化工原理课程设计-正丁醇—苯二元体系筛板精馏塔设计.doc

南京工业大学机械与动力工程学院 南京工业大学化工原理课程设计设计题目 正丁醇苯二元体系筛板精馏塔设计 学生姓名 班级、学号 指导教师姓名 课程设计时间2014年6月30日-2014年7月12日 课程设计成绩百分制权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制） 指导教师签字 机械与动力工程学院课程名称 化工原理课程设计 设计题目 正丁醇苯二元体系筛板精馏塔设计 学生姓名 专业 过程装备与控制 班级学号 设计日期2014年6月30日-2014年7月12日设计条件及任务：设计体系：正丁醇苯设计条件: 已知：进料量F= 120 k mol/h进料浓度: ZF = 0.15 （摩尔分数，下同）进料状态：q 1 泡点进料操作条件：常压操作，单板压降不大于0.7kPa；塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热。分离要求：XD=0.99；XW=0.002。 指导教师 2014年7月12日 目录前言 . 60.1课程设计的目的 . 60.2 塔设备的综述 . 6第一章 设计说明书 . 81.1 装置流程简介 . 81.2 其他方面参数选择 . 8第二章 工艺参数 . 82.1 物料衡算 . 82.2 物料平衡数据 . 92.3 最小回流比 R min，回流比 R 的计算 . 102.4 操作线方程计算 . 10 2.4.1 精馏段方程计算 . 10 2.4.2 提馏段方程计算 . 102.5 理论板数计算. 112.6 全塔效率 Er 的计算 . 11第三章 塔的结构计算 . 123.1 混合组分的平均物性参数的计算 .,. 133.2 塔高、塔径的计算 . 13 3.2.1 HT 的初选 . 13 3.2.2 精馏段塔径 . 13 3.2.3 提馏段塔径 . 143.3 塔板结构参数的确定 . 14 3.3.1 溢流装置的设计 . 14 3.3.2 筛板布置 . 16 3.3.3 筛孔数及排列并计算开孔率 . 17第四章 精馏塔的流体力学性能验算 . 174.1 气体通过筛板的压强p 校核 . 174.1.1 精馏段单板压降 . 174.1.2 提馏段单板压降 . 194.2 液沫夹带校核 . 204.2.1 精馏段 . 204.2.2 提馏段 . 204.3 液体在降液管内停留时间的校核 . 204.4 溢流液泛条件., 204.5 漏液限(最小气量)的校核 . 214.6 作负荷性能图. 21 4.6.1 液相上限线 . 21 4.6.2 液流下限线 . 214.6.3 漏液限. 21 4.6.4 过量液沫夹带线 . 224.6.5 溢流液泛线 . 22第五章 塔的总体结构设计 . 245.1 塔体总高度 . 245.2 塔板结构 . 245.3 塔壁厚度 .,. 24第六章 辅助设备的选择 . 256.1 塔顶冷凝器的选择 . 256.2 塔底再沸器的选择 . 266.3 管道设计与选择 . 276.3.1 塔顶管道 . 276.3.2 进料管道 . 286.3.3 塔底管道 . 296.3.4 冷凝水管 . 306.3.5管道汇总 . 306.4 泵的选择 . 306.4.1 进料泵. 316.4.2 冷凝水泵 . 31 6.5进料预热器选择 32 6.6各换热器选型汇总 33第七章 设计小结. 35第八章 参考书目. 35附录 数据汇总 . 36前言0.1 课程设计的目的课程设计：是一个有目的、有计划、有结构的产生教学计划、教学大纲以及教科书等系统化活动。越来越多的研究者把课程设计界定为一种计划或方案。它是在学校教育环境中，旨在使学生获得的、促进其迁移的、进而促使学生全面发展的、具有教育性经验的计划。这种课程观突破了课程局限于课堂教学中，把范围拓展到整个学校教育环境中加以界定。突破了以往只注重知识、经验的积累的局限，把积累、迁移、促进学生发展等多方面因素作为指标。即将平时课堂上学习的理论知识，运用到实际计算上，这是我自己的理解。对于在校的我们，遇到的最多的实际操作，莫过于一本本的习题集。但是，需要认清楚的是，习题，只是现实问题的一个抽象，一道题目可以忽略了很多因素，但是对于实际生产中，即使是一个很小的参数选择我们也不能嗤之以鼻。如何从理想的习题生活，转到实际的生产设计，我认为，课程设计给予了我们这个平台。0.2 塔设备的综述在化学工业和石油工业中广泛应用吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作，其中精馏是分离均相液体混合物的典型化工单元操作。其本质是液、相间的质量传递与热量传递。它是利用液体混合物中在工业中各组分挥发度不同而将其分离。工业上，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。