化工原理课程设计-乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计吉林化工学院 化工原理 课 程 设 计 题目 乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计 教 学 院 化工与材料工程学院 化工原理课程设计任务书 一 设计题目：乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计二 任务要求 设计一连续筛板精馏塔以分离苯和甲苯（乙醇丙醇），具体工艺参数如下：原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF0.282馏出液组成 xD0.902釜液组成 xw0.002塔顶压力 p100kpa单板压降 0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及精馏和提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图摘 要精馏是一种最常用的分离方法，它根据多次部分冷凝、多次部分汽化的原理，以塔底的汽相回流、塔顶的液相回流为基础来实现连续的高纯度分离。本设计采用筛板式精馏塔，进行苯甲苯二元物系的分离，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，从而达到二元物系分离的目的。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握汽液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 通过对精馏塔的工艺设计计算可知：实际塔板数为50块，第块板20进料，塔径为1.4,2m，塔的实际高度为30.164m。根据所选参数在进行校核可知：精馏段：液体在降液管停留时间为13.072s，降液管底隙高度为42.18mm，操作弹性为3.282。提馏段：液体在降液管停留时间为9.147s，降液管底隙高度为29.37mm，操作弹性为3.248。这些值都符合实际要求，故所选的设计参数是合理。 关键字：精馏、物料衡算、塔板负荷性能图、热量衡算。目录摘 要.2第一章 前言.61.1精馏原理及其在工业生产中应用.61.2.精馏操作对塔设备的要求.61.3.常用板式塔类型及本设计的选型 .61.4本设计所选塔的特性；.6第2章 流程的确定和说明.72.1设计思路.7 2.1.1精馏方式的选定.7 2.1.2操作压力的选取.7 2.1.3加料状态的选择.7 2.1.4加热方式.7 2.1.5回流比的选择.7 2.1.6塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择.72.2 流程说明图 . 7第3章 精馏塔的设计计算.83.1 物料衡算.8 3.1.1原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量.9 3.1.2.温度计算.9 3.1.3密度计算.10. 3.1.4表面张力计算.12 3.1.5.黏度的求取.13 3.1.6.相对挥发度的求取：.143.2 塔板数的确定.14 3.2.1 回流比的确定 .14 3.2.2 汽液负荷计算：.15 3.2.3理论塔层数NT的求取.15 3.2.4实际板数的求取 .173.3.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算.18 3.3.1气液相体积流量记算.18 3.3.2塔径计算与选择.19 3.3.3溢流装置的计算.20 3.3.4塔板布置.21 3.3.5筛孔计算及其开孔率.：22 3.3.6塔总体高度计算.223.4筛板的流体力学计算.24 3.4.1气体通过筛板压降相当的液柱高度.24 3.4.2液面落差.25 3.4.3液沫夹带量的验算.25 3.4.4漏液的盐验算.25 3.4.5液泛的验算.26 3.5塔板负荷性能图.26 3.5.1液沫夹带线.26 3.5.2液泛线：.27 3.5.3液体负荷上限线.28 3.5.4液相负荷下限线.29 3.5.5漏液线.293.6塔的接管.30 3.6.1进料管.30 3.6.2回流管.31 3.6.3塔底出料罐.31参考文献.33附录（一）.33附录（二）程序.36结束语.37化工原理课程设计教师评分表.38 第一章 前言1.1精馏原理及其在工业生产中的应用 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。1.2.精馏操作对塔设备的要求 为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。1.3.常用板式塔类型及本设计的选型 塔板为主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有：（1）泡罩塔板（2）筛孔塔板（3）浮阀塔板。本设计采用筛孔塔板。1.4本设计所选塔的特性 筛孔塔板简称筛板，其结构简单，历史悠久，至今仍是应用最为广泛的一种传质分离设备。近百年来，对筛板的流体力学和传质性能的研究已取得很大进展，因而筛板的设计法已渐趋成熟。至今，许多新型塔板都采用筛板的水力学模型作为研究基础和工程设计参照模型。