精馏塔及一系列附属设备设计说明书.doc

精馏塔设计说明书 院（部）系化学与化学工程学院所 学 专 业化学工程与工艺年级、班级08级本科一班完成人 *指导教师*前言工程设计既是工程建设的灵魂，又是科研成果转化为现实生产力的桥梁和纽带，决定着工业现代化的水平。本设计方案要求设计以精馏塔为核心，根据要求合理和完整的设计一个精馏流程，具体设计任务如下：一、 设计任务以精馏塔为核心，要求能根据分离要求合理和完整的设计一个精馏流程，包括储罐，管道，离心泵，换热器，精馏塔等。还要求能用合适的形式表达设计方案。包括工艺流程图带控制点的工艺流程图、设备图等。具体任务为：某工厂生产乙酸丁酯时产生一股物流，含有乙酸乙酯30%（质量分数，下同），乙酸丁酯70%，设计一座常压精馏塔，对上述混合物进行分离，要求塔顶流出液中乙酸乙酯回收率为95%，釜残液中乙酸丁酯的回收率为97%，年处理量7200吨，产品均须冷却到40C。塔釜采用外置再沸器，冷公用工程水为循环水（20-30C），热公用工程为饱和水蒸气，环境温度为20C。二、 工艺操作条件操作压力：常压进料热状况：冷夜进料，进料温度为60C回流比：R=6.8塔釜加热蒸汽：0.4MPa（表压）塔板类型：筛板工作日：每年300天，每天24小时连续运行。三、 设计内容：1、 计算馏出液和釜残液的流量和组成。2、 采用图解法求出理论板数并确定进料位置。3、 进行筛板式精馏塔的工艺设计，确定塔高、塔径、进料位置等。4、 如果采用填料塔，确定填料层高度（填料类型自选）。5、 设计一合理的工艺流程，并绘制带有主要参数控制点的工艺流程图。6、 计算所设计流程的冷热公用工程用量，并对工艺流程中的任一台换热器进行设计计算，要求采用列管式换热器，计算其主要工艺参数，包括管长、管子规格壳程直径、管程数、壳程数、管子数目等，画出换热器简图，表明接管尺寸。目 录1 板式塔的设计11.1精馏塔的物料衡算11.1.1原料液及其摩尔分率11.1.2物料衡算11.2进料热状况参数q11.3塔板数的确定31.3.1理论板层数的求取31.3.2全塔效率的求取31.3.3实际板层数的求取41.4精馏塔的工艺条件及有关物性参数的计算41.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算61.5.1 塔径的计算61.5.2精馏塔有效高度的计算71.5.3 塔板主要工艺尺寸的计算71.5.4塔板布置81.5.5筛板的流体力学验算91.5.6 塔板负荷性能图112 辅助设备的选型及计算162.1塔顶全凝器的设计计算162.1.1总传热系数的计算162.1.2传热面积的计算172.2 工艺结构尺寸172.3 换热器核算：192.4 填料塔的设计213 塔设计的评述22参考文献26符号及其意义271 板式塔的设计1.1精馏塔的物料衡算1.1.1原料液及其摩尔分率乙酸乙酯的摩尔质量乙酸丁酯的摩尔质量进料组成 原料液的平均摩尔质量 原料液的流量 F=9.43kmol/h1.1.2物料衡算塔顶馏出液乙酸乙酯的回收率：釜残液中乙酸丁酯的回收率：=0.97总物料衡算：F=D+W乙酸乙酯物料衡算：由以上各式解得 D=3.41kmol/h W=6.02kmol/h 1.2进料热状况参数q根据常压下乙酸乙酯-乙酸丁酯溶液的平衡数据绘出t-x-y图，如图1。图1 常压下乙酸乙酯乙酸丁酯溶液的t-x-y图由图1查得，在进料组成下的泡点温度C，进料温度t =60C，平均温度C 。由设计任务书附录图1查得：乙酸乙酯汽化潜热乙酸丁酯的汽化潜热平均汽化潜热：由附录图1查得： C时， 平均液体比热： 进料热状况参数： q=故符合冷夜进料。1.3塔板数的确定1.3.1理论板层数的求取（1） 由常压下乙酸乙酯-乙酸丁酯溶液的平衡数据绘出x-y图，如图2.（2） 操作回流比R=6.8（3） 求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=23.188 kmol/h V=(R+1)D=26.598 kmol/h L=L+qF=34.79kmol/h V=V+(q-1)F=28.77 kmol/h（4）求操作线方程精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： q线方程： 在图2中分别画出精馏段、提馏段操作线及q线。（5）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图2所示，求解结果为总理论板层数 (包括再沸器)进料板位置 1.3.2全塔效率的求取由图1查得液相在塔顶组分下的泡点温度C 。