精馏塔课程设计-常压、连续精馏塔分离乙醇-正丙醇设计.doc

化工原理课程设计 设计题目： 常压、连续精馏塔分离乙醇-正丙醇设计 班 级：13级化工一班姓 名：周常通学 号：2013507092指导教师： 李翠华完成日期：2015 年 12 月 28日 化 工 系石河子大学化学化工学院化工原理课程设计考核学生姓名周常通系化学工程系专业班级13级化工一班指导教师李翠华课程设计名称常压、连续精馏塔分离乙醇-正丙醇设计评 价 指 标教师评语得分一、 课程设计说明书内容完整（计10分）设计说明书内容完整（1.目录、2.任务书、3.流程方案选择说明、4.主体设备工艺设计计算过程、5.附属设备设计选型、6.结构设计、选型、7.工艺设计结果概览、8.结构设计结果概览、9.设计评述、10.参考文献、11.附录）少一部分扣2分（不含目录）；少关键部分（4、5、6部分）不得分，总成绩为不合格。二、 设计内容正确，达到设计任务书规定要求（计50分）A.设计、计算过程完整，设计依据说明、论证充分，公式、数据引用正确，计算结果正确，达到任务书规定要求 。 (50分)B.设计、计算过程完整，设计依据说明、论证基本充分，计算结果无原则性错误，达到任务书规定要求。 (40分)C.设计、计算过程完整，设计依据说明、论证基本正确，公式、数据引用基本正确，计算结果基本正确，基本达到要求 。 （30分）D.设计、计算过程不太完整，设计依据说明、论证不充分，公式、数据引用有错，计算结果有错，不能达到任务书要求。 （30分以下）三、 课程设计图纸质量（计30分）A.设计图纸符合国家标准，线性规范，图面质量好，无表达错误，图内文字工整，图纸数量达到要求。 (30分)B.设计图纸符合国家标准，图面质量较好，无原则性表达错误，图纸数量基本达到要求。 (24分)C.设计图纸符合国家标准，图面质量较好，非原则性表达错误较多，图纸数量基本达到要求。 (18分)D.设计图纸质量较差，有不符合国家制图标准之处，出现个别原则性表达错误，图纸数量未能达到要求。 （18分以下）四、 书写格式及规范(计5分)A.语句通顺、流畅；标点符号、语法正确；叙述简明扼要；思路层次清晰，概括全面准确；重点突出。 （5分）B.基本达到选型“A”的要求。 (4分) C.尚能达到选型“A”的要求。 (3分)D.语句不通；有多处标点符号和语法错误；思路不够清楚。 （1分）五、 课程设计创造性分（计5分） 设计方案、流程论证有一定见解，能引用较先进的设计理念或设计方法，对设计中的问题，能结合所学理论课知识进行分析、总结，提出改进措施。具有一定独立思考、独立解决问题的能力。 (5分)评阅老师签字： 日期： 年 月 日备注:平时考核缺1/3者，课程设计成绩为不合格。目录1.前言52.精馏塔设计内容52.1设计方案的确定52.2精馏塔的物料衡算52.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数52.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量52.2.3物料衡算62.3塔板数的确定62.3.1理论板层数NT的求取62.3.2实际板层数的求取72.4精馏塔工艺条件及有关物性数据计算82.4.1操作压力计算（假定塔顶表压：4kPa）82.4.2操作温度计算82.4.3平均摩尔质量计算82.4.4平均密度计算92.4.5液体平均表面张力的计算102.4.6液体平均黏度计算103.筛板塔工艺计算113.1塔径计算113.2筛板塔有效高度的计算134. 塔板主要工艺尺寸计算134.1溢流装置计算134.1.1堰长134.1.2溢流堰高度144.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af154.1.4降液管底隙高度h0154.2塔板布置164.2.1塔板的分块164.2.2边缘区宽度确定164.2.3开孔区的计算164.3.1筛孔直径164.3.2开孔率175.塔板流体力学校核175.1塔板压降校核175.1.1干板阻力计算175.1.2 汽体通过液层的阻力hl计算185.1.3液层表面张力的阻力h计算185.1.4液沫夹带195.1.5漏液195.1.6液泛195.2负荷性能图205.2.1漏液线205.2.2液沫夹带线215.2.3液相下限线225.2.4液相上限线225.2.5液泛线226.塔高及接管尺寸256.1 塔体高度256.1.1精馏塔有效高度的计算256.2塔体结构256.2.1塔顶空间256.2.2塔釜空间256.2.3人孔256.2.4进料板间距256.3接管尺寸266.3.1进料管266.3.2回流管的直径DR266.3.3塔底出料管的直径DW266.4辅助设备的选型266.4.1热量衡算266.4.2加热蒸汽所带进的热量:276.5冷凝器的选择286.5.1热负荷：286.5.2冷却水的用量qm286.5.3总传热系数286.5.4泡点回流对数平均温差286.6再沸器的选择297.