.500.600.700.800.900.951.00.8390.8490.8590.8740.8980.9350.9631.0P=101.325KPa液体蒸汽图3.1 丙酮-水的t-x-y汽液平衡相图3.2.1最小回流比及实际回流比确定根据101.325KPa下，丙酮-水的汽液平衡组成关系绘出丙酮-水t-x-y和x-y图，泡点进料，所以q=1，即q为一条直线，本平衡具有下凹部分，即操作线尚未落到平衡线前已与平衡线相切，由程序得到（程序见附录）：初步取实际操作回流比为理论回流比的1.5倍：(此步要修改)3.2.2操作线方程（1）精馏段操作线方程： （2）提馏段操作线方程： 3.2.

11、3汽、液相热负荷计算（1）精馏段：（2）提馏段：3.3理论塔板数确定通过Matlab编程，在平衡曲线即x-y曲线图上做操作线，在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线焦点，直到阶梯与平衡线交点小于0.00156为止，由此，得到理论板21块，加料板为第18块理论板。 （程序附录，由程序可以得到每一块理论板上丙酮汽液组成与温度）图3.2 丙酮-水的y-x图及图解理论板3.4实际塔板数确定板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算：注：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度塔顶与塔底平均温度下的液相粘度（1）精馏段：

12、精馏段平均温度：在图3.1中查的，该温度下丙酮在液相组成为，汽相组成为；数据手册中查的该温度下丙酮的黏度，水的粘度；丙酮和水的相对挥发度：液相粘度：塔板效率：实际塔板数：故精馏段实际塔板数为块。（1）提馏段：提馏段平均温度：在图3.1中查的，该温度下丙酮在液相组成为，汽相组成为；数据手册中查的该温度下丙酮的黏度，水的粘度；丙酮和水的相对挥发度：液相粘度：塔板效率：实际塔板数：故精馏段实际塔板数为块。全塔所需要的实际塔板数：块，加料板位于第51块。全塔效率：3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算3.5.1操作压力计算塔顶操作压力：；每层塔板压降：；进料板的压力：；塔底的压力：（1）精馏段平均压

13、力：（2）提馏段平均压力：3.5.2操作温度计算塔顶温度：； 进料板的温度：；塔底的温度：（1）精馏段平均温度：（2）提馏段平均温度：3.5.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量：进料板平均摩尔质量：塔底平均摩尔质量：（1）精馏段平均摩尔质量：（2）提馏段平均摩尔质量：3.5.4平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即液相平均密度计算：注：为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由，查手册得，进料板平均密度计算：由，查手册得，质量分数：塔底平均密度计算：由，查手册得，（1）精馏段平均密度：（2）提馏段平均密度：3.5.5液体平均表面张力计算对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算：并用

14、下列关联式求出,注：下标W表示水，O表示有机物；表示水的摩尔体积；有机物的摩尔体积。（1）精馏段平均表面张力：由，查表得：；得：（2）提馏段平均表面张力：由，查表得：；得：3.5.6液体平均黏度计算液体平均黏度计算公式：塔顶平均黏度计算：由，查手册得，得到：进料板平均黏度计算：由，查手册得，得到：塔底平均黏度计算：由，查手册得，得到：（1）精馏段液体平均黏度：（2）提馏段液体平均黏度：3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1塔径计算（1）精馏段精馏段的气、液相体积流率为：查史密斯关联图，横坐标为：取板间距，板上液层高度则：查图得：取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为： 截塔面积

15、为：实际空塔气速：（2）提馏段提馏段的气、液相体积流率为：查史密斯关联图，横坐标为：取板间距，板上液层高度则：查图得：取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为： 截塔面积为：实际空塔气速：3.6.2精馏塔有效高度计算（1）精馏段有效高度 (2)提馏段有效高度 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔有效高度:第4章 塔板工艺尺寸的计算4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算4.1.1溢流装置计算因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：4.1.1.1堰长取4.1.1.2溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度：取板上清液层高度，故4.1.1.3弓形降液

16、管宽度和截面积由查弓形降液管参数图得：；故 验算液体在降液管中停留时间,即：故降液管设计合理。4.1.1.4降液管底隙高度取，则故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度。4.1.2塔板设计4.1.2.1塔板分块因为，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块。4.1.2.2边缘区宽度确定取，4.1.2.3开孔区面积的计算开孔区面积计算：所以, 4.1.2.4筛孔计算及其排列本物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距：筛孔数目：个开孔率为：气体通过筛孔的气速：4.2提馏段塔板工艺尺寸设计4.2.1溢流装置计算4.2.1.1溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度：取

17、板上清液层高度，故4.2.1.3弓形降液管宽度和截面积由查弓形降液管参数图得：；故 验算液体在降液管中停留时间,即：故降液管设计合理。4.2.1.4降液管底隙高度取，则故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度。4.2.2塔板设计与精馏段塔板设计相同，但气体通过筛孔的流速不同：气体通过筛孔的气速：4.3塔板的流体力学性能的验算4.3.1精馏段4.3.1.1塔板压降（1）干板阻力计算由，查图得，所以的液柱。（2）气体通过液层的阻力通过查图得。所以：液柱。（3）液体表面张力阻力计算液柱气体通过每层塔板的液柱高度：气体通过每层的压力降为：（设计允许）4.3.1.2液面落差（忽略液面落差的影响）4

