精餾塔及一系列附屬設(shè)備設(shè)計(jì)說明書.docVIP

精餾塔設(shè)計(jì)說明書 院（部）系化學(xué)與化學(xué)工程學(xué)院所 學(xué) 專 業(yè)化學(xué)工程與工藝年級(jí)、班級(jí)08級(jí)本科一班完成人 *指導(dǎo)教師*前言工程設(shè)計(jì)既是工程建設(shè)的靈魂，又是科研成果轉(zhuǎn)化為現(xiàn)實(shí)生產(chǎn)力的橋梁和紐帶，決定著工業(yè)現(xiàn)代化的水平。本設(shè)計(jì)方案要求設(shè)計(jì)以精餾塔為核心，根據(jù)要求合理和完整的設(shè)計(jì)一個(gè)精餾流程，具體設(shè)計(jì)任務(wù)如下：一、 設(shè)計(jì)任務(wù)以精餾塔為核心，要求能根據(jù)分離要求合理和完整的設(shè)計(jì)一個(gè)精餾流程，包括儲(chǔ)罐，管道，離心泵，換熱器，精餾塔等。還要求能用合適的形式表達(dá)設(shè)計(jì)方案。包括工藝流程圖帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、設(shè)備圖等。具體任務(wù)為：某工廠生產(chǎn)乙酸丁酯時(shí)產(chǎn)生一股物流，含有乙酸乙酯30%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙酸丁酯70%，設(shè)計(jì)一座常壓精餾塔，對(duì)上述混合物進(jìn)行分離，要求塔頂流出液中乙酸乙酯回收率為95%，釜?dú)堃褐幸宜岫□サ幕厥章蕿?7%，年處理量7200噸，產(chǎn)品均須冷卻到40C。塔釜采用外置再沸器，冷公用工程水為循環(huán)水（20-30C），熱公用工程為飽和水蒸氣，環(huán)境溫度為20C。二、 工藝操作條件操作壓力：常壓進(jìn)料熱狀況：冷夜進(jìn)料，進(jìn)料溫度為60C回流比：R=6.8塔釜加熱蒸汽：0.4MPa（表壓）塔板類型：篩板工作日：每年300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。三、 設(shè)計(jì)內(nèi)容：1、 計(jì)算餾出液和釜?dú)堃旱牧髁亢徒M成。2、 采用圖解法求出理論板數(shù)并確定進(jìn)料位置。3、 進(jìn)行篩板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，確定塔高、塔徑、進(jìn)料位置等。4、 如果采用填料塔，確定填料層高度（填料類型自選）。5、 設(shè)計(jì)一合理的工藝流程，并繪制帶有主要參數(shù)控制點(diǎn)的工藝流程圖。6、 計(jì)算所設(shè)計(jì)流程的冷熱公用工程用量，并對(duì)工藝流程中的任一臺(tái)換熱器進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算，要求采用列管式換熱器，計(jì)算其主要工藝參數(shù)，包括管長、管子規(guī)格殼程直徑、管程數(shù)、殼程數(shù)、管子數(shù)目等，畫出換熱器簡圖，表明接管尺寸。目 錄1 板式塔的設(shè)計(jì)11.1精餾塔的物料衡算11.1.1原料液及其摩爾分率11.1.2物料衡算11.2進(jìn)料熱狀況參數(shù)q11.3塔板數(shù)的確定31.3.1理論板層數(shù)的求取31.3.2全塔效率的求取31.3.3實(shí)際板層數(shù)的求取41.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算41.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算61.5.1 塔徑的計(jì)算61.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算71.5.3 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算71.5.4塔板布置81.5.5篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算91.5.6 塔板負(fù)荷性能圖112 輔助設(shè)備的選型及計(jì)算162.1塔頂全凝器的設(shè)計(jì)計(jì)算162.1.1總傳熱系數(shù)的計(jì)算162.1.2傳熱面積的計(jì)算172.2 工藝結(jié)構(gòu)尺寸172.3 換熱器核算：192.4 填料塔的設(shè)計(jì)213 塔設(shè)計(jì)的評(píng)述22參考文獻(xiàn)26符號(hào)及其意義271 板式塔的設(shè)計(jì)1.1精餾塔的物料衡算1.1.1原料液及其摩爾分率乙酸乙酯的摩爾質(zhì)量乙酸丁酯的摩爾質(zhì)量進(jìn)料組成 原料液的平均摩爾質(zhì)量 原料液的流量 F=9.43kmol/h1.1.2物料衡算塔頂餾出液乙酸乙酯的回收率：釜?dú)堃褐幸宜岫□サ幕厥章剩?0.97總物料衡算：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進(jìn)料熱狀況參數(shù)q根據(jù)常壓下乙酸乙酯-乙酸丁酯溶液的平衡數(shù)據(jù)繪出t-x-y圖，如圖1。