课程设计gai.doc

课程设计1设计任务（1）进料组成：乙醇25%，正丙醇75%（均为摩尔分率，下同）；（2）产品组成：馏出液中正丙醇1%，釜残液中乙醇含量2%；（3）生产能力：料液的处理量为50000吨/年；（4）生产时间：每年工作日为300天，每天24小时连续运行；（5）操作条件： 常压操作； 回流液温度为塔顶蒸汽的露点； 间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝对压力）； 冷却水进口温度25，出口温度45； 设备热损失为加热蒸汽供热量的5%； 料液可视为理想物系。（6）厂址：成都地区；2设计方案2.1设计方案的确定蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，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，本课程设计中年处理量大（50000吨/年），所以采用连续蒸馏的方式。蒸馏过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸馏。本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作，塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小。由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式采用间接蒸气加热，设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。2.2工艺流程图2.2.1 原料液的走向原料液走向如图2.1所示。全凝器再沸器泡点进料注：1：F为进料液物流，组成为xF； 2：D为塔顶馏出液物流，组成为xD； 3：W为塔底釜液物流，组成为xW；图2.1 精馏工艺流程图2.2.2 全凝器内物流的走向 全凝器内物流走向如图2.2所示。塔顶冷凝液冷却水冷却水塔顶蒸汽注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程；图2.2 全凝器物流流程图2.2.3 再沸器内物流的走向 再沸器内物流走向如图2.3所示。冷却水冷却水物料物料注：再沸器内加热蒸汽走壳程，物料走管程；图2.3 再沸器物流流程图3精馏塔的物料衡算3.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及质量分数乙醇的摩尔质量 kg/kmol正丙醇的摩尔质量 kg/kmolxF = 0.25 xD = 0.99 xW = 0.02 3.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量(kg/kmol)(kg/kmol)(kg/kmol)3.3 摩尔衡算年处理量为50000t/a,按300天生产时间计算,则:(kg/h)(kmol/h)总物料衡算 （3.1）乙醇物料衡算 （3.2） 即： 联立解得 (kmol/h) (kmol/h)3.4 质量衡算总质量衡算 （3.3）乙醇质量衡算 （3.4）即： 6944.44= D + W6944.440.204 = Dm 0.987 + W m 0.015解得 Dm =1350.31 (kmol/h) W m =5594.13(kmol/h)物料衡算结果如表3.1所示。 表3.1 物料衡算表 基准 1h输入输出项目kmolkg项目kmolkg进料122.726944.44馏出液29.101350.31釜残液93.625594.13总计122.726944.44总计122.726944.444塔板数的确定4.1 平均相对挥发度相对挥发度的计算因为乙醇-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5和拉乌尔定律5，采用试差法，通过Excel计算出: （4.1） （4.2）双组分理想溶液相对挥发的计算5: （4.3）式中：p纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa； t温度，； 、B、CAntoine常数。由表5查得； x液相中易挥发组分的摩尔分数； p总压，kPa； pA、pB溶液温度t时纯组分A、B的饱和蒸汽压，kPa；相对挥发度。因为本设计中为常压操作，所以总压：p=101.325 kPa乙醇和正丙醇的Antoine常数：、B、C查液体蒸汽压的安托因常数表5得：乙醇： A=7.33827 B=1652.05 C=231.48正丙醇：A=6.74414 B=1375.14 C=193.0采用试差法，先在Excel中设计好相应表格，表格设计思路为：要计算某一组成下混合液的泡点温度以及相对挥发度，则在Excel中假定一t值，代入公式4.1中计算出pA、pB，再将计算得到pA、pB值代入公式4.2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，则假定的t值正确，同时可得到相应的值。计算结果见表4.1。表4.1 塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度以及相对挥发度塔顶产品塔底产品进料液xD = 0.99xW = 0.02xF = 0.25tD=78.46tW=96.67tF=91.11D=2.136W=2.027F=2.056平均相对挥发度6计算： （4.4）计算得乙醇和正丙醇的平均相对挥发度： = 2.0734.2 理论塔板层数NT的求取4.2.1 求最小回流比及操作回流比。