用以实现精馏操作的气液传质设备即精馏塔。根据塔内气夜接触构件的结构形式，可分为筛板塔和填料塔。筛板塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板；气体则依靠压强差的推动，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在塔内进行逐级接触。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内则装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。与填料塔相比，筛板塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低。而筛板塔结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较高，故应用广泛。因此，在该次设计中，我们选择使用板式塔。精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： () 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 () 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 () 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 () 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 () 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 () 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且其中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。第一章 设计说明书1.1 装置流程简介本装置为正丁醇-苯精馏装置，由于泡点进料，物料进入设备之前先经过预热器加热之后由进料板处进入精馏塔开始正丁醇和苯的分离。塔顶装有冷凝器和产品泵，塔底装有再沸器和釜液泵，进料塔板出装有进料泵。流程图如下：图1-1正丁醇-苯精馏塔流程图图1.2 其他方面参数选择本次设计采用常压蒸馏，单板压降 0.7kPa，泡点进料，塔顶深井水冷凝，温度为12摄氏度，釜液间接蒸汽加热。第二章 工艺参数2.1 物料衡算 表2-1 给定设计任务原料处理量F/K mol/h进料浓度Zf塔顶浓度Xd塔底浓度Xw1200.15(摩尔分数)0.99(摩尔分数)0.002(摩尔分数)由于 得 2.2 物料平衡数据表2-2正丁醇-苯气液相平衡数据【1】 温度/苯的摩尔分数相平衡系数x1y180.091180.160.9540.9661.36980.210.9480.9631.42780.280.9420.9601.47780.390.9280.9521.53880.670.8970.9472.05180.870.8480.9202.06181.360.7900.9042.50381.980.7140.8853.08283.190.6310.8673.81284.540.5600.8474.34986.390.4750.8195.00188.280.3970.7875.61289.690.3690.7796.02792.250.3080.7245.89395.60.2340.6606.35498.70.1800.5906.555100.220.1610.5606.632102.220.1340.5106.726107.10.0850.3806.597112.00.0040.2176.651116.90.0040.0256.384117.7002.3 最小回流比Rmin、回流比R的计算进料为泡点进料，进料温度为泡点温度，所以加料热状态q=1。由cad绘图可知，xe=0.0617，ye=0.296，所以取 R=1.4Rmin=4.144图2-1相平衡曲线和q线方程2.4 操作线方程计算2.4.1 精馏段方程计算由全回流可以得到精馏段方程2.4.2 提馏段方程计算 L=RD + q F =4.14417.98+1120 = 194.51 kmol/h L=RD=4.14417.98 = 74.51 kmol/hV=V-(1-q) F=(R+1) D =（4.144+1）17.98 = 92.489 kmol/hV=(R+1) D = 92.489 kmol/h2.5 理论板数计算 采用图算法进行理论塔板数的计算，由图表2-1可得 图2-2塔底局部放大图 图2-3塔顶局部放大图由作图法得精馏段的理论塔板数为21块，第22块为进料塔板；提馏段的理论塔板数为5块；总理论塔板数为26块。