乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计-化工原理课程设计书最终版.docx

《乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计-化工原理课程设计书最终版.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计-化工原理课程设计书最终版.docx（30页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、青岛科技大学化工课程设计设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师： 屈树国学生姓名： 魏慎成 张宏生 韩尚杰 翟喜民 冯学栋化工学院化学工程与工艺专业135班日期 2015/12/11目录一 设计任务书二 塔板的工艺设计（一） 设计方案的确定（二） 精馏塔设计模拟（三） 塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列（四） 塔板的流体力学计算1）气相通过浮阀塔板的压强降 2）淹塔3)雾沫夹带（五） 塔板负荷性能图1）雾沫夹带线2）液泛线3）液相负荷上限4）漏液线5）液相负荷上限（六） 塔工艺数据汇总表格三 塔的附属设备的设计（一） 换热器的选择 1)预热器

2、2)再沸器的换热器3)冷凝器的换热器（二） 泵的选择四 塔的内部工艺结构 （一）塔顶（二）进口塔顶回流进口 中段回流进口（三）人孔（四）塔底 塔底空间 塔底出口五 带控制点工艺流程图六 主体设备图七 附件（一）带控制点工艺流程图（二）主体设备图八 符号表九 讨论十 主要参考资料一 设计任务书【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务【设计依据】如表一表一处理量t/h进料组成乙醇-正丙醇（w/w）分离要求（质量分率）进料状况工作压力加热蒸汽冷却水进出口温度50.5:0.5a. 塔顶乙醇含量98%、96%b. 塔底乙醇含量0.25%20料液经预热器预热至泡点进料常压4atm饱

3、和蒸汽30、35【设计内容】1）塔板的选择；2）流程的选择与叙述；3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计；4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择；5）带控制点工艺流程图及主体设备图。二 塔板的工艺设计（一） 设计方案的确定本设计的任务是分离乙醇正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇正丙醇的T-x-y相图，如图一：图一：乙醇正丙醇的T-x-y相图由图一可得乙醇正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是（二） 精馏塔设计模拟1. 初步模拟过程运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并

4、不断进行调试，模拟过程及结果如下：图二：初步模拟模块图三：塔规格初步设计结果由此塔得到的组分如下：图四：塔规格初步设计所得到流股及其组成由上图看出重组分中乙醇的质量分数是2.0%，其结果是并不符合分离要求，因此运用精馏塔Columns模块中RadFrac模型进行精确模拟设计，并不断进行调试，模拟过程及结果如下：图五：精确模拟模块图六：塔规格精确设计结果图七：塔规格精确设计所得到流股及其组成由图七看出在塔顶乙醇含量和塔底乙醇含量均达到分离要求，因此软件所得计算结果数据如表二：表二塔板数进料板回流比R塔顶乙醇含量塔底乙醇含量原料液流量F Kmol/h馏出液D Kmol/h釜残液W Kmol/h39

5、251.8398%0.20%95.86655.00740.86对表二数据简单的处理和从软件中可得到如下数据：表三气相流量 液相流量气相密度液相密度 1.280.00291.644734.067（三） 塔板工艺尺寸计算1）塔径空塔气速u=(安全系数),安全系数=0.6-0.8， （1）横坐标数值： 取板间距：， 取板上液层高度： ，则 查图可知C20=0.12 , （2） 取安全系数为0.6，则空塔气速为：塔径： 按标准塔径圆整为：，则横截面积： 实际空塔气速： 2）溢流装置选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下： 堰长堰长 出口堰高出口堰高: （3）采用平直堰，堰上层高度：近似取E=1

6、，由列线图查得，=0.726m，查图得 , 弓形降液管宽度和截面积由查得 ，则 ，验算液体降液管内停留时间，即停留时间，故降液管可使用 降液管底隙高度 （4）取降液管底隙的流速=0.13m/s则 （5）取3)塔板分布、浮阀数目与排列取阀孔动能因子F0=10. 则孔速 （6）每层塔板上浮阀数目为 （7）因此取每层塔板上浮阀数目为138个取边缘区宽度; 破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即 （8）其中 （9） （10）所以 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距,则排间距： ,取（四）塔板的流体力学计算1）气相通过浮阀塔板的压强降气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层