因为为泡点进料，所以本设计中:q线方程： q=xF相平衡线方程5： (4.5)即： q=0.25 两方程联立求得两线交点（xp,yp）: xp=0.25 yp=0.409最小回流比Rmin：最少理论塔板数Nmin5: (4.6)最优操作回流比R4: (4.7)4.2.2 求精馏塔的气、液相负荷5精馏段回流液量： L = RD = 4.96829.10= 144.57（kmol/h）精馏段上升蒸气量：V = (R + 1) D = (4.968 +1)29.10 = 173.67（kmol/h）提馏段回流液量： L = L + F = 144.57+ 122.72= 267.29（kmol/h）提馏段上升蒸气量：V = V = 173.67（kmol/h）4.2.3 求操作线方程精馏段操作线方程为： (4-8)提馏段操作线方程为： (4-9)4.2.4 计算法求理论塔板层数采用逐板计算法，运用Excel快捷、准确地计算出理论塔板数。其Excel表格设计原理如下：精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）：相平衡 操作线 相平衡 操作线xD=y1 x1 y2 x2 y3 xn-1 计算到xn-1 xF则第n-1块板即为进料板。提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）：相平衡 操作线 相平衡 操作线 xn-1 yn-1 xn yn xn+1 xN 计算到xN1000mm，故需设人孔。由于物料比较清洁，无需经常清洗，一般每隔68层塔板设一人孔，所以本设计开5个人孔，即nP=5。人孔直径一般取450600mm，450mm最常用，所以本设计采用的人孔直径为450mm。设人孔处的板间距HP600mm，故本设计中HP取700mm。人孔伸出塔体的筒长一般为200250mm，本设计中选择人孔伸出筒长为200mm。6.3 精馏塔塔高的计算6.3.1 精馏塔有效高度的计算板式塔的有效高度为安装塔板部分的高度，可按下式计算，即:式中：H塔的有效高度，m; n实际塔板数; HT塔板间距，m； HP设人孔处塔板间距，m； nP人孔数。由前面可知：n=24，HT=0.4，HP=0.7，nP=5故：其中，精馏段塔板数为23，开设人孔数为2，故精馏段有效高度Ha为：提馏段塔板数为21，开设人孔数为3，故提馏段有效高度Hb为：6.3.2 精馏塔总高的计算板式塔塔高可按下式计算，即：式中：H塔高，m；H塔的有效高度高，m; HB塔底空间高度，m； HD塔顶空间高度，m； H1封头高度，m； H2裙座高度，m。一般塔底空间要贮存一定高度的液体，以便起到液封作用8，防止气体从底部方向流出。即液体在塔底应停留一定的时间，通常取停留时间为1015min，故本设计选择停留时间为10min。塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距2，且塔底气体入口管在最下一块塔板受液盘与塔底贮液液面（不包含封头）之间，其入口管中心线距上和下应各有一个空间，该距离一般不小于相应的板间距。由于2HT=20.4=0.8（m），故本设计采用塔底液面至最下层塔板之间的间距为1m。故HB=1000+ HZ式中：HZ贮液高度，m。前面计算得：kg/m3故：（m3/s）所以（mm） HB=1000+821=1821m，所以本设计选择HB=1900mm。一般取塔顶空间高度HD=1.21.5m8，以利气体中所含液滴的自由沉降和塔顶附件的安装。故本设计中采用HD=1.3m。封头的高度等于封头曲面高度加上直边高度以及壁厚。所以：H1=350+25+5=380（mm）由前面可知： H2=4故：7 塔板主要工艺尺寸的计算7.1 精馏段塔板主要工艺尺寸的计算7.1.1 溢流装置计算因塔径D=1.4m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘,深度hw=50mm。由于塔径1400，故受液盘只需开一个直径为10mm的泪孔。7.1.1.1 堰长lw取lw = 0.7 D = 0.71.4= 0.98（m）7.1.1.2 溢流堰高度hw由式中hL板上液层高度； hOW堰上液层高度。取hL=60mm选用平直堰,堰上液层高度hOW由下式计算,即: （7-1）式中近似取E=1（m）故（m）7.1.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D = 0.7，查弓形降液管参数曲线得：Wd/D = 0.155 Af/AT = 0.095故： Af=0.095AT=0.0951.539=0.146（m2） Wd=0.155D=0.1551.4=0.217（m）验算液体在降液管中停留时间,即 （7-2）故降液管设计合理。7.1.1.4 降液管底隙高度h0 （7-3）取m/s(液体通过底隙时的流速)，则：（mm） 故降液管底隙高度设计合理。7.1.2 塔板布置7.1.2.1 塔板分块因D800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为4块。