圖1 常壓下乙酸乙酯乙酸丁酯溶液的t-x-y圖由圖1查得，在進(jìn)料組成下的泡點(diǎn)溫度C，進(jìn)料溫度t =60C，平均溫度C 。由設(shè)計(jì)任務(wù)書附錄圖1查得：乙酸乙酯汽化潛熱乙酸丁酯的汽化潛熱平均汽化潛熱：由附錄圖1查得： C時(shí)， 平均液體比熱： 進(jìn)料熱狀況參數(shù)： q=故符合冷夜進(jìn)料。1.3塔板數(shù)的確定1.3.1理論板層數(shù)的求?。?） 由常壓下乙酸乙酯-乙酸丁酯溶液的平衡數(shù)據(jù)繪出x-y圖，如圖2.（2） 操作回流比R=6.8（3） 求精餾塔的氣、液相負(fù)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）求操作線方程精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程： q線方程： 在圖2中分別畫出精餾段、提餾段操作線及q線。（5）圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖2所示，求解結(jié)果為總理論板層數(shù) (包括再沸器)進(jìn)料板位置 1.3.2全塔效率的求取由圖1查得液相在塔頂組分下的泡點(diǎn)溫度C 。C時(shí)，由設(shè)計(jì)任務(wù)書附錄圖5查得： 塔頂平均黏度 =-0.593 同理，求得塔底平均液相黏度： 則全塔平均黏度：塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度：則全塔效率：1.3.3實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù) N精=2/0.46=4.35提餾段實(shí)際板層數(shù) N提=2.8/0.46-1=6(不包括再沸器)1.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算1、 操作壓力：常壓2、 操作溫度計(jì)算由塔頂組成查圖1得出所對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)溫度C由進(jìn)料組成查圖1得出所對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)溫度，及進(jìn)料板溫度t=99C精餾段平均溫度C3、 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由查圖2中平衡線得 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由圖解理論板得 ，查圖2平衡線得： 精餾段平均摩爾質(zhì)量 4、 平均密度計(jì)算（1） 氣相平均密度計(jì)算塔頂氣相平均密度：C 由附圖4查得進(jìn)料板氣相平均密度：t=99C時(shí)，由設(shè)計(jì)任務(wù)書附圖4查得 氣相平均密度： （2） 液相平均密度計(jì)算塔頂液相平均密度C 由附圖3查得，進(jìn)料板液相平均密度t=99C 由附圖3查得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率精餾段液相平均密度5、 液相平均表面張力的計(jì)算 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算C，查手冊(cè)得進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算t=99C時(shí)，查手冊(cè)得液相平均表面張力1.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1.5.1 塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流量： 圖的橫坐標(biāo)為：取板間距為H=0.35m，板上液層高度查史密斯關(guān)聯(lián)圖得： ，1.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度 提餾段有效高度 故精餾塔有效高度為：3.15m 。