7、的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降 （11）式中：与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱；与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。（1） 干板阻力 （12）因故 （13）（2）板上充气液层阻力取 （14）（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液柱高度为 （15）则单板压降 （16）2）淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度 （17）(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度： （18）(2)液体通过液体降液管的压头损失 （1

8、9）(3)板上液层高度则 （20）取，已选定则 （21）可见所以符合防止淹塔的要求。3)雾沫夹带 （22）及 （23）板上液体流经长度：板上液流面积：取物性系数，泛点负荷系数图对于小塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足的要求。（五）塔板负荷性能图1）雾沫夹带线 （24）据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： (25)整理得： 即 (26)由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出相应的两个列于表四中，据此可作出雾沫夹带线表四0.00030.021.73751.26552）液泛线 (27)由此确定液泛线，忽略式中 (2

9、8)因物系一定。塔板结构尺寸一定，则，及等均为定值，而与有关系， (29)整理得： (30)在操作线范围内若干个值，由上式求出若干个对应的值，如表五，据此表格画出液泛线表五0.0070.0080.0090.010.011250.01250.0140.0162.28092.16982.03661.8791.68181.43881.11610.59613）液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s，液体降液管内停留时间为： (31)以作为液体在降液管内停留时间的下限，则 (32)4）漏液线对于型重阀，依计算，则。又知 (33)则得 (34)以作为规定气体最小负荷的标准，则 (35

10、)5）液相负荷上限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 (36)取则 (37)根据表四、表五及式（26）（30）（32）（35）和（37）可作出塔板负荷性能图如图八所示由塔板负荷性能图可看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置；（2）塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由露液控制;（3）按固定气液比，由图可查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限。所以： (六)塔工艺数据汇总表格项目数值及说明备注塔径D/m1.053塔间距/m0.4塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/（m/s）1.35堰长

11、/m0.726堰高/m0.05等腰三角形叉排板上液层高度/m0.07降液管低隙高度/m0.03浮阀数N/个138阀孔气速/m/s7.8阀孔动能因素10临界阀孔气速/（m/s）8孔心距t/m0.075指同一横排的孔心距排间距/m0.096指相邻二横排的中心线距离单板压降/pa525液体在降液管内停留时间/s28.6雾沫夹带控制降液管内清液层高度/m0.1497泛点率/%65漏液控制气相负荷上限 /（m/s）1.45气相负荷下限 /（m/s）0.643操作弹性2.255三 塔的附属设备的设计（一） 换热器的选择已知正丙醇的比热容 乙醇的比热容 运用简单的混合规则求进料的比热容 若选用塔顶的蒸汽作为

12、热源预热物料，所需要的热量为：由Aspen软件得：塔釜再沸器需要热量，塔釜冷凝器需要热量1)预热器查表知下饱和蒸汽的温度为，冷凝潜热为，取总传热系数所需蒸汽量为： 选择换热器，换热管程为1，换热管长度为2000mm则管子根数 所选管壳式换热器的规格为：公称直径/mm公称压力/kpa管程数管根数流通面积/m21591.51150.00272)再沸器的换热器取总传热系数为选择换热器，换热管程为2，换热管长度为2000mm则管子根数 所以取根数为100根所选管壳式换热器的规格为：公称直径/mm公称压力/kpa管程数管根数流通面积/m24000.621000.0145所需的蒸汽量为: 3)冷凝器的换热

13、器逆流换热取所需要水量 选择换热器，换热管程为2，换热管长度为2000mm则管根数 取管根数为472根公称直径/mm公称压力/kpa管程数管根数流通面积/m29000.624720.1518（二） 泵的选择输送管路采用新的铸铁管进料的体积流量取流速为 选用规格为的冷拔无缝钢管重新核算流速 查黏度数据表知 相对粗糙度 查图知摩擦系数 设管路总长度为31m，局部阻力当量长度总和为5m管路压头损失：管路所需要的压头：选择离心泵，泵的参数如下：流程扬程/m汽蚀余量/m泵的效率/%轴功率/KW配带功率/%泵口径吸入/mm泵口径排出1.5322.5252.6346540常温进料泡点饱和蒸汽压3.875kp