筛板塔设计计算结果298.符号说明309.参考文献3010.设计小结3111.附图3251.前言 乙醇是用途广泛和用量极大的工业原料之一，在国民经济各部门中占有重要地位，与人民生活有着密切的关系。乙醇广泛应用于食品、化工、医药、染料、国防等行业，同时也是十分重要的清洁能源。精馏技术目前还是分离乙醇的主要方法。塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，分为板式塔和填料塔两大类。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制成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。而筛板塔结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。近几十年来，人们对筛板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，因此设计筛板塔比较合适。本次设计就是针对乙醇正丙醇体系，而进行的常压筛板精馏塔的工艺设计及其塔体等选型。进行物料衡算，由t-x-y间的关系取数据，确定相对挥发度和回流比求出相平衡方程和操作线方程，然后算得理论塔板数并由全塔效率确定实际塔板数，最后对塔高、塔径、溢流装置等各个部件进行计算与核算校验（如负荷性能图），最终得到符合工艺要求的精馏塔并能完成生产任务。2.精馏塔设计内容2.1设计方案的确定本设计任务为分离乙醇正丙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采取连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热到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冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，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。2.2精馏塔的物料衡算2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数乙醇的摩尔质量 MA=46.07kg/kmol正丙醇的摩尔质量 MB=60.10kg/kmol2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.2.3物料衡算 原料处理量 总物料衡算 乙醇物料衡算 综合2.3塔板数的确定2.3.1理论板层数NT的求取 乙醇-正丙醇属理想物系可采用图解法求理论板层数。1 由手册查的乙醇-正丙醇物系的汽液平衡数据，绘出x-y图，见下平衡图2 求最小回流比及操作回流比乙醇-正丙醇平衡数据（p=101.325kPa）序号液相组成气相组成沸点/10.000 0.000 97.16 20.126 0.240 93.85 30.188 0.318 92.66 40.210 0.339 91.60 50.358 0.550 88.32 60.461 0.650 86.25 70.546 0.711 84.98 80.600 0.760 84.13 90.663 0.799 83.06 10 0.844 0.914 80.59 111.000 1.000 78.38 采用作图法求最小回流比。在平衡图中对角线上，自点e(0.4,0.4)做垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为f(0.4,0.587)故最小回流比为 取操作回流比为 3 求精馏塔的汽、液相负荷。 4 求操作线方程。精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 5 图解法求理论板层数。采用图解法求理论板层数，如平衡图1所示。求解结果为总理论板层数 NT=17(包括再沸器)进料板位置 NF=7图解法求理论板层数2.3.2实际板层数的求取精馏段实际板层数 N精=70.595=11.7612提馏段实际板层数 N提=100.595=16.8172.4精馏塔工艺条件及有关物性数据计算2.4.1操作压力计算（假定塔顶表压：4kPa） 塔顶操作压力 pD=101.3+4=105.3kPa 每层塔板压降 进料板压力 pF=105.3+0.512=111.3kPa塔釜压力 pW=105.3+0.529=119.8kPa精馏段平均压力 pm=(105.3+111.3)2=108.3kPa提馏段平均压力 pm=(111.3+119.8)2=115.5kPa2.4.2操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇、正丙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 