7.1.2.2 边缘区宽度测定取m，m无效区挡板高度（m）7.1.2.3 开孔区面积计算 （7-4）其中:则： （m） （m）（m2）7.1.2.4 筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，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为：t=3d0=35=15（mm）由经验式估算得筛孔数目n为： （7-5）采用正三角形排布法排列筛孔（因为正三角形排布紧密），画出筛孔的排列图（见附录B），得到实际筛孔数目：n=4136个。则开孔率为： （7-6） 气体通过阀孔的气速为：（m/s） （7-7）7.2 提馏段塔板主要工艺尺寸的计算7.2.1 溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘,深度hw=50mm。由于塔径1400，故受液盘只需开一个直径为10mm的泪孔。7.2.1.1 堰长lw取lw = 0.7 D = 0.71.4= 0.98（m）7.2.1.2 溢流堰高度hw由式中hL板上液层高度； hOW堰上液层高度。取hL=62mm选用平直堰,堰上液层高度hOW由下式计算,即:式中近似取E=1（m）故（m）7.2.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D = 0.7，查弓形降液管参数曲线得：Wd/D = 0.155 Af/AT = 0.095故： Af=0.095AT=0.0951.539=0.146（m2）Wd=0.155D=0.1551.4=0.217（m）验算液体在降液管中停留时间,即：故降液管设计合理。7.2.1.4 降液管底隙高度h0 取m/s (液体通过底隙时的流速)，则：（mm） 故降液管底隙高度设计合理。7.2.2 塔板布置7.2.2.1 塔板分块因D800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为4块。7.2.2.2 边缘区宽度测定取m，m无效区挡板高度（m）7.2.2.3 开孔区面积计算其中:则：（m）m）（m2）7.2.2.4 筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，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为t=3d0=35=15（mm）由经验式估算得筛孔数目n为： 采用正三角形排布法排列筛孔（因为正三角形排布紧密），画出筛孔的排列图（见附录B），得到实际筛孔数目：n=4136个。则开孔率为：气体通过筛孔的气速为:（m/s）8 筛板的流体力学验算8.1 精馏段筛板的流体力学验算8.1.1 塔板压降8.1.1.1 干板阻力计算 (8-1)由d0/=5/3=1.67得，c0=0.772故（m）液柱8.1.1.2 气体通过液层的阻力h1计算 (8-2) (8-3)由（m/s） (8-4)（kg1/2/（sm1/2）查图可得：=0.613故（m）液柱8.1.1.3 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h为：（m）液柱 (8-5)气体通过每层塔板的液柱高度hp可由下式计算： (8-6)（m）液柱气体通过每层塔板的压降为：（设计允许值）8.1.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差造成的影响。8.1.3液沫夹带液沫夹带量可由下式计算: (8-7)（m）故 （kg液/kg气）0.1（kg液/kg气）。故本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。8.1.4 漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算: (8-8) =7.291（m/s）实际孔速稳定系数K为： (8-9)故在本设计中无明显漏液。8.1.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应该服从下面关系式 (8-10)乙醇正丙醇物系为低分子醇类，且，查估计充气因子的经验规则表6可知取，则 （m）而 (8-11)板上不设进口堰，hd可由下式计算（m）液柱 (8-12)（m）液柱所以故在本设计中不会发生液泛现象。8.2 提馏段筛板的流体力学验算8.2.1 塔板压降8.2.1.1 干板阻力计算由d0/=5/3=1.67得，c0=0.772故（m）液柱8.2.1.2 气体通过液层的阻力h1计算由（m/s）（kg1/2/（sm1/2）查图可得：=0.613故（m）液柱8.2.1.3 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h为：（m）液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp可由下式计算（m）液柱气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）8.2.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差造成的影响。8.2.3液沫夹带液沫夹带量可由下式计算: （m）故 （kg液/kg气）0.1（kg液/kg气）。故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。