14、a从储液槽到泵入口从储液槽液面到泵入口处的伯努利方程，假设储液槽液面高出泵入口3m，以泵入口为零势能面，泵入口的流速为：泵的出口处压力：允许汽蚀余量为 允许的安装高度 因此储液槽液面必须高于离心泵3.7m以上。四 塔的内部工艺结构 炼油装置板式塔的内部工艺结构（塔板结构除外）包括塔顶、塔底、塔裙以及塔的各种类型的进口、抽出板出口；塔的各种类型防冲挡板、防涡器、破沫网等。（一）塔顶 塔顶的物料出口一般为平接式，其直径与塔顶工艺管线相同。为了减少塔顶出口气体中携带液体的量，塔顶空间一般取1.21.5m,以利于气体中的液滴自由下降，取塔顶空间Hd=1.2m，顶层塔盘到丝网底面的距离 Ht=900mm

15、。破沫网用以分离气体中携带的液体，以提高产品的质量，改善塔顶气体压缩机的操作。破沫网的直径取决于气量与选定的气速。一般可按下式计算气速与破沫网的直径。式中: V气速，m/s；(当雾沫携带量有波动时，此气速应为上式计算的0.75,而最小取计算气速的0.30。一般常用气速V=13m/s。)K常数，取0.107；D破沫网直径 m； Q气体流量m3/s。（二）进口 进口包括塔顶回流、中段回流、蒸汽以及原料进口、原料进料段的高度。它取决于进料的结构形式及介质状态。一般进料管大小均采用与工艺管线相同的直径。塔顶回流进口为确保塔板操作稳定，防止回流液入塔时直接冲击塔板产生液峰或在塔板上飞溅。因此回流液在进口

16、处应考虑设置防冲设施。采用塔设备设计451页的图8-5形式的进口管，防止液体直接冲击塔板。 中段回流进口对于易起泡沫的回流液，采用塔设备设计452页的图88的中段结构形式，回流液进口管插入降管外侧，尽可能靠近上层塔板。（三）人孔油装置塔器中，每隔(68)块塔板处设一个人孔，人孔的直径一般为450550mm。人孔伸出塔器筒体表面200250mm。本设计中取每隔6块塔板设一个人孔，人孔直径为500mm，人孔伸出塔器筒体度为250mm。（四）塔底 塔底空间塔底空间是塔底第一块塔板到塔底切线的距离。对塔底产品量大的塔，停留时间一般取3-5分钟。本设计停留时间取3分钟。设塔底空间为Hb则有： 故： 塔底

17、出口直径一般取与工艺管线的直径相同。五 带控制点工艺流程图六 主体设备图图中包括精馏塔设备各层的相对标高、设备编号、塔底高度、塔顶高度以及塔总高度。七 附件（一）带控制点工艺流程图（二）主体设备图八符号表符号说明回流比原料液流量馏出液釜残液气相流量液相流量气相密度液相密度空塔气速板间距上液层高度塔径横截面积实际空塔气速堰长出口堰高堰上层高度弓形降液管宽度截面积液体降液管内停留时间降液管底隙高度F0阀孔动能因子塔板上浮阀数目降液管底隙的流速边缘区宽度破沫区宽度塔板上的鼓泡区面积孔心距排间距与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱；与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；与克服液体表

18、面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。干板阻力单板压降降液管中清液高度单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度液体通过液体降液管的压头损失板上液体流经长度板上液流面积正丙醇的比热容乙醇的比热容混合规则求进料的比热容热量温度差总传热系数摩擦系数压头损失泵入口的流速泵入口压力泵的出口处压力汽蚀余量安装高度K常数，取0.107D破沫网直径Q气体流量Hb塔底空间九 讨论本实验完成的是乙醇-正丙醇的分离任务，采用的是UNIIQUAC的模拟方法。计算了塔径，浮阀数并绘制了雾沫夹带线，液泛线，液相负荷上限，漏液线，液相负荷上限。在本次设计中，我们组同学结合了课本与网上的知识完成了自己的课程设计虽然完成的时间比较短，但是深刻意识到了其中计算的繁琐与模拟流程的麻烦。一些简单的计算，比如塔间距，上层液高度等等，工艺控制节点图与精馏塔图用CAD更是难上加难。但，设计过程也让我们组同学强化了自己的专业知识技能。十 参考资料1、姚玉英等；化工原理上、下册；天津大学；19922、谭天恩等；化工原理下册；19943、化工过程及设备设计；华南工学院；19864、塔设备设计；19855、化学工程手册；12、13分册；19826、化工基本过程与设备设计教科书；19887、化工工艺设计手册下册；1993