课程设计-乙酸乙酯-乙酸丁酯分离板式精馏塔设计

1、课程设计任务书一、课题名称乙酸乙酯乙酸丁酯别离板式精馏塔设计二、课题条件原始数据原 料：乙酸乙酯、乙酸丁酯溶液 处理量：4万t/a原料组成：30%乙酸乙酯的质量分率料液初温： 35操作压力、回流比、单板压降：自选进料状态：冷液体进料塔顶产品浓度： 97%质量分率塔底釜残液乙酸丁酯回收率为97%质量分率塔 顶：全凝器塔 釜：饱和蒸汽间接加热塔板形式：浮阀板生产时间：300天/年，每天24h运行冷却水温度：20设备形式：浮阀板塔厂 址：衡阳市三、设计内容包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录列出大标题即可1 、设计方案的选定2、精馏塔的物料衡算3、塔板数确实定4、精馏塔的工艺条件及有关物性

2、数据的计算加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算6、塔板主要工艺尺寸的计算7、塔板的流体力学验算8、塔板负荷性能图精馏段9、换热器设计10、馏塔接管尺寸计算11、制生产工艺流程图带控制点、机绘，A2图纸12、绘制板式精馏塔的总装置图包括局部构件手绘，A1图纸13、撰写课程设计说明书一份设计说明书的根本内容：课程设计任务书；课程设计成绩评定表；中英文摘要；目录；设计计算与说明；设计结果汇总；小结；参考文献 14、 有关物性数据可查相关手册15、 考前须知写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源每项设计结束后列出计算结果明细表设计最终需装订成册上交目 录 TOC

3、o 1-3 h z u 摘要1 HYPERLINK l _Toc265955655 第一章 概述 HYPERLINK l _Toc265955656 PAGEREF _Toc265955656 h 1 HYPERLINK l _Toc265955656 1.1精馏操作对塔设备的要求 PAGEREF _Toc265955656 h 1 HYPERLINK l _Toc265955657 1.2板式塔类型 PAGEREF _Toc265955657 h 1 HYPERLINK l _Toc265955658 第二章 设计方案确实定 PAGEREF _Toc265955658 h 2 HYPERLI

4、NK l _Toc265955659 2.1操作条件确实定 PAGEREF _Toc265955659 h 2 HYPERLINK l _Toc265955660 2.2确定设计方案的原那么 PAGEREF _Toc265955660 h 4 HYPERLINK l _Toc265955661 第三章塔的工艺尺寸得计算5 HYPERLINK l _Toc265955662 3.1精馏塔的物料衡算5 HYPERLINK l _Toc265955663 3.1.1摩尔分率5 HYPERLINK l _Toc265955664 3.1.2平均摩尔质量5 HYPERLINK l _Toc2659556

5、65 3.1.3 物料衡算5 HYPERLINK l _Toc265955666 3.1.4 回收率5 HYPERLINK l _Toc265955667 3.2塔板数确实定 PAGEREF _Toc265955667 h 6 HYPERLINK l _Toc265955668 3.2.1理论板层数N的求取 PAGEREF _Toc265955668 h 6 HYPERLINK l _Toc265955669 3.3 精馏塔有关物性数据的计算 PAGEREF _Toc265955669 h 8 HYPERLINK l _Toc265955670 3.3.1 操作压力计算 PAGEREF _To

6、c265955670 h 8 HYPERLINK l _Toc265955671 3.3.2 操作温度计算 PAGEREF _Toc265955671 h 9 HYPERLINK l _Toc265955672 3.3.3 平均摩尔质量计算 PAGEREF _Toc265955672 h 9 HYPERLINK l _Toc265955673 3.3.4 平均密度计算 PAGEREF _Toc265955673 h 10 HYPERLINK l _Toc265955674 3.3.5 液体平均外表张力计算 PAGEREF _Toc265955674 h 10 HYPERLINK l _Toc2

7、65955675 3.3.6 液体平均黏度计算 PAGEREF _Toc265955675 h 11 HYPERLINK l _Toc265955676 3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 PAGEREF _Toc265955676 h 11 HYPERLINK l _Toc265955677 3.4.1 塔径的计算 PAGEREF _Toc265955677 h 11 HYPERLINK l _Toc265955678 3.4.2 精馏塔有效高度的计算 PAGEREF _Toc265955678 h 11 HYPERLINK l _Toc265955679 3.5 塔板主要工艺尺寸的计算 PA