18、.3.1.3液沫夹带得到，故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.3.1.4漏液稳定系数：故本设计中无明显漏液。4.3.1.5液泛为防止发生液泛，降液管内也层高度应满足：取得到：液柱液柱故本设计中不发生液泛。4.3.2提馏段提馏段计算方法与精馏段相同，验算结果如下：4.3.2.1塔板压降液柱液柱液柱气体通过每层塔板的液柱高度：气体通过每层的压力降为：（设计允许）4.3.2.2液面落差（忽略液面落差的影响）4.3.2.3液沫夹带得到，故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.3.2.4漏液稳定系数：本设计中无明显漏液。4.3.2.5液泛为防止发生液泛，降液管内也层高度应满足：取得到：液柱液柱故本设

19、计中不发生液泛。4.4板塔的负荷性能图4.4.1精馏塔4.4.1.1漏液线：4.4.1.2液沫夹带线：4.4.1.3液相负荷下限：4.4.1.4液相负荷上限：4.4.1.5液泛线精馏段负荷性能图：52413图4.1 精馏段负荷性能图由图得到，操作弹性为：4.4.2提馏段4.4.2.1漏液线：4.4.2.2液沫夹带线：4.4.2.3液相负荷下限：4.4.2.4液相负荷上限：4.4.2.5液泛线提馏段负荷性能图：54132图4.2 提馏段负荷性能图由图得到，操作弹性为：第5章 板式塔的结构5.1塔体结构5.1.1塔顶空间 塔顶空间为最上层塔板与塔顶间的距离，为了利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应

20、大于板间距，设计中通常取。5.1.2塔底空间塔底空间为塔内最下层塔板到塔底间距。 5.1.3人孔对于的板式塔，一般每隔6-8层塔板设一人孔。人孔一般直径为，其伸出塔体的筒体长为，人孔中心距操作平台。设人孔处的板间距离应大于或等于600mm。5.1.4塔高板式塔的塔高按下式计算：式中：塔高；实际塔板数；进料板数；进料板处板间距；人孔数；设人孔处板间距；塔底空间高度；塔顶空间高度；封头高度；裙座高度；5.2塔板结构由于塔径，由于安装、刚度、检修等要求，将塔板分成3块。第6章 附属设备6.1冷凝器出料液温度：56.55（饱和蒸汽）56.55（饱和液体）塔顶气体： 汽化热： 传热量： 温度推动力： 由

21、于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数C，则传热面积：6.2原料预热器原料预热温度：20C60.75C（泡点温度）采用130C过热饱和蒸汽加热平均温度：平均温度下查表得则：取总传热系数：解得换热面积第7章 接管尺寸的确定7.1蒸汽接管7.1.1塔顶蒸汽出料管采用直管，取出口气速，则，查表取，管内实际气体流速。7.1.2塔釜进气管采用直管进气，取气速，则，查表取，管内实际气体流速。7.2液流管7.2.1进料管采用直管进料管，取，则，查标准系列取。管内液体实际流速。7.2.2回流管采用直管回流管，取，则，查标准系列取。管内液体实际流速。7.2.3塔釜出料管采用直管出料管，取，则，查标准系列取。

22、管内液体实际流速。第8章 附属高度确定8.1筒体壁厚选6mm，所用材质为。8.2封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积 ，选用封头。8.3塔顶空间8.4塔底空间取釜液停留时间为58.5人孔本设计塔中设置5个人孔，每个直径为450mm，设置人孔处板间距为600mm，裙座上设置2个人孔，直径450mm。8.6支座塔底采用裙座支撑，塔径为1m，查裙座尺寸得，裙座圈厚度为6mm，基础环厚度为23.3mm。基础环内径：基础环外径：圆整后取基础环内径为800mm，基础环外径为1400mm。裙座高取3m，地脚螺栓公称直径M42。8.7塔总体高度第9章 设计结果汇总表9.

23、1 筛板精馏塔工艺设计计算项目符号单位精馏段提馏段筛板精馏塔工艺设计计算平均温度C60.33582.030平均压力KPa122.82144.52汽相流量Vsm3/s0.83790.7584液相流量Lsm3/s0.00130.0016实际塔板数5013有效段高度Zm25.20塔径Dm1.01.0板间距m0.400.40溢流形式单溢流降液管形式弓形堰长lwm0.60.6堰高hwm0.0390.037板上液层高度hLm0.0500.050堰上液层高度howm0.010.01降液管底隙高度h0m0.0270.033安定区宽度Wsm0.0600.060边缘区宽度Wcm0.0300.030开孔区面积Aam

24、20.5650.565筛孔直径dm0.0050.005筛孔数目n个29002900孔中心距rm0.0150.015开孔率10.1空塔气速um/s1.070.97筛孔气速U0m/s14.7213.33稳定系数K2.3361.798每层塔板压降PKPa0.67140.5542液沫夹带m0.02440.0093汽相负荷上限Vs,maxm3/s1.3231.601汽相负荷下限Vs,minm3/s0.3460.404负荷上限液泛控制负荷下限漏液控制操作弹性3.83.898表9.2 接管尺寸确定项目接管尺寸管内流速/（m/s）_接管尺寸确定塔顶蒸汽出料管20塔釜进气管22.99进料管1.94回流管1.8塔

25、釜出料管 1.79设计小结与体会参考文献1 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，19942 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津大学出版社,20023 王国胜. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，20054 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 化学工业出版社，19865 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，19886 化学工程手册编辑委会. 化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气液传质设备. 北京：化学工业出版社，19867 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 化学工业出版社，19868 李功祥，陈兰英，崔英德. 常用化工单元设备设计. 广州：华南理工大学出版社,20039 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社，200310 靳士兰, 邢凤兰. 化工制图. 北京：国防工业出版社，2006