7200吨每年乙酸乙酯乙酸丁酯精馏塔装置设计

7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计I首届山东省“隆腾—双利杯”大学生化工过程实验技能竞赛7200吨/年乙酸乙酯—乙酸丁酯精馏装置设计指导教师：7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计Ⅱ课程设计任务书 I Ⅱ第一章文献综述 1第二章设计方案的确定 22.1操作条件的确定 22.2确定设计方案的原则 2第三章塔体计算 43.1设计方案的确定 43.2精馏塔的物料衡算 43.2.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 43.2.2物料衡算 53.3全凝器冷凝介质的消耗量 53.3.1热量计算 53.3.2热能利用 63.4塔板数的确定 73.4.1理论塔板层数的确定 73.4.2全塔效率的估算 83.4.3实际塔板数 9第四章精馏塔主体尺寸的计算 4.1精馏塔的体积流量的计算 4.1.1精馏段体积流量 4.1.2提馏段体积流量 4.2塔径的计算 4.3塔高的计算 第五章塔板结构尺寸的确定 5.1塔板结构 5.2塔板尺寸 5.2.1塔板基本尺寸 5.2.2筛孔数目 5.3.弓形降液管 5.3.1堰高 5.3.2降液管底隙高度 5.4筛孔排列 第六章流体力学验算及塔板负荷性能图 6.1.气体通过精馏段的压力降(单板压降) 6.1.1干板阻力 6.1.2液层压力降 6.1.3由表面张力引起的阻力 6.2.精馏段漏液验算 6.3.精馏段液泛验算 6.4.精馏段雾沫夹带验算 6.5.气体通过提馏段的压力降(单板压降) 6.5.1干板阻力 6.5.2液层压力降 6.5.3由表面张力引起的阻力 206.6.提馏段漏液验算 206.7.提馏段液泛验算 206.8.提馏段雾沫夹带验算 216.9.精馏段操作性能负荷图 6.9.1雾沫夹带上限线 6.9.2液泛线 6.9.3液体负荷上限线 226.9.4漏液线 6.9.5液相负荷下限线 226.10提馏段操作性能负荷图 236.10.1雾沫夹带上限线 6.10.2液泛线 236.10.3液体负荷上限线 246.10.4漏液线 6.10.5液相负荷下限线 24第七章塔附件设计 257.1泵的计算及选型 257.2.换热器 7.2.1设计任务及确定设计方案 267.2.1换热器计算 267.2.1换热器核算 28附：填料塔的填料层高度的计算 设计小结 附录 33参考文献 7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计I课程设计任务书一、课题名称乙酸乙酯——乙酸丁酯分离过程板式精馏塔(筛板塔)设计。二、课题条件(原始数据)原料：乙酸乙酯乙酸丁酯原料组成(乙酸乙酯的质量分率):0.30操作压力：常压进料温度：60℃进料状态：冷夜进料塔顶产品浓度：塔顶的乙酸乙酯含量不小于95%(质量分数)塔底的产品浓度：苯含量不大于3%(质量分数)塔顶：采用全凝器塔釜：饱和蒸汽间接加热塔板形式：筛板生产时间：300天/年，每天24h运行设备形式：筛板塔三、设计内容(包括设计、计算、论述、实验、绘图等)1设计方案的选定2精馏塔的物料衡算3塔板数的确定4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(加热物料进出口温度、密度、粘度、比热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9换热器设计11制生产工艺流程图(带控制点)7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计Ⅱ精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是乙酸乙酯—乙酸丁酯二元物系筛板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；乙酸乙酯—乙酸丁酯；工艺计算；流程图塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上(也有并流向下者)与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：(1)生产能力大；(2)传热、传质效率高；(3)气流的摩擦阻力小；(4)操作稳定，适应性强，操作弹性大；(5)结构简单，材料耗用量少；(6)乙酸乙酯又称醋酸乙酯。是一种用途广泛的精细化工产品，具有优异的溶解性、快干性，用途广泛，是一种非常重要的有机化工原料和极好的工业溶剂，被广泛用于醋酸纤维、乙基纤维、氯化橡胶、合成橡胶、涂料及油漆等的生产过程中。其主要用途有：作为工业溶剂，用于涂料、粘合剂、乙基纤维素、人造纤维等产品中；作为粘合剂，用于印刷油墨、人工业上一般由醋酸和正丁醇在有催化剂的情况下酯化而得，其中硫酸催化工艺成熟，但副反应较多，研究和改进乙酸乙酯与乙酸丁酯的精馏设备是有现实意义的，也是非常重要的。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计流程和应注意的事项是非常必要的。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层(或喷射的液滴群)。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计2第二章设计方案的确定2.1操作条件的确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。