8、GEREF _Toc265955679 h 14 HYPERLINK l _Toc265955680 3.5.1 溢流装置计算 PAGEREF _Toc265955680 h 14 HYPERLINK l _Toc265955681 3.5.2 塔板布置 PAGEREF _Toc265955681 h 17 HYPERLINK l _Toc265955682 3.6 筛板的流体力学验算 PAGEREF _Toc265955682 h 19 HYPERLINK l _Toc265955683 3.6.1 塔板压降 PAGEREF _Toc265955683 h 20 HYPERLINK l _T

9、oc265955684 3.6.2液面落差 PAGEREF _Toc265955684 h 21 HYPERLINK l _Toc265955685 3.6.3 液沫夹带 PAGEREF _Toc265955685 h 22 HYPERLINK l _Toc265955686 3.6.4 漏液 PAGEREF _Toc265955686 h 22 HYPERLINK l _Toc265955687 3.6.5 液泛 PAGEREF _Toc265955687 h 23 HYPERLINK l _Toc265955688 3.7 塔板负荷性能图 PAGEREF _Toc265955688 h 2

10、3 HYPERLINK l _Toc265955689 3.7.1 漏液线 PAGEREF _Toc265955689 h 23 HYPERLINK l _Toc265955690 3.7.2 液沫夹带线 PAGEREF _Toc265955690 h 23 HYPERLINK l _Toc265955691 3.7.3 液相负荷下限线 PAGEREF _Toc265955691 h 24 HYPERLINK l _Toc265955692 3.7.4 液相负荷上限线 PAGEREF _Toc265955692 h 25 HYPERLINK l _Toc265955693 3.7.5 液泛线

11、PAGEREF _Toc265955693 h 26 HYPERLINK l _Toc265955694 第四章 塔附属设计 PAGEREF _Toc265955694 h 29 HYPERLINK l _Toc265955695 4.1 塔附件设计 PAGEREF _Toc265955695 h 29 HYPERLINK l _Toc265955696 4.2 筒体与封头 PAGEREF _Toc265955696 h 32 HYPERLINK l _Toc265955697 4.3 塔总体高度设计 PAGEREF _Toc265955697 h 33 HYPERLINK l _Toc265

12、955698 4.3.1 塔的顶部空间高度 PAGEREF _Toc265955698 h 33 HYPERLINK l _Toc265955699 4.3.2 塔的底部空间高度 PAGEREF _Toc265955699 h 33 HYPERLINK l _Toc265955700 4.3.3 塔体高度 PAGEREF _Toc265955700 h 33 HYPERLINK l _Toc265955701 4.4 附属设备设计 PAGEREF _Toc265955701 h 33 HYPERLINK l _Toc265955702 4.4.1 冷凝器的选择 PAGEREF _Toc2659

13、55702 h 33 HYPERLINK l _Toc265955703 4.4.2 泵的选择 PAGEREF _Toc265955703 h 34 HYPERLINK l _Toc265955704 设计小结 PAGEREF _Toc265955704 h 35 HYPERLINK l _Toc265955705 附录36摘 要化工生产过程中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由假设干组分组成的混合物，而且其中大局部都是均相物质。生产中为了满足存储、运输。加工和使用的要求，时常将这些混合物别离为较纯洁的物质。精馏是别离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到广泛应用

14、。精馏过程在能量驱动下，使气、液两相屡次接触和别离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，实现原料混合物中各组分别离，该过程是同时进行传热传质过程。本次设计任务为设计一定处理量的别离乙酸乙酯-乙酸丁酯混合物的精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有以下优点：生产能力20%40%塔板效率10%50%而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80

15、左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的根底知识、设计原那么及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的平安性、经济合理性。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。关键词：板式精馏塔 筛板 计算 校核第一章 概 述塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设

16、计流程和应注意的事项是非常必要的。1.1精馏操作对塔设备的要求 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，以到达较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备以下各种根本要求： 1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。 2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。 3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

17、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。 4 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 5耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 6 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，况且上述要求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。1.2板式塔类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。 板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的

18、不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速开展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 1 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 2处理能力大，比

19、同塔径的泡罩塔可增加1015。 3 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。4压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是： 1塔板安装的水平度要求较高，否那么气液接触不匀。 2 操作弹性较小(约23)。 3小孔筛板容易堵塞。第二章 设计方案确实定 本设计任务为乙醇水混合物。对于二元混合物的别离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流比拟小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.