1.5.3 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算（）溢流裝置計(jì)算選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤堰長：堰高：近似取E=1，則 （2）弓形降液管寬度和截面積由 查弓形降液管的參數(shù)圖得 液體在降液管中停留時(shí)間：故降液管設(shè)計(jì)合理（3）降液管底隙高度故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 1.5.4塔板布置（1） 塔板結(jié)構(gòu)：因?yàn)樗叫∮?00mm，故采用整塊式。（2） 邊緣區(qū)寬度：取 （3） 開孔面積的計(jì)算：取開孔面積按下列公式計(jì)算（4） 篩孔計(jì)算及其排列：選用碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為： 1.5.5篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1. 塔板壓降（1） 干板阻力的計(jì)算 干板阻力由下式計(jì)算，即（2）氣體通過液層的阻力計(jì)算 氣體通過液層的阻力由下式計(jì)算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得 （3） 液體表面張力 阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算氣體通過每層塔板的液柱高度2. 液層落差 對(duì)于篩板塔液面落差很小，且本設(shè)計(jì)中塔徑和流量均不大，故忽略液面落差的影響。3. 霧沫夾帶 霧沫夾帶量 故設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)4.漏液 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算，即實(shí)際孔速 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5. 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式的關(guān)系，即 1.5.6 塔板負(fù)荷性能圖1. 漏液線由 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表1表1 漏液線數(shù)據(jù)Ls,0.00050.0010.0020.003Vs,0.1280.1310.1350.139由表1數(shù)據(jù)作出漏液線1。2. 液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下： 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表2表2 液沫夾帶線數(shù)據(jù)Ls,0.00050.0010.0020.003Vs,0.3880.370.340.316由表2數(shù)據(jù)作出液沫夾帶線2。3. 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)則由 據(jù)此作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4. 液相負(fù)荷上限線 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 故 據(jù)此作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。5. 液泛線 令 由 聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 故 或在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3。表3 液泛線數(shù)據(jù)Ls,0.00050.0010.0020.003Vs,0.4620.4500.4270.401由表3數(shù)據(jù)作出液泛線5。 根據(jù)以上各方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3。 在負(fù)荷性能圖上作出操作點(diǎn)A，連接OA，即為操作線，由圖可看出，該篩板塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖3查得： 故操作彈性為 表4 篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值及說明1氣相流量0.2192液相流量0.000783實(shí)際塔板數(shù)124有效高度，m3.955塔徑D，m0.76板間距0.357溢流形式單溢流8降液管形式弓形9堰長m0.510堰高m0.5111板上液層高度m0.00612堰上液層高度m0.00913降液管底隙高度m0.02214安定區(qū)寬度m0.05515邊緣區(qū)寬度m0.03516開孔區(qū)面積0.21717篩孔直徑m0.00518篩孔數(shù)目111419孔中心距m0.01520開孔率%10.121空塔氣速0.6122篩孔氣速1023穩(wěn)定系數(shù)1.724每層塔板壓降Pa57425負(fù)荷上限液泛控制26負(fù)荷下限漏液控制27液沫夾帶0.01728氣相負(fù)荷上限0.36229氣相負(fù)荷下限0.12730操作彈性2.852 輔助設(shè)備的選型及計(jì)算2.1塔頂全凝器的設(shè)計(jì)計(jì)算選擇列管式換熱器碳鋼管，管內(nèi)流速循環(huán)水。