C时，由设计任务书附录图5查得： 塔顶平均黏度 =-0.593 同理，求得塔底平均液相黏度： 则全塔平均黏度：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度：则全塔效率：1.3.3实际板层数的求取精馏段实际板层数 N精=2/0.46=4.35提馏段实际板层数 N提=2.8/0.46-1=6(不包括再沸器)1.4精馏塔的工艺条件及有关物性参数的计算1、 操作压力：常压2、 操作温度计算由塔顶组成查图1得出所对应的泡点温度C由进料组成查图1得出所对应的泡点温度，及进料板温度t=99C精馏段平均温度C3、 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由查图2中平衡线得 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板得 ，查图2平衡线得： 精馏段平均摩尔质量 4、 平均密度计算（1） 气相平均密度计算塔顶气相平均密度：C 由附图4查得进料板气相平均密度：t=99C时，由设计任务书附图4查得 气相平均密度： （2） 液相平均密度计算塔顶液相平均密度C 由附图3查得，进料板液相平均密度t=99C 由附图3查得进料板液相的质量分率精馏段液相平均密度5、 液相平均表面张力的计算 塔顶液相平均表面张力的计算C，查手册得进料板液相平均表面张力的计算t=99C时，查手册得液相平均表面张力1.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.5.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流量： 图的横坐标为：取板间距为H=0.35m，板上液层高度查史密斯关联图得： ，1.5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度 提馏段有效高度 故精馏塔有效高度为：3.15m 。1.5.3 塔板主要工艺尺寸的计算（）溢流装置计算选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长：堰高：近似取E=1，则 （2）弓形降液管宽度和截面积由 查弓形降液管的参数图得 液体在降液管中停留时间：故降液管设计合理（3）降液管底隙高度故降液管底隙高度设计合理 1.5.4塔板布置（1） 塔板结构：因为塔径小于800mm，故采用整块式。（2） 边缘区宽度：取 （3） 开孔面积的计算：取开孔面积按下列公式计算（4） 筛孔计算及其排列：选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为： 1.5.5筛板的流体力学验算1. 塔板压降（1） 干板阻力的计算 干板阻力由下式计算，即（2）气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力由下式计算，即 查充气系数关联图得 （3） 液体表面张力 阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由下式计算气体通过每层塔板的液柱高度2. 液层落差 对于筛板塔液面落差很小，且本设计中塔径和流量均不大，故忽略液面落差的影响。3. 雾沫夹带 雾沫夹带量 故设计中液沫夹带量在允许范围内4.漏液 对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即实际孔速 故在本设计中无明显漏液。5. 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系，即 1.5.6 塔板负荷性能图1. 漏液线由 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表1表1 漏液线数据Ls,0.00050.0010.0020.003Vs,0.1280.1310.1350.139由表1数据作出漏液线1。2. 液沫夹带线 以为限，求关系如下： 在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2表2 液沫夹带线数据Ls,0.00050.0010.0020.003Vs,0.3880.370.340.316由表2数据作出液沫夹带线2。3. 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准则由 据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。