20、1操作条件确实定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的别离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于别离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，那么应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下

21、，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，那么在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比拟容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。假设塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的

22、相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易别离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是适宜的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对

23、于本实验溶液，一般采用0.40.7KPa表压。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否那么溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的外表而影响传热。2.2确定设计方案的原那么确定设计方案总的原那么是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产到达技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、

24、平安、低消耗的原那么。2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品到达任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经

25、济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的上下，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 2.2.3保证平安生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要平安装置。以上三项原那么在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原那么应作较多的考虑，对

26、第二个原那么只作定性的考虑，而对第三个原那么只要求作一般的考虑。第三章 塔的工艺尺寸的计算3.1精馏塔的物料衡算物料衡算原料组成： 乙酸乙酯：30% 乙酸丁酯：70%流量： F=400吨/年塔顶流出液： 回收率：A=97%塔釜流出液： 回收率：%乙酸乙酯以下用A代表：摩尔质量MA=88.11kg/kmol摩尔百分数xA=( 0.3/88.11)/(0.3/88.11+0.7/116.16)=0.361乙酸丁酯以下用B代表：摩尔质量MB=116.16kg/kmol摩尔百分数xB=1xA =0.639原料液平均摩尔质量：M平均=88.110.361+116.160.639=106.03kg/kmo

27、l F=40000103/30024=5555.56kg/h F=5555.56/106.03=52.40Kmol/h馏出液中乙酸乙酯的摩尔分数xD=97/88.11/97/88.11+3/116.16=0.977釜残液中乙酸乙酯的摩尔分数xW=3/88.11/3/88.11+97/116.16=0.039全塔物料衡算：F=D+W = 1 * GB3 FxF =DxD+Wxw = 2 * GB3 由 = 1 * GB3 = 2 * GB3 计算得馏出液摩尔流量D=17.99 kmol/h 釜液液摩尔流量W=34.41 kmol/h 图1 乙酸乙酯和乙酸丁酯二元混合物的t-x(y)关系图由图t-

28、x(y)查得，进料液泡点温度tb=99.68塔顶温度：79.36 塔底温度：122.11进料温度 tF = 35平均温度 tm=( tb+tF) /2=67.34进料热状态参数：进料平均摩尔热容：CpL = xF CpA+(1xF)CpB = 229.31 kJ/(kmolK)进料平均摩尔汽化潜热：r = xFrA+(1xF)rB = 35.14 kJ/mol故求得热状态参数： q=1.26进料热状态参数q线方程：平衡线方程进料热状态参数q线方程与平衡线方程的交点为0.472，0.899故取R=2Rmin=0.366故精馏段操作线方程精馏段气相摩尔流量：V = (R+1)D = 24.57 k

29、mol/ h 精馏段液相摩尔流量：L = RD = 6.58kmol /h提馏段气相摩尔流量：V = V(1q)F =20.21kmol/h 提馏段液相摩尔流量：L = L+qF = 72.6kmol/h提馏段操作线方程：故提馏段操作线方程3.2.1.3 逐板法求塔板数：,q线方程和精馏段操作线方程交点xq=0.459求得x1=0.809 y2=0,932 X2=0.587 y3=0.870 X3=0.40.459 那么精馏段N=2提馏段： x3=0.4 y4=0.725 X4= 0.208 y5=0.36 X5=0.053 y6=0.066 X6= 0.0007 0.039 那么提馏段N=3

30、 第三块板为最正确进料理论板。3.2.2实际板层数的求取 = 1 * GB2 定性温度计算由t x(y)图查得塔顶温度 tD=79.36 塔底温度tW=122.11 定性温度 tm=( tD +tW)=100.74 = 2 * GB2 平均黏度L计算由图5查得 A = 0.21cp B=0.31cpL = xFA + (1xF) B = 0.274cp = 3 * GB2 平均相对挥发度计算塔底相对挥发度 W = yw/(1yw)(1xw)/ xw=10.02塔顶相对挥发度 D = xD/(1xD)(1x1)/ x1=10.02平均相对挥发度 由Oconnell公式得全塔效率：ET=0.49k(L)-0.245=0.38精馏段实际塔板数：NT=2/ ET =5.2块6块提馏段实际塔板数：NT=3/ ET