例如组分的分离顺序、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，对某些问题作如下阐述。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分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，则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，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，则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。在本设计采用常压作为操进料状态与塔板数、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较容易控制，不致受季节气温的影响。但在本设计中采用的是冷夜进料。确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，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7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计3是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。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高低，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。本设计中将考虑到能量的合理利用。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，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计4第三章塔体计算3.1设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，冷液进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下3.2精馏塔的物料衡算M,=x,M乙Z+(1-X,)M乙T=0.36103×88.11+(1-0.36103)×116由图1可查得原料液、塔顶和塔底混合物的沸点。将上述计算结果汇总于表1。表1原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液x,(摩尔分数)摩尔质量(kg/kmol)沸点温度(℃)7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计5t00.0.0.0.0.0.0.0.0.0.0.0.0.0.0.0.0.0.0.105115225335445555665775885995x(y)以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：由全塔的物料衡算方程可写出：3.3全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝气的热负荷：Q₁=Vr=25.66691×3.24×10⁴=8.31738×10⁵kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为20℃和30℃则平均温度下的比热C。=4.1785kJ/kg.“C,于是冷凝水用量可求：7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计6塔顶冷却器热负荷：Q₂=DcAt=3.29063×189.8429×38.21=23869.89kJ/h塔底再沸器热负荷：r₂=0.03918×32.23+(1-0.03918)×36.79=36.61100kJ/molQ₁=V`r,=27.81108×36.611×1000=1.0182×10⁶kJ/h在表压为0.4MPa的条件下查的饱和水蒸气的汽化潜热为，,=2107.40000kJ/kg饱和水蒸气用量：塔底冷却器热负荷：O₄=Wc,₂△t=6.14039×242.7298×(121.75-40)=1.2184×10⁵kJ/hc,=203.67096kJ/kmol.k原料所需热量：Q,=F×c₀△t=9.43102×203.67096×40=7.6833×10⁴kJ/h7同理，塔顶饱和蒸汽也可以将原料液预热至所需温度。3.4塔板数的确定3.4.1理论塔板层数的确定x,=0.36103时溶液泡点为t,=99.25°C原料液的汽化热q线方程与精馏段操作线方程的交点坐标d(0.37805,0.45286)由此可在x-y图上画出提馏段操作线方程，综上，可绘制图27200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计8由图2得理论塔板数为：5块(精馏段2块，提馏段2块，加料板1块)根据乙酸乙酯~乙酸丁酯体系的相平衡数据可以查得；V₁=x。