2.6 全塔效率 Er 的计算运用线性插值法，求各点温度。塔顶温度：塔底温度：进料板温度：由各点温度，查得表2-2物料各点对应黏度【2】各点对应黏度T1TfT2苯0.31940.28180.2234正丁醇0.77530.61450.3920混合物料0.32390.56460.3564其中M混T1=X d M苯T1+(1-Xd)M正丁醇T1M混TF=X f M苯T f+(1-Xf)M正丁醇t fM混T2=X w M苯T2+(1-X2)M正丁醇T2 精馏段平均黏度u1=（0.3239+0.5646）/2=0.4443平均温度t1=（80.105+92.75）/2=86.43 提馏段平均黏度u2=（0.5646+0.3864）/2=0.4755平均温度t2=（117.3+92.75）/2=105.025由线性插值法得平均挥发度1=5.001+（5.612-5.001）/（88.28-86.31）（86.43-86.39）=5.014 2=6.597+（6.651-6.597）/（107.1-102.22）（105.025-102.22）=6.652所以精馏段塔板效率Et1=0.49(1u1)-0.245=0.49（5.0140.4443）-0.245=0.403提馏段塔板效率Et2=0.49(2u2)-0.245=0.49（6.6520.4755）-0.245=0.3695得 精馏段实际塔板数N1=21/ Et1=21/ 0.403=52.11 取精馏段实际塔板数52块提馏段实际塔板数N1=5/ Et2=5/ 0.3695=13.53 取提馏段实际塔板数14块实际总塔板数为65块因此，精馏段的板数为 52 块，提馏段的板数为 14 块，其中，第 53 块塔板为进料版，最后一块提馏段的塔板为釜底加热器。进料版和塔底加热器算入提馏段。实际总板数为 66 块。第三章 塔的结构计算3.1 混合组分的平均物性参数计算取提馏段的平均物性参数计算为例：已知M苯=78g/mol M正丁醇=74g/mol平均温度 t1 = 105.025C在平均温度下：苯的液相摩尔浓度： x = 0.106苯的气相摩尔浓度： y = 0.435苯的密度： ra= 786.791kg / m3正丁醇的密度：b=734.600kg / m3塔内平均压强：p=（101.3+101.3+410.7）/2=115.65kpa混合物的液相张力：=(0.0211+0.0187)/2=17.61dyn / cm = 0.0176N / m液相平均分子量：ML=xMa+(1-x)Mb =0.105878.114+(1-0.1058)74.123=76.211g/mol气相平均分子量： Mg = y Ma + (1- y) Mb = 0.435378.114+(1-0.4353)74.123=77.46 g/mol液相密度：l= M L/(Ma Xa/a + Mb Xb/b)=76.211/(78.1140.1058/786.791+74.1230.4353/734.600)=740.01 kg / m3气相密度：g=p MV/RT=115.6576.211/(4.144378.025)=2.786 kg / m3液相流量：Ls=LM L/l=74.5176.211/740.01 =0.00543 m3/s气相流量：Vs=VMg/g=92.48977.46 /2.786=0.6985 m3/s汇总数据得：表3-1 混合物料平均物性精馏段提馏段平均温度 t/86.43105.025苯浓度液 x0.4730.106苯浓度气 y0.8200.435苯密度 /kg/m3808.07786.79正丁醇密度 /kg/ m3752.33734.60塔内平均压强 K pa111.80115.65塔顶液相张力 / dyn / cm19.9317.61液相均分子量 Ml75.8974.42气相均分子量 Mg77.2775.74液相密度l /kg/ m3778.42740.01气相密度g kg/ m32.892.79液相流量Ls/ m3/s0.00200.00543气相流量Vs/ m3/s0.6870.6993.2 塔高、塔径的计算3.2.1 HT 的初选由表 3-2 初选精馏段 HT =450mm考虑到提馏段较为复杂，为保证降液管时间，取 HT=600mm表3-2 板间距参考值【3】塔径 D/m0.61.01.21.61.82.4板间距 HT/mm3006003508004508003.2.2 精馏段塔径两相流动参数FLV=(Ls/Vs)( l /g)0.5=(0.002/0.687)( 778.42/2.890)0.5=0.0478由图3-1液泛气相负荷因子关联图查得Cf ,20 = 0.0810得Cf = Cf ,20(/20)0.2=0.0810(19.93/20)0.2=0.0809Un，f=Cf(（l -g）/g)0.5= 0.0809(（778.42 -2.890）/2.890)0.5=1.325 m/sU=(0.6 0.8)Un, f ，取 U =0.7Un, f =0.928 m / sD = (4Vs/)0.5=(40.687/3.14)0.5=0.9711 m塔径圆整，取D为1.2m图3-1液泛气相负荷因子关联图3.2.3 提馏段塔径两相流动参数:FLV=( (Ls/Vs) l /g)0.5=( (0.00543/0.6985) 740.01 /2.786)0.5=0.01267由图3-1液泛气相负荷因子关联图查得C f ,20 = 0.0950得Cf= C f ,20(/20)0.2=0.0950(17.61/20)0.2=0.0926Un，f=Cf（l g）/g）0.5=0.0926（740.01 2.786）/2.786）0.5=1.545 m/sU=(0.6 0.8)Un, f ，取 U =0.7Un, f =1.082 m / sD = (4Vs/)0.5= (40.696/3.14)0.5=0.9068 m塔径圆整，取D为1.2 m塔的直径已经过圆整及标准，有效高度 H = 0.4551 + 0.613 = 30.75m3.3 塔板结构参数的确定3.3.1 溢流装置的设计图 3-2 溢流装置示意图因为D=1.2m，且提馏段液体流速LH=19.548m3/h，可采用单溢流弓形降液管，采用平形受液盘，各项计算如下：(1)堰长lwlw = 0.7D =0.71.2=0.84m(2)堰高 hw对于精馏段：其中 Lh = 3600 Ls =7.2 m3 / hLh/ lw 2.5=11.13 查图3-3得液流收缩系数E=1.025平溢流堰顶上的液层厚度 how：how = 2.8410-3E= 0.0122m取板上液层高度为hf=0.050 mhw=hf -how=37.8 m 圆整到40 mm图3-3液流收缩系数对于提馏段：其中Lh = Ls 3600 = 19.548m3 / hLh/ lw 2.5=30.23 查图3-3得液流收缩系数E=1.051平溢流堰顶上的液层厚度 how：how=2.8410-3E= 0.0243m取板上液层高度为h f=0.065 mhw=hf - how=40.7 m 圆整到40 mm(3)降液区宽度Wd 及降液管的面积Af精馏段和提馏段情况相同。由于 lw / D = 0.7 ，通过弓形降液管的几何关系，可查的Wd / D =0.145，A f/AT=0.087，降液区高度Wd= 0.174m，降液区面积Af=0.0870.785D2 = 0.0983m2(4)降液管底隙高度h0取精馏段底隙高度h0=25 mm ,Ls/( lw h0)=0.0952 m/shw h0=15 mm 6 mm取提馏段底隙高度h0=30 ,Ls/( lw h0)=0.2155 m/shw h0=10 mm 6 mm一般，Ls/( lw h0)取值为 0.07 0.25m / s，且液封高度大于足6mm也得到保证，所以底隙高度满足要求。3.3.2 筛板布置图3-4筛板结构筛板布置示意图，见图3-4取安定区宽度Ws = 0.060m，其中入口安定宽度等于出口安定区宽度，边缘宽度WC =0.030m。因此有效传质区=20.366(0.572-0.3662)0.5+3.14/1800.57239.94=0.7729 m2其中：R =0.6-0.03=0.57 mx =0.366m3.3.3 筛孔数及排列并计算开孔率取板上开孔的孔径 d0 = 5mm ，正三角排列，一般碳钢的钢板厚度为3mm 。对于精馏段：取t/do=3.0，得孔心距 t =0.015 m ，开孔率塔板上的开孔数个，其中=0.0779m2气体通过筛孔的气速对于提馏段：取t/do=3.0，得孔心距 t =0.015 m ，开孔率塔板上的开孔数个，其中=0.0779气体通过筛孔的气速第四章 精馏塔的流体力学性能验算4.1 气体通过筛板的压强 Dp 校核4.1.1 精馏段单板压降通过塔板开孔率查图4-1图4-1塔板孔流系数得干板孔流系数 Co = 0.745干板阻力：hc = 0.051（g / l）（u0 / c0）2= 0.051（2.8897 /778.42）（8.82 / 0.745）2 =0.0265 m气体动能因子：Vs/(AT-2Af) = 0.687/(0.9043-20.0983) =1.65查图4-2得 = 0.6其中AT = 0.9043 m2塔板上液层阻力hl=(h+h)= =0.6(0.04+0.0122)=0.03克服液体表面张力=总液体阻力h f = hl+h d =0.03+0.0021+0.0265=0.0586单板压降Dp= h f g l = 