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 故 据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5. 液泛线 令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得 将有关数据代入，得 故 或在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。表3 液泛线数据Ls,0.00050.0010.0020.003Vs,0.4620.4500.4270.401由表3数据作出液泛线5。 根据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3。 在负荷性能图上作出操作点A，连接OA，即为操作线，由图可看出，该筛板塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图3查得： 故操作弹性为 表4 筛板塔设计计算结果序号项目数值及说明1气相流量0.2192液相流量0.000783实际塔板数124有效高度，m3.955塔径D，m0.76板间距0.357溢流形式单溢流8降液管形式弓形9堰长m0.510堰高m0.5111板上液层高度m0.00612堰上液层高度m0.00913降液管底隙高度m0.02214安定区宽度m0.05515边缘区宽度m0.03516开孔区面积0.21717筛孔直径m0.00518筛孔数目111419孔中心距m0.01520开孔率%10.121空塔气速0.6122筛孔气速1023稳定系数1.724每层塔板压降Pa57425负荷上限液泛控制26负荷下限漏液控制27液沫夹带0.01728气相负荷上限0.36229气相负荷下限0.12730操作弹性2.852 辅助设备的选型及计算2.1塔顶全凝器的设计计算选择列管式换热器碳钢管，管内流速循环水。查取塔顶露点温度为82.8C，泡点温度为78.5C。气体平均温度 循环冷却水温度 混合物在88.9C时的相关数据如下：密度：导热系数：粘度： 循环冷却水25C时的相关数据如下：密度：定压比热：粘度： 2.1.1总传热系数的计算1. 热流量： 其中 2. 平均传热温差：C3. 冷却水用量：4. 总传热系数K（1） 管程传热系数： （2）壳程传热系数：污垢热阻： 取管壁导热系数 2.1.2传热面积的计算 考虑15%面积裕度 2.2 工艺结构尺寸1. 管径及管内流速： 取2. 管程数和传热管数 取19根按单程设计，传热管长为 宜采用多程管结构，取传热管长6米，则管程数为 传热管总根数为 3.平均传热温差校正及壳程数（1） 校正系数： 按单壳程、四管程结构，查温差校正系数，得 平均传热温差 C4. 传热管排列和分程方法：组合排列法，即每程内按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心矩 则横过管束中心线的管数 5. 壳体内经：采用多管程结构，取管板利用率壳体内径为：圆整后取 D=400mm6. 折流板 采用弓形（圆缺形）折流板，圆缺高度为壳体内经的25%，则切去的圆缺高度为取折流板间距折流板数折流板圆缺面面水平装配7、接管：（1）壳程流体进出口管：取接管内气相流速为u=5m/s,则管内径为 d=（2）管程流体进出口管：取接管内循环水流速为1.5m/s,则管内径为 2.3 换热器核算：1、 热量核算：（1）壳程对流传热系数：对圆缺型折流板，可采用凯恩关联式 （2）管程对数传热系数： 实际传热面积：表5塔顶全凝器数据统计换热器形式：固定管板式换热面积（）：37.1工艺参数名称管程壳程物料名称循环水有机物操作压力常压常压操作温度，20/3082.4/78.5流量，/h210002380.8流体密度，9963.1流速，m/s0.46519.4传热量，KW240总传热系数，W/.133.7对流传热系数，W/.2407301.5污垢系数，.K/W0.0001720.000086阻力降，Kpa8.68137.6程数41使用材料不锈钢不锈钢管子规格管数76管长，6000管间距，32排列方式正三角形折流板形式弓形间距，120切口高度25%壳体内径，400保温厚度2.4 填料塔的设计如果采用填料塔，应采用等板高度法计算填料层高度，其基本公式如下：Z=HETP3 塔设计的评述 本次的设计任务是分离年产7200吨的乙酸乙酯乙酸丁酯的筛板式连续精馏塔。本次设计的精馏塔塔径为800mm，实际塔数为10块，塔板间距为0.3m，第6块板为进料板。踏板设计，精馏段与提馏段设计相同。经过流体力学验算，我们设计的精馏塔能够完成设计任务，能够正常运行。本设计另一创新之处在于节能环节的设计，利用塔釜余热对进料进行预热，要完成一个设计，需要细心、良好