据不完全统计，目前欧美许多国家工业应用的板式塔中，60以上的内件都是筛板式及其改进型，国内在运行的板式塔中筛板型也占很大比例。单溢流液体流过整个塔面塔板上返混少，塔板效率较高，结构也最简单。但单溢流不能承受大液量，也不适用于大塔径。在工业生产中采用多降液管。最早出现的是MD筛板，四十多年来，MD筛板已在工业生产中得到广泛推广应用，近二十年来，多降液管筛板的型式又出现了很多种，如我国浙江工业大学开发的DJ塔板系列。 筛板虽然结构简单，但气液两相流动的规律仍有一些未被认识清楚。在工程设计中还要依赖于实验数据关联和经验判别。本次课程设计主要介绍筛板的结构、性能和工程界已公认的设计方法。从总体上看，筛板塔的液相流动是呈逆流的，气体从下而上，液体从上而下。对于常规带有降液管的筛板，筛板上的气液流动则是呈错流型的，即液体水平流过筛板板面，气体从下而上穿过塔板。液体通过降液管从一层筛板流入下一层筛板。气体穿过塔板上的筛孔鼓入液层，形成泡沫层，进行气液传质，然后离开泡沫层，上升到上一层筛板。第2章 流程的确定和说明2.1设计思路 2.1.1精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，耗能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。 2.1.2操作压力的选取 本设计采用常压操作，一般，除了敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。 2.1.3加料状态的选择 为气液混合物泡点进料 2.1.4加热方式 本设计采用直接蒸汽加热。因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也减少了间接加热设备费用。 2.1.5回流比的选择 选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin. 2.1.6塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。 塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。 在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高，采用筛板可解决堵塞问题，且能适当控制漏夜及液泛现象。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，近百年来通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。对于小流量、小塔径的实验操作，多采用单溢流筛板塔。实际操作表明，设计良好的塔，其操作弹性将大于3。 2.2 流程说明图 塔顶出料D组成xD 回流L进料F组成xF第3章 精馏塔的设计计算 乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计 设计一连续筛板精馏塔以分离乙醇丙醇 具体工艺参数如下： 原料加料量 F100kmol/h 进料组成 xF0.282 馏出液组成 xD0.902 釜液组成 xw0.002 塔顶压力 p100kpa 单板压降 0.7 kPa 3.1 物料衡算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 丙醇的摩尔质量 xF0.282 xD0.902 xw0.002 3.1.1原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量 MF=0.28246.07+0.718 60.10=56.144kg/kmol MD=0.90246.07+0.098 60.10=47.445kg/kmol MW=0.00246.07+0.998 60.10=60.072kg/kmol (1)摩尔衡算： F=100kmol/h 总物料衡算： F=D+W 即100= D+W 物料衡算： 即1000.282=D0.902+W0.002 由得： D=31.111mol/h; W=68.889kmol/h (2)质量衡算： 总质量衡算 Qm=Dm+_Wm 乙醇质量衡算 既 解得： 3.1.2.温度计算 利用表中数据由插值法可求的tF，tD，tW。 tF: tF =90.004 tD： tD =79.768 tW： tW =97.107 精馏段平均温度 ：t1=（tF+ tD）/2 =84.886 提留段平均温度 ：t2=（tF+ tW）/2 =93.556 3.1.3密度计算 1. 进料温度 tF =90.004 气相组成yF ： yF=44.161% 塔顶温度tD =79.768 气相组成yD： yD=94.485% 塔底温度tW =97.107 气相组成yW: yW=0.384% 精馏段 液相组成 ： =59.2% 气相组成 : =69.3% 所以 ML1 =460.592+60(1-0.592)=51.712 kg/kmol ML2 =460.693+60(1-0.693)=50.298Kg/kmol 提留段 液相组成： =14.2% 气相组成： =22.27% 所以 ML1 =460.142+60(1-0.142)=58.012 kg/kmol ML2=460.223+60(1-0.223)=56.882Kg/koml 2. 密度计算： 求得在tF，tD，tW。