=0.96161y,=0.72103因此可以求得：全塔的相对平均挥发度：=4.28980全塔的平均温度：9μ,m=(μ₁o+μtw)12=(0.21211+0.31081)/2=0.26146mPa·s第四章精馏塔主体尺寸的计算4.1精馏塔的体积流量的计算4.1.1精馏段体积流量整理精馏段的已知数据列于表2,由表中数据可知：液相平均摩尔质量：位置进料板塔顶(第一块板)质量分数(%)y₁'=x'=0.9摩尔分数x,=0.36103摩尔质量(kg/kmol)M=95.93511M=89.18684温度(℃)在平均温度下查得液相平均密度为：其中，平均质量分数精馏段的液相负荷：由L=RD=6.8×3.29063=22.37628kmol/·7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计精馏段的负荷列于表3。表3精馏段的汽液相负荷名称液相气相平均摩尔质量(kg/kmol)99.2594692.56098平均密度(kg/m³)812.88188体积流量(m³/h)2.73232(0.000758978m³/s)761.73317(0.21159m³/s)4.1.2提馏段体积流量整理提馏段的已知数据列于表4,采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷结果列于表5。表4提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数摩尔分数摩尔质量/kg/kmol温度/℃表5提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量(kg/kmol)平均密度(kg/m³)7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计体积流量(m³/h)4.79417(0.00133171m³/s)879.28703(0.24425m³/s)4.2塔径的计算汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：塔径可以由下面的公式给出：H-h=0.35-0.0=5功能参数：从史密斯关联图(图2),查得：Co=0.059,7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计G史密斯关联图(图2)精馏段乙酸乙酯~乙酸丁酯的平均表面张力σ=30.34734dyn/m²,提馏段乙酸乙酯~乙酸丁酯的平均表面张力。,=26.90581dyn/m²平均表面张力σ=28.62658dyn/m²0.0(u=0.75×0.92925=0.69694m/s根据塔径系列尺寸圆整为D=700mm此时，精馏段的上升蒸汽速度为：7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计提馏段的上升蒸汽速度为：4.3塔高的计算塔体总高度(不包括裙座)由下式决定：H=H₀+(N,-2-S)×H+S×H+H塔顶空间为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为(1.5～2.0)的H₇,取H。=1.75H,=0.06125m人孔数目：为了塔板安装方便和物料的清洗，取2个人孔，其直径为450mm。塔底空间H。:开有人孔的塔板间距H=H₀+(N,-2-S)×H₇+S×H₇+H+H=6.6875·W。口相不/不W。口相不/不第五章塔板结构尺寸的确定5.1塔板结构塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从300～900mm时采用整块式塔板，因此采用整块式。5.2塔板尺寸1=0.065D=0.455m由图3可得：弓形溢流管宽度W。=0.1200D=0.084m/w/DA,/A=0.0680A=0.02617m²R=Dl2-W=0.3004A₀=0.01282N₀≈652.9=653液体在精馏段降液管内的停留时间液体在精馏段降液管内的停留时间设计合理5.3.弓形降液管采用平直堰、单溢流，堰高h=h-hh取h₀=28mm,那么液体通过降液管底隙时的流速为7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计三角形排列，孔中心距t一般为(2.5~5.0)倍的a。,取t/a。=4,则t为20mm。筛孔排列方式采等边三角形排列。校核：在5%--15%之间合理7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计6.1.气体通过精馏段的压力降(单板压降)取δ=3.5mm查图得C。=0.81:取充气系数β=0.6,那么:h₁¹=βh=0.6×0.03839=0.03000m由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略。所以，综上所述，6.2.精馏段漏液验算实际气速u。=17.77847m/s不会产生过量漏液。7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计溢流管内的清液层高度H=h,+h₂+h₂+h。6.4.精馏段雾沫夹带验算雾沫/kg气体<0.1kg雾沫/kg气体可见，雾沫夹带在允许的范围之内6.5.气体通过提馏段的压力降(单板压降)6.5.1干板阻力取δ=3.5mm查图得C。