tD=79.82进料板温度 tF=87.88塔釜温度 tW=95.26精馏段平均温度 tm=(79.82+87.88)2=83.85提馏段平均温度 tm=(87.88+95.26)2=91.572.4.3平均摩尔质量计算(1) 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.92,查平衡曲线，得 x1=0.856 (2) 进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得 yF=0.573查平衡曲线得 xF=0.389 (3) 提馏段平均摩尔质量计算 xW=0.034，y29=0.052 (4) 精馏段平均摩尔质量 (5) 提馏段平均摩尔质量 2.4.4平均密度计算表四：不同温度下的乙醇-正丙醇的密度温度t/708090100乙醇（A）A（kg/m3）754.2742.3730.1717.4正丙醇（B）（kg/m3）759.6748.7737.5726.1 （1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 塔顶液相平均密度的计算： 由tD=79.82 ,查手册得 进料板液相平均密度的计算： 由tF=87.88，查手册得 进料板液相的质量分数为 精馏段液相平均密度为 (2)提馏段平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 液相平均密度计算 由tw=92.56得 塔釜： 提馏段液相平均密度计算 2.4.5液体平均表面张力的计算表五：不同温度下的乙醇-正丙醇的表面张力温度t/707580859095100乙醇mNm-118.217.917.417.016.416.115.7正丙醇mNm-119.819.518.918.518.117.617.2液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算：由tD=79.82,查手册得 进料板液相平均表面张力的计算由tF=87.88,查手册得 提路段液相平均表面张力的计算 由tw=92.56得 精馏段液相平均表面张力为 2.4.6液体平均黏度计算表六：不同温度下乙醇-正丙醇黏度温度t/707580859095100乙醇（A）mPas0.510.4800.4260.4100.3700.3450.325正丙醇（B)mPas0.850.7500.6850.6400.5650.4950.460液相平均黏度依下式计算，即 塔顶液相平均黏度计算：由tD=79.82,查手册得 进料板液相平均黏度的计算： 由tF=87.88,查手册得 解出 由tw=92.56，得 解出 精馏段液相平均黏度为 3.筛板塔工艺计算3.1塔径计算精馏段的气、液相体积流量为 式中C由计算，其中的C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为 取板间距HT=0.40m板上液层高度hL=0.06m,则 查史密斯关联图2得C20=0.073 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为D=1.0m。塔截面积为 实际空塔气速为 提馏段的气、液相体积流量为 式中C由计算，其中的C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为 取板间距HT=0.40m板上液层高度hL=0.06m,则 查史密斯关联图得C20=0.067 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为D=1.0m。塔截面积为 实际空塔气速为 3.2筛板塔有效高度的计算精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为 4.塔板主要工艺尺寸计算4.1溢流装置计算 因塔径D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下。4.1.1堰长取 4.1.2溢流堰高度 选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即 精馏段：液体收缩系数由下图查得 查上图得E=1.025, 则取板上清夜层高度：，故提馏段： 查得，则取板上清夜层高度：, 故 平均 图3：液流收缩系数图 3）、弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由查图4.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af 图4:弓形降液管的参数图 由 查图知 所以： 由式 精馏段： 提馏段： 故降液管设计合理 4.1.4降液管底隙高度h0 依据公式： 取，则 精馏段： 提馏段： 故降液管高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度4.2塔板布置4.2.1塔板的分块 因为，故塔板采用分块模式。