下的乙醇和丙醇的密度（单位：kg/m3） 进料温度 tF =90.004 =730.0945 =737.5951 塔顶温度tD =79.7686 =742.576 =746.022 塔底温度tW =97.107 =721.074 =729427 液相密度求取：1/Lm=ai/i =0.7975 =0.8142 =0.7815 精馏段密度： 提留段密度： 气相密度求取： kg/kmol Kg/kmol 3.1.4表面张力计算（单位10-3N.m-1） 液相平均表面张力依下试计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算： 乙醇的表面张力： 丙醇的表面张力: 液体表面张力： 精馏段液相平均表面张力： mN/m 提留段液相平均表面张力： mN/m 3.1.5.黏度的求取 精馏段t1=（tF+ tD）/2 =84.886利用插值法: =0.411mpa.s =0.581mpa.s 提留段t2=（tF+ tW）/2 =97.705利用插值法: =0.366 mpa.s =0.516mpa.s 精馏段黏度： mpa.s 提留段黏度： mpa.s 3.1.6.相对挥发度的求取： 由xF0.282 yF=44.161%得 由xD0.902 yD=94.485%得 由xw0.002 yW=0.384%得 精馏段相对挥发度：1=（F+D）/2=1.935 提留段相对挥发度：2=（F+W）/2=1.967 全塔相对挥发度:3=3.2 塔板数的确定 3.2.1 回流比的确定 本设计为泡点进料q=1 由 ； 可得 最小回流比： 回流比选取： 本设计回流比选取 3.2.2 汽液负荷计算： L=RD=4.7350.0086=0.0401kmol/s V=(R+1)D=(4.7353+1)0.008641=0.0496 L=L+qF=0.0401+0.0278=0.0679 V=V+(q-1)F=0.04955 F=0.02777 W=0.01914 3.2.3理论塔层数NT的求取 精馏段操作线方程： 提留段操作线方程： 相平衡方程： 精馏段 提留段由逐板法可以求: 序号Y X 10.9020.8263021312420.839395039550.7298239961930.759742691250.6204044784440.66940593740.5113719062650.57938864580.415872700860.500544501780.3412281497970.438917960460.2879095487980.394898123480.25222643416进料处90.344699169520.21103838018100.288279773170110.233153351090120.182625367810.10202576795 130.138954296940.075840108053 140.103085180010.055218242763 150.0748373489360.039509315795 160.0533192607770.027843436781 170.0373393397020.019342683753 180.0256950082040.0132334867 190.0173266300820.0088865732563 200.0113722280460.005815483104 210.00716544875580.0036566348526 220.00420825842110.0021444090195 230.00213681147490.0010877487538 精馏段板数N精=7块 提留段板数N提=16-1=15块 其中第8块板是进料板，理论版NT=23块（包括塔釜再沸器）。 3.2.4实际板数的求取 精馏段实际板： =0.480mpa.s =0.49（1.9350.480）-0.245=0.379 =7/0.379=18.486=19块 提馏段实际板： =0.491mpa.s =0.49（1.9670.491）-0.2450.494 =15/0.494=30.346=31块 全塔所需实际塔板数: P=19+31=50块 全塔效率：=（23-1）/50=44%加料板在第20块。知道板块数后可求得以下数值： 3.3.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 3.3.1气液相体积流量计算 (1)精馏段 kmol/s kmol/s 已知 kg/kmol; kg/kmol 精馏段质量流量： kg/s =2.493kg/s 精馏段体积流量： m3/s m3/s (2)提馏段 kmol/s kmol/s 已知 kg/kmol ; kg/kmol ; 提留段质量流量： kg/s kg/s 提留段体积流量： m3/s m3/s 3.3.2塔径计算与选择 精馏段：由u=（安全系数），安全系数=0.60.8 =求取史密斯关联图的横坐标：设板间距=0.45m ，板上清夜高度=70mm所以液体沉降高度-=0.38m于是查图可知道：=0.106822 m/s取安全系数为0.7，m/s m圆整到 D=1.2m 横截面积m2空塔气速m/s提留段 求取史密斯关联图的横坐标 设板间距=0.45m ，板上清夜高度=70mm所以液体沉降高度-=0.38m于是插图可知道：=0.105 m/s取安全系数为0.7，m/s m圆整到 D=1.2m 横截面积m2空塔气速m/s 3.3.3溢流装置的计算 本设计采用单溢流弓形降液管，凹型受液盘。 (1)溢流堰长堰长取m（2）出口堰高出口堰采用平直堰，堰上液头高度近似去E1精馏段0.0155m =0.0545 m提留段=0.0197m =0.050 m（3）弓形降液管宽度和截面积由 所以 m2 m验算降液管内停留时间： 精馏段 提留段 所以降液管可以使用。（4）降液管底缝高度 取降液管底缝的流速所以： 精馏段 m hw=0.0503 mh0 提馏段 m hw2=0.0545h02降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw3=50 mm 3.3.4塔板布置 塔板得分块：D=1.4 m0.8 m塔板采用分块式边缘区宽度确定：取Ws=Ws1=0.065 m,Wc=0.035 m 开孔区面积计算： Aa=其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.386 m r=D/2-Wc=0.6-0.035=0.565 mAa= =0.0799 3.3.5筛孔计算及其开孔率：本例所处理的物系无腐蚀性，可选用=3 mm碳钢管，取筛孔直径d0=5 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3 d0=3*5=15 mm。筛孔数目：n=1.158* Aa/t2=4111.106个开孔率为=0.907*（d0/t）2=10.1每层塔板上的开孔面积A0为：气体通过筛孔的气速为u0=Vs/Aa 精馏段u01= Vs1/Aa=1.3450.1010.081=16.675m/s提留段u02= Vs2/Aa=1.2280.081=15.223 m/s 3.3.6塔总体高度计算塔总体高度利用下使计算H=（n-nF-nP-1)H1.塔顶封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1200mm，曲面高度h1=300mm, 直边高度h2=40mm,内表面积A=107117 容积则封头高度2.塔顶空间 设计中去塔顶间距。 考虑安装除沫器，所以选择塔顶间距空间1.2m.3.塔底空间 塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到塔板到底封头的底边处的距离，取釜液停留时间5min，取塔底液面之最下一层塔板之间距离1.5m。则 4.人孔 对D1000mm上板式塔，为安装检修的需要，一般每隔6-8塔板设一人孔本塔共有50块塔板，需设置6个人孔，每个孔径450mm，在设置人孔处板间距。进料板处板间距考虑到在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距5.裙座 塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，由于裙座内径大于800mm,故裙座内径去16mm。基础环内径:基础环外径：圆整后：裙座高 塔体总高度： 3.4筛板的流体力学计算 3.4.1气体通过筛板压降相当的液柱高度 （1）干板压降相当的液柱高度干板阻力hc计算 hc=d0/=5/3=1.67, 查图得：c0=0.772精馏段 hc1=0.051*(u012/c02)* v1/L1=0.05157 m液柱 提留段 hc2=0.051*(u022/c02)* v2/L2=0.05562 m液柱（2）气流穿过板上液层压降相当的液柱高度气体通过液层的阻力hl计算 hl=*hL ua=Vs/(AT-Af)精馏段ua1= Vs1/(AT-Af)=1.345/(1.130-0.082)=1.283 m/sFa1= ua* =1.283*1.8530.5=1.7461/2/sm1/2查图得=0.58 h1=*hL =0.58(0.0545+0.0155)=0.041m液柱提留段：h2=*hL ua2= Vs2/(AT-Af)=1.228/(1.130-0.082)=1.182 m/sF0= ua2* =1.182*2.3760.5=1.8221/2/sm1/2 查图得=0.60h2=0.59*(0.050+0.020)=0.041 m液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度液体表面张力的阻力计算 精馏段： 阻力h1=4L1/(L1*g*d0)=4*0.017419/(739.471*9.81*0.005)=0.001921 m液柱提留段： 阻力h2=4L2/(L2*g*d0)=4*0.017459/（732.668*9.81*0.005）=0.00194 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp 气体通过每层塔板的压降为精馏段液柱则精馏段提馏段液柱提馏段 3.4.2液面落差 对于筛板塔.液面落差很小,且通过计算,此塔的塔径和液流量均不大,故可忽落落差的影响。 3.4.3液沫夹带量的验算液沫夹带量由计算，其精馏段kg液/kg气提馏段kg液/kg气 均小于0.1 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内. 3.4.4漏液的盐验算对于筛板塔,漏液点气速精馏段漏液点气速稳定系数稳定系数 提馏段漏液点气速稳定系数 K2= 故本设计中无明显漏液现象.3.4.5液泛的验算为防止塔内发生液泛现象,降液管内液层高度Hd服从: Hd一般物系,安全系数取0.5.