0.05869.81778.42=44.39 pa 0.7 k pa图4-2充气系数4.1.2 提馏段单板压降通过塔板开孔率查图4-1得干板孔流系数 Co = 0.745干板阻力hc = 0.051（g / l）（u0 / c0）2 =0.051（2.786 / 740.01）（8.97 / 0.745）2 = 0.0278 m气体动能因子：Vs/(AT-2Af) = 0.696/(0.9043-20.0983) = 1.648查图4-2得 = 0.6塔板上液层阻力hl=(h+h)=0.6(0.04+0.0243)=0.039克服液体表面张力=总液体阻力h f = hl+h d =0.039+0.0019+0.0278=0.0687单板压降Dp= h f g l =0.06879.81740.01=498.73 pa 0.7 k pa所以精馏段和提馏段的单板压降得到验证，验证通过。4.2 液沫夹带校核4.2.1 精馏段液层上部的气体速度，该方案采用单流型塔板:由哈特关联式：(kg液/kg气)4.2.2 提馏段液层上部的气体速度，该方案采用单流型塔板:由哈特关联式：(kg液/kg气)液沫夹带量均小于 0.1kg 液/kg 气，不会产生过量液沫夹带。4.3 液体在降液管内停留时间的校核精馏段：提馏段：总上，符合要求。4.4 溢流液泛条件为防止塔内发生液泛必须满足一下条件： H d j(HT + hw ) ，对于本体系苯-正丁醇体系，属于不易起泡物系，因此相对泡沫密度 j = 0.6 。精馏段：液相流过降液管进入塔板的阻力 H f H d = H f + hp + h f = 0.110m 0.5 ( h w + H T ) = 0.2439m提馏段：液相流过降液管进入塔板的阻力 H f H d = H f + hp + h f = 0.1488m 0.5 ( h w + H T ) = 0.3206m4.5 漏液限(最小气量)的校核筛板塔漏液点气速=精馏段：=5.38 m/s 稳定系数K=1.638提馏段：=5.89m/s 稳定系数K=1.520因为K1.5,2,所以校核通过。4.6 作负荷性能图4.6.1 液相上限线以t = 5s 作为液体在降液管中停留的时间的下限精馏段：提馏段：4.6.2 液流下限线取 hOW = 0.006m ，提馏段与精馏段相同。4.6.3 漏液限由=得=精馏段：提馏段：4.6.4 过量液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系：由精馏段：，,令B =() C =0.35整理得提馏段：同理得A=0.7875B = ()C =0.35整理得4.6.5 溢流液泛线由于 H d = H f + H f + h = H f + h d + h1 + ha + h f = H f + h d + ha+（b + 1）how=jHT+(j-b -1)得其中带入数据精馏段 提馏段所以精馏段提馏段精馏段负荷性能图00.511.522.500.0020.0040.0060.0080.010.012漏液限液沫夹带线溢流液泛线液相上限线液相下限线操作线从图可以看出：精馏段 V s, max =1.4897 m3/s V s, min =0.4151 m3/s 故操作弹性为V s, max/ V s, min =4.57 提馏段 V s, max =1.561 m3/s V s, min =0.436 m3/s 故操作弹性为V s, max/ V s, min =3.58第五章 塔的总体结构设计5.1 塔体总高度封头选择标准椭圆封头，由塔径 D = 1.2m ，可以知道封头高度 h1 = 300mm ，塔顶空间用于提供安装塔板和除沫装置，高度 HD = 1.6HT +H人孔= 1.52m。取每八块塔板开设一个人孔，孔径450mm，塔板数一共 66块，其中第一个人孔在第8 块塔板上，第二个人孔在第 16 块塔板上，以此类推。设人孔的塔板高度取 0.8m。塔底空间 H F =0.005436050.9043=1.8m 则Hw = HF + 1 = 2.8 m塔底裙座的高度为 h = 2m 。有效高度 H = 30.75m则塔高 H = h1 + H D + H F + h + HT 1N1 + HT 2 N2 + 0.156 + 2 =38.27 m进料板高度H进=Hw + h+1.6HT =8.4 m5.2 塔板结构塔板类型按结构特点可分为整块式和分块式两种。由于塔径 D = 1.2m ，人已能在塔内进行拆装操作，因此采用分块式。5.3 塔壁厚度该塔在常压下操作，塔内压力变化不大，因此可取塔壁的厚度，材料为碳钢d = 6mm。第六章 辅助设备的选择辅助设备的选择主要包括塔顶冷凝器，塔底再沸器，物料管道，泵。表6-1物性数据【2】苯正丁醇塔顶汽化潜热 KJ/K mol3.081054.74105塔底汽化潜热