查下表七 塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456 塔板分为三块4.2.2边缘区宽度确定 由安定区宽度的基本确定 溢流堰前的安定区宽度： 进口堰后的安定区宽度： 由于,所以取 边缘区： 4.2.3开孔区的计算 由公式 故 4.3筛孔计算及其排列4.3.1筛孔直径 筛孔直径d0 的选取与塔的操作性能要求、 物系性质、塔板厚度、加工要求有关，依设计经验，表面张力为正的系统的物系。 所以取 的碳钢板。 筛孔按正三角形排列，筛孔数目由下式计算 4.3.2开孔率 由下式计算气体通过阀孔的气速为精馏段：提馏段：全塔汽速：5.塔板流体力学校核5.1塔板压降校核5.1.1干板阻力计算 干板阻力计算由经验公式： 当 干板阻力计算由经验公式： 由，查图知 ，故 精馏段： 提馏段： 全塔干板平均压降：5.1.2 汽体通过液层的阻力hl计算 汽体通过液层阻力h1由下式计算 精馏段： 查图知 提馏段： 查图知 全塔液层阻力：5.1.3液层表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力由下式计算 精馏段： 提馏段： 平均表面张力： 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算 全塔压降：，所以选择合理液面落差，由筛板塔其落差很小可以忽略其大小。5.1.4液沫夹带 液沫夹带由下式计算 故 所以也沫夹带在在范围之内。5 .1. 5漏液 由下式计算 稳定系数： 故本次设计没有明显漏液。5.1.6液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式 乙醇-正丙醇物系属于一般物系，取 而 板上不设进口堰，hd可有下式计算，即 故本次精馏不从在液泛。5.2负荷性能图5.2.1漏液线 由下列式子可知 得出精馏段：整理：精馏段计算结果于下表Ls/ms-10.00030.00130.00230.00330.00430.00530.0063Vs/ms-10.376 0.392 0.403 0.412 0.420 0.427 0.434 提馏段：整理：提馏段计算结果于下表Ls/ms-10.00030.00130.00230.00330.00430.00530.0063Vs/ms-10.345 0.358 0.367 0.375 0.382 0.388 0.394 5.2.2液沫夹带线精馏段： 以求： 故 整理得：在操作范围内，任取几个Ls值依上式计算出Vs值，计算结果于下表 Ls/ms-10.00030.00130.00230.00330.00430.00530.0063Vs/ms-11.156 1.083 1.029 0.982 0.940 0.901 0.865 提馏段： 故 整理的：在操作范围内，任取几个Ls值依上式计算出Vs值，计算结果于下表 Ls/ms-10.00030.00130.00230.00330.00430.00530.0063Vs/ms-11.185 1.110 1.054 1.006 0.963 0.923 0.886 5.2.3液相下线线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小负荷标准。 对乙醇-正丙醇物系取，则 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5.2.4液相上限线 以作为液体在垂直降液管中的停留时间的下限， 由下式 故 故可以做出与气体流量无关的垂直液相上限线5.2.5液泛线 令 联立得 忽略h,将how与Ls,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得 代入相关数据，得 精馏段： 故 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs计算结果于下表Ls/ms-10.00030.00130.00230.00330.00430.00530.0063Vs/ms-11.319 1.129 0.934 0.710 0.452 0.155 -0.181 提馏段： 故 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs计算结果于下表Ls/ms-10.00030.00130.00230.00330.00430.00530.0063Vs/ms-11.821 1.685 1.573 1.468 1.362 1.253 1.141 根据以上各线方程，可做出栅板塔的负荷性能图，分别为精馏段负荷性能图和提馏段负荷性能图。 