而 Hd=hp+hL+hd ,板上不设进口堰,液柱Hd=0.0941+0.07+0.0022=0.166m液柱而 Hd=hp+hL+hd ,板上不设进口堰,液柱液柱在本设计中不会发生泛液现象. 根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏塔径及各工艺尺寸是合格的3.5.塔板负荷性能图3.5.1雾沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系:其中 HT=0.45m 故 ， 对于精馏段：提留段：整理得精馏段液沫夹带线为:同理整理得提馏段液沫夹带线:精馏段：在操作范围内任意取几个Ls值,以上式计算出Vs值,列表如下：Ls/(m3/s)0.00060.00280.00520.00760.0100Vs/(m3/s)1.88071.72491.60091.49531.4005提馏段：在操作范围内任意取几个Ls值,以上式计算出Vs值,列表如下：Ls/(m3/s0.00060.00280.00520.00760.0100Vs/(m3/s1.94741.79151.66741.56181.4669依据上表数据作精馏段和提馏段液沫夹带线 3.5.2液泛线：近似去E=1.0 Lw=0.792 则 故 how=0.779精馏段 由 则 故 由式 将 联立的 整理的 在操作范围内取几个Ls值，计算出Vs值，计算结果如下表Ls/(m3/s)0.00060.00280.00520.00760.0100Vs/(m3/s)2.33522.97272.491.876391.66323 提馏段 由 则 故 由式 将 联立的 整理的 在操作范围内取几个Ls值，计算出Vs值，计算结果如下表Ls/(m3/s)0.00060.00280.00520.00760.0100Vs/(m3/s)2.077551.95651.841191.72131.58933依据上面数据表，可作出精馏段和提馏段的液泛线 3.5.3液体负荷上限线 以=4s作为液体在降液管中停留的时间下限，由=得， 依据此作为精馏段和提留段的与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。 3.5.4液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准. 则，E取1则， 精馏段为 提馏段为 依据上式作精馏段和提馏段关于气体流量无关的垂直液体负荷下限. 3.5.5漏液线精馏段由，Vs，min/A0，HL=hw+how近似取E1 推出代入数值整理得:精馏段漏液线:提馏段 Vs，min/A0， HL=hw+how 提馏段漏液线:精馏段：在操作范围内任意取几个Ls值,以上式计算出Vs值,结果见下表Ls/(m3/s)0.00060.00280.00520.00760.0100Vs/(m3/s)0.653080.56530.59150.61310.6319提留段：在操作范围内任意取几个Ls值,以上式计算出Vs值,结果见下表Ls/(m3/s)0.0010.0030.00450.0060.013Vs/(m3/s)0.54070.57180.59540.61470.6316根据以上数据作出精馏段和提馏段的漏液线 3.6塔的接管 3.6.1进料管 本设计采用直管进料管。管径计算如下 取 查标准系列选取 规格的热轧无缝钢管 3.6.2回流管采用直管回流管 取查标准系列选取 规格的热轧无缝钢管 3.6.3塔底出料罐 采用直管出料 取=0.03539m=35.39mm查标准系列选取 规格的热轧无缝钢管 由此可以作出含有-五条线的筛板塔性能负荷图。 精馏段： Vs，max=1.711,Vs,min=0.541/s。所以操作弹性为Vs，max/ Vs,min=3.163提留段： Vs，max= 1.662，Vs,min= 0.548s。所以操作弹性为Vs，max/ Vs,min=3.033上图操作弹性为：精馏段3.163 提馏段 3.033 故设计基本合理。参考文献1陈敏恒,丛德滋,方图南，齐鸣斋主编. 化工原理.下册. 北京:化学工业出版社,2006 2夏清,陈常贵主编.化工原理. 天津: 天津大学出版社,20063贾绍义,柴诚敬主编. 化工原理课程设计.天津：天津大学出版社,20024叶世超,夏素兰.易兰贵等编. 化工原理.下册. 北京: 科学出版社,20065 陈常贵, 柴诚敬,姚玉英主编. 化工原理. 下册. 天津: 天津大学出版社,20046王国胜主编.化工原理课程设计.大连:大连理工大学出版社,20067贾绍义,柴城敬.化工原理课程设计. 天津：天津大学出版社，2002 附录（一） 工艺设计计算结果汇总与主要符号说明：项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均流量气相1.3451.228液相2.8064.010各段平均温度tm度84.88693.556实际塔板数块1931板间距0.450.45塔径1.21.2空塔气速1.08641.0864塔板类型-单流型单流型溢流装置溢流管型式-弓形弓形堰长0.7920.792堰高0.05450.0033管底与受液盘距离0.029370.04218板上清液层高度0.070.07孔径hlmm55孔间