8.2.4 漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算: （m/s）实际孔速稳定系数K为：故在本设计中无明显漏液。8.2.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应该服从下面关系式: 乙醇正丙醇物系为低分子醇类且，查估计充气因子的经验规则表可知取，则 （m）而板上不设进口堰，hd可由下式计算：（m）液柱（m）液柱所以故在本设计中不会发生液泛现象。9塔板负荷性能图9.1 精馏段塔板负荷性能图9.1.1 漏液线由 得 整理得据此可作出漏液线1。9.1.2 液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：由 m 故 整理得据此可作出液沫夹带线2。9.1.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层高度m作为最小液体负荷标准。 （m）取E=1，则：（m）m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9.1.4 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，可得 （s）故（m3/s）据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。9.1.5 液泛线令由;联立得 忽略的关系式代入上式，并整理得：式中将有关数据代入，得：故或据此可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图9.1所示。图9.1 精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图9.1查得 m3/s m3/s故操作弹性为： 9.2提馏段塔板负荷性能图9.2.1 漏液线由 得 整理得9.2.2 液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：由 m 故 整理得9.2.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层高度m作为最小液体负荷标准。 （m）取E=1，则：（m）（m）m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9.2.4 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，可得 （s）故（m3/s）据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。9.2.5 液泛线令 由 ;联立得 忽略的关系式代入上式，并整理得：式中 将有关数据代入，得故或根据以上各线方程，可作出筛板塔提馏段的负荷性能图，如图9.2所示。图9.2 提馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图9.2查得 m3/s m3/s故操作弹性为：10 热量衡算10.1 塔顶冷凝器的热量衡算10.1.1 热量衡算式如图10.1所示，根据热量衡算式，有： QVQCHQLQD图10.1 塔顶冷凝器的热量衡算图式中 塔顶蒸气带入系统的热量； 回流液带出系统的热量； 馏出液带出系统的热量； 冷凝水带出系统的热量；10.1.2 各股物流的温度与压力由塔顶蒸气组y1=xD=0.99，在5.1所用到的用试差法求某一组成下乙醇和正丙醇混合液体泡点的方法所编制的Excel表格中即可求出塔顶蒸汽的温度t1=78.60。由设计要求可知：塔顶的操作压强为 P = 101.33kPa。10.1.3 基准态的选择以101.33kPa、tD=78.46的液态乙醇和正丙醇为热量衡算的基准态，则：QL = QD = 010.1.4 各股物流热量的计算查得乙醇与正丙醇在正常沸点下的汽化焓分别为：乙醇：VHmA（Tb）= 39.33 kJmol-1正丙醇：VHmB（Tb）= 41.25 kJmol-1正常沸点分别为： Tb A = 351.7K Tb B = 370.6K使用Watson公式计算乙醇和正丙醇在78.46的汽化焓： (10.1)式中 TC临界温度。查手册得Tc A = 516.2K Tc B = 536.7K所以有：VHm A（78.46）=（kJmol-1）VHm B（78.46）=（kJmol-1） 塔顶蒸汽从78.6冷凝至78.46，塔顶蒸汽由78.6冷凝至78.46的蒸汽放出的热的计算如下：由于温度变化不大，所以定性温度采用平均温度：（）（K）据：CpmabTc T2(10.2)查手册得，气态下：（乙醇） a = 14.97 b = 208.6103c = 71.09106 （正丙醇） a = -2.6 b = 312.4103 c = 105.5106 故乙醇的比热容为： （kJmol-1K-1）正丙醇的比热容为：（kJmol-1K-1）故： （kJh-1）塔顶蒸汽由78.46的蒸汽冷凝至78.46的液体放出的热的计算如下： （kJh-1）所以：（kJh-1）代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为： （kJh-1）10.1.5 冷却水的用量设冷却水的流量为qm，则： (10.3) 取t125 t245以进出口水温的平均值为定性温度：（）查得水在35时的比热容为： Cpm = 4.174（kJkg-1K-1）（kJh-1）10.2 全塔的热量衡算10.2.1 热量衡算式如图10.2所示,对精馏塔进行全塔的热量衡算。