=0.81:6.5.2液层压力降取充气系数β=0.6,那么:7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计h₁¹=βh,=0.6×0.03839=0.03000m6.5.3由表面张力引起的阻力由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略。h。=0.11851+0.03=0.14851m6.6.提馏段漏液验算6.7.提馏段液泛验算溢流管内的清液层高度H,=h,+h₂+h,+h。液体流经堰口时的最窄截面面积A,=l7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计6.8.提馏段雾沫夹带验算雾沫/kg气体<0.1kg雾沫/kg气体h,——泡沫层高度可见，雾沫夹带在允许的范围之内e=0.1kg液沫/kg气体7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计代入上式化简后可得：6.9.3液体负荷上限线取r=4s,那么10min=4.4C₀√(0.0056+0.13h,-h。)p₁lp其中A₀=0.01282m²7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计精馏段操作性能负荷图6.10提馏段操作性能负荷图6.10.1雾沫夹带上限线e=0.1kg液沫/kg气体6.10.2液泛线7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计b=①H₇+(D-1-β)h=0.13277取r=4s,那么,uomin=4.4C₀√(0.0056+0.13h,-h。)p,/p,9Lsm;0·000388提馏段操作性能负荷图7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计第七章塔附件设计7.1泵的计算及选型取管径φ25×2.5mm(与换热器接管尺寸相同)取罐内原料液平面为0-0面，进料管出口外侧为1-1面综上所述，选用1S50-32-160的离心泵可以完成任务。V=3.75m³/hn=1450r/minH=8.5m7.2.1设计任务及确定设计方案用冷原料液冷凝塔顶蒸汽，达到预热原料液和冷凝塔顶蒸汽的双重效果。1、选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体温度为78.21℃的饱和蒸汽，冷流体进口温度为20℃,出口温度为60℃,选用列管式换热器。2、流程安排因为加热剂为饱和热蒸汽，冷凝过程中有饱和液体出现，故饱和蒸汽走壳程，冷原料液走管程。7.2.1换热器计算一、确定物性参数定性温度：对于一般气体和低粘度液体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程流体定性温度为78.21℃,管程定性温度为饱和蒸汽在在78.21℃下的有关物性参数p=3.087kg/m³Cn=127.43k92kmbl(Kλ=0.01436W/(m·K)μ=0.008%5-³PQ·原料液在40℃下的有关物性参数p=865.776kg/mCp=206.8k3J8kmo(.Kλ=0.1352W/(m·K)μ=0.049k4³Pa·:二、估算传热面积2平均传热温差：3传热面积：由于原料液的粘度比较低，壳间为有机蒸汽冷凝，故其K值比较小，假设K=60W/(m².K)4蒸汽用量：7200吨/乙酸乙酯-乙酸丁酯精馏装置设计三、工艺结构尺寸1管径和管内流速：选用φ14×2mm较高冷拔传热管(碳钢),取“=0.6m/s按单程计算，所需管长：根据实际情况，取管长1=9m,则管程数为传热管总数：传热管总数N=7×4=28根3由于用热蒸汽加热且在该温度下排除冷凝饱和液，故其平均温差不用校正。4传热管排列和分程方法：采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=d。+6=20mm隔板中心到离其最近一排管中心距为各程相邻管的管心距为32mm。 D=1.05t√N,17=1.05×20×√2810.7=132.8mm按卷制壳体的进级档，可取D=150mm6折流板：采用弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%,则切去的圆缺高度为h=0.25×150=37.5mm取折流板间距为B=50mm7接管壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为“;=10m/圆整后可取接管内径为50mm管程流体进出口接管：取接管内液体流速为u₂=1.1m/s圆整可取接管内径为20mm1热流量核算(1)壳体表面传热系数用克恩法计算壳程流通截面积：壳程流体流速及其雷诺数分别为：(2)管内表面传热系数管程流体流通截面积管程流体流速及其雷诺数分别为：(3)污垢热阻和管壁热阻管外侧污垢热阻：R。=0.00105m²·K/W管内侧污垢热阻：R,=0.00106m²·K/H管壁热阻：碳钢在该条件下的热导率为50W/(m²·K(4)传热系数(5)传热面积裕度实际换热面积A,=πd。lN,=3.14x0.0k4×928传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务.通常填料层的高度有传质单元法和等板高度法两种方法。又因传质单元法通常用于吸收、脱吸、萃取等填料塔的设计计算，故此之计算填料层高度采用等板高度法。Z=N₇×HETP指等板高度，又称理论板当量高度，单位为m。由幕赫提出的经验公式：HETP=38A(0.205G)°(39.4D)“Z1³(aμ,lr₁)μ