在精馏段负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该栅板塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由上图查得 故操作弹性为 在提馏段负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该栅板塔的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制，由上图查得 故操作弹性为6.塔高及接管尺寸6.1 塔体高度6.1.1精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度的计算： 提馏段有效高度的计算： 依据精馏塔实际操作， 由于塔体的直径，故需开设人孔 所以实际精馏塔高度：6.2塔体结构6.2.1塔顶空间 塔顶空间依据化工机械基础知： 通常取塔顶间距为，且取除沫器到第一块板的距离，所以塔顶空间为6.2.2塔釜空间 塔釜空间取其停留时间5min，所以 取其高度为，6.2.3人孔 依据精馏塔实际操作， 由于塔体的直径，故需开设人孔6.2.4进料板间距 依据本次计算，取 塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座；由于裙座内径800mm， 故裙座壁厚取16mm.依据机械基础裙座和压盘的结构及个数和厚度，取其高 =+所以 全塔高度:6.3接管尺寸6.3.1进料管 常见的液体进料管有直管进料和弯管进料两种，本次精馏采用 直管进料,所以，塔顶蒸气出口管的直径如下： 取， 选=6.3.2回流管的直径DR 取 所以 选：6.3.3塔底出料管的直径DW 一般可采用塔底出料管的流速 查表取6.4辅助设备的选型6.4.1热量衡算（1）基本数据 乙醇（A）热容Cpi汽化热ri塔顶3.01838.05进料3.11824.36塔釜3.25800 正丙醇（B）热容Cpi汽化热ri塔顶2.89725.34进料2.91712.5塔釜2.95695.7 所以 塔顶平均值：进料平均值：塔釜平均值：6.4.2加热蒸汽所带进的热量:进料带入的热量：回流带入的热量：塔顶蒸汽带出的热量： 残液带出的热量：散入周围的热量：由热量衡算：6.5冷凝器的选择6.5.1热负荷： 平均汽化热： 6.5.2冷却水的用量qm 取冷却水进口温度为25，出口温度为40。水的比热容 6.5.3总传热系数 估计）6.5.4泡点回流对数平均温差 所以： 换热面积 换热面积取估算面积的1.151.25，所以 选取设备型号：BES(X)600-1.0-40-1/25-4Rea6.6再沸器的选择 选用的饱和蒸汽加热温度138， 换热系数) 所以： 换热面积 考虑：换热面积取估算面积的1.151.25，所以 选设备型号：BES(X)600-1.0-30-1/25-4Rea7.筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度tm，83.852平均压力Pm，kPa108.33气相流量Vs，(m3/s)0.6754液相流量Ls，(m3/s)0.0012115实际塔板数Np296有效段高度Z，m11.67塔径D，m1.08板间距HT，m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长lw，m0.6612堰高hw，m0.046613板上液层高度hL，m0.0614堰上液层高度how，m0.0115降液管底隙高度ho，m0.01516安定区宽度Ws，m0.06517边缘区宽度Wc，m0.03518开孔区面积Aa，m20.53219筛孔直径d0，m0.00520筛孔数目n273121孔中心距t，m0.01522开孔率，%1023空塔气速u，m/s0.824筛孔气速u0，m/s12.2425稳定系数K1.63226每层塔板压降Pp，Pa48127负荷上限液沫夹带控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带eV，（kg液/kg气）0.000330气相负荷上限Vs,max，m3/s0.96331气相负荷下限Vs,min，m3/s0.36432操作弹性2.6468.符号说明摩尔分率x质量分数总塔效率ET理论板层数NT操作压力P实际塔板数N温度T表面张力密度粘度平均流量气相Vs平均摩尔质量计算Mm液相Ls回流比R板间距HT负荷因子C塔段的有效高度Z上清液层高度 hL塔径D塔截面积A空塔气速估算塔径D筛孔气速uo充气系数堰长lW表面张力的阻力堰高hW液柱高度hp降液管宽度Wd稳定系数K降液管底隙高度ho开孔率堰上液层高度how塔板压降Pp板上液层高度hL稳定系数K安定区宽度WS液体在降液管中停留时间边缘区宽度WC降液管内清液层高度Hd孔径d0液(雾)沫夹带量eV孔中心距t漏液点气速uOM孔数n负荷上限Ls.max开孔区面积Aa负荷下限Ls.min气相最大负荷VS,max气相最小