QFQCQDQLQWQB图10.2 全塔热量衡算图根据热量衡算式，可得： (10.1)由设计条件知： QL5%QB0.05QB 式中 进料带入系统的热量； 加热蒸汽带入系统的热量； 馏出液带出系统的热量； 釜残液带出系统的热量； 冷却水带出系统的热量； 热损失。10.2.2 各股物流的温度前面已求出：tF91.11 tD78.46 tW96.6710.2.3 基准态的选择以101.33kPa、tD78.46的乙醇和正丙醇的混合液体为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：QD = 010.2.4 各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度：(） 则：（K）据： CpmabTc T2d T3查手册得，液态下：(乙醇） a =-325.137 b = 4137.87103c = -14030.7106 d = 17035.4109(正丙醇）a = -488.104 b = 5786.32103 c = -18872.0106 d = 22003.5109故乙醇的比热容为： (kJmol-1K-1）正丙醇的比热容为： (kJmol-1K-1） 由此可求得进料与釜残液的热量分别为： (kJh-1） (kJh-1）将以上结果代入到热量衡算式中：260144.770.95QB = 0299369.846840.53103解得： QB = 7241847.44(kJh-1）热损失为： QL = 0.05QV = 0.057241847.44 = 362092.37（kJh-1）10.2.5 加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为qm，则：。由设计条件可知蒸气的压力为5kgfcm-2（绝对压力），查得该压力下蒸汽的汽化热r 2113 kJkg-1。由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为：（kJh-1）热量衡算结果见表10.1所示。 表10.1 热量衡算表 基准：1h输 入输 出项目kJ项目kJ进料260144.77馏出液0加热蒸汽7241847.44釜残液299369.84冷却水6840530热损失362092.37总计7501992.21总计7501992.2111 接管的设计由于塔体有保温材料，所以接管伸出筒体长度由表10.1可知。表11.1 接管伸出筒体长度公秤直径保温设备接管长/mm适用公秤压力/MPa15130420501501.6703502001.6705002001.0液相或回流入塔时，为了确保操作稳定，防止液体直接重节塔板产生液峰或飞溅，可以采用分配管、防冲管及弯管进料，本设计的回流液接管以及进料管均采用一般防冲管。对于塔径大于800mm，且物料洁净、不易聚合、腐蚀轻微、塔板分块的情况一般采用一般防冲管，故本设计的回流液接管以及进料管均采用一般防冲管10。11.1塔顶蒸气出口管操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为，取 ， (11-1) （m）所以塔顶蒸气出口管选用325mm7.5mm的普通热轧无缝钢管。所选用的管子的内径（m），所以管内流体实际流速为：（m/s）由表11.1可知塔顶蒸气出口管伸出筒体长为200mm。11.2回流管由于塔顶冷凝器安装在塔顶平台，回流液靠重力自留入塔内，取 本设计取 ， （m） 选型如表11.2所示。表11.2 回流管规格名称接管公称直径Dg（mm）接管外径厚度（mm）规格1001144所选用的管子的内径为：（m），所以管内流体的实际流速为：（m/s）由表11.1可知塔顶蒸气出口管伸出筒体长为200mm。11.3进料管本设计采用泵输送料液，料液速度可取m/s，本设计取。由查得：kg/m3 kg/m3（kg/m3）（m3/s）（m）选型如表11.3所示。表11.3 进料管规格名称接管公称直径Dg（mm）接管外径厚度（mm）规格40483.5选用管子的内径为：（m）,所以管内的实际流体流速为：（m/s）由表11.1可知塔顶蒸气出口管伸出筒体长为150mm。进料管选用一般防冲管，因为为中间进料，一般常将其插入降液管中。但如果是容易起泡的物料，插入降液管中加料可能会造成液泛，因此本设计采用将进料管直接插入降液管中10。11.4塔底出料管一般可采用塔底出料管的流速m/s，本设计m/s。前面计算得：（m3/s）选型如表11.4所示。 表11.4 塔釜出料管规格名称接管公称直径Dg（mm）接管外径厚度（mm）规格50603.5选用管子的内径为：（m）,所以管内的实际流体流速为：（m/s） 由表11.1可知塔顶蒸气出口管伸出筒体长为150mm。11.5 再沸器返塔连接管操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为，取 ， (11-2) （m）所以塔顶蒸气出口管选用325mm7.5mm的普通热轧无缝钢管。所选用的管子的内径（m），所以管内流体实际流速为：（m/s）12设计筛板的主要结果汇总表筛板塔设计计算结果见表12.1。表12.1 筛板塔设计计算结果序号项目数值（精馏段）数值（提馏段）1平均温度tm，84.9090.012平均压力Pm，kPa109.38124.433气相流量Vs，m3/s1.3131.183