查取塔頂露點(diǎn)溫度為82.8C，泡點(diǎn)溫度為78.5C。氣體平均溫度 循環(huán)冷卻水溫度 混合物在88.9C時(shí)的相關(guān)數(shù)據(jù)如下：密度：導(dǎo)熱系數(shù)：粘度： 循環(huán)冷卻水25C時(shí)的相關(guān)數(shù)據(jù)如下：密度：定壓比熱：粘度： 2.1.1總傳熱系數(shù)的計(jì)算1. 熱流量： 其中 2. 平均傳熱溫差：C3. 冷卻水用量：4. 總傳熱系數(shù)K（1） 管程傳熱系數(shù)： （2）殼程傳熱系數(shù)：污垢熱阻： 取管壁導(dǎo)熱系數(shù) 2.1.2傳熱面積的計(jì)算 考慮15%面積裕度 2.2 工藝結(jié)構(gòu)尺寸1. 管徑及管內(nèi)流速： 取2. 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 取19根按單程設(shè)計(jì)，傳熱管長為 宜采用多程管結(jié)構(gòu)，取傳熱管長6米，則管程數(shù)為 傳熱管總根數(shù)為 3.平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)（1） 校正系數(shù)： 按單殼程、四管程結(jié)構(gòu)，查溫差校正系數(shù)，得 平均傳熱溫差 C4. 傳熱管排列和分程方法：組合排列法，即每程內(nèi)按正三角形排列，隔板兩側(cè)采用正方形排列。取管心矩 則橫過管束中心線的管數(shù) 5. 殼體內(nèi)經(jīng)：采用多管程結(jié)構(gòu)，取管板利用率殼體內(nèi)徑為：圓整后取 D=400mm6. 折流板 采用弓形（圓缺形）折流板，圓缺高度為殼體內(nèi)經(jīng)的25%，則切去的圓缺高度為取折流板間距折流板數(shù)折流板圓缺面面水平裝配7、接管：（1）殼程流體進(jìn)出口管：取接管內(nèi)氣相流速為u=5m/s,則管內(nèi)徑為 d=（2）管程流體進(jìn)出口管：取接管內(nèi)循環(huán)水流速為1.5m/s,則管內(nèi)徑為 2.3 換熱器核算：1、 熱量核算：（1）殼程對(duì)流傳熱系數(shù)：對(duì)圓缺型折流板，可采用凱恩關(guān)聯(lián)式 （2）管程對(duì)數(shù)傳熱系數(shù)： 實(shí)際傳熱面積：表5塔頂全凝器數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)換熱器形式：固定管板式換熱面積（）：37.1工藝參數(shù)名稱管程殼程物料名稱循環(huán)水有機(jī)物操作壓力常壓常壓操作溫度，20/3082.4/78.5流量，/h210002380.8流體密度，9963.1流速，m/s0.46519.4傳熱量，KW240總傳熱系數(shù)，W/.133.7對(duì)流傳熱系數(shù)，W/.2407301.5污垢系數(shù)，.K/W0.0001720.000086阻力降，Kpa8.68137.6程數(shù)41使用材料不銹鋼不銹鋼管子規(guī)格管數(shù)76管長，6000管間距，32排列方式正三角形折流板形式弓形間距，120切口高度25%殼體內(nèi)徑，400保溫厚度2.4 填料塔的設(shè)計(jì)如果采用填料塔，應(yīng)采用等板高度法計(jì)算填料層高度，其基本公式如下：Z=HETP3 塔設(shè)計(jì)的評(píng)述 本次的設(shè)計(jì)任務(wù)是分離年產(chǎn)7200噸的乙酸乙酯乙酸丁酯的篩板式連續(xù)精餾塔。本次設(shè)計(jì)的精餾塔塔徑為800mm，實(shí)際塔數(shù)為10塊，塔板間距為0.3m，第6塊板為進(jìn)料板。踏板設(shè)計(jì)，精餾段與提餾段設(shè)計(jì)相同。經(jīng)過流體力學(xué)驗(yàn)算，我們?cè)O(shè)計(jì)的精餾塔能夠完成設(shè)計(jì)任務(wù)，能夠正常運(yùn)行。本設(shè)計(jì)另一創(chuàng)新之處在于節(jié)能環(huán)節(jié)的設(shè)計(jì)，利用塔釜余熱對(duì)進(jìn)料進(jìn)行預(yù)熱，要完成一個(gè)設(shè)計(jì)，需要細(xì)心、良好