北京理工大學珠海學院 課程設計北京理工大學珠海學院課程設計任務書20112012學年第一學期學生姓名： * 專業班級： 09化工1班指導教師： * 工作部門： 化工與材料學院一、課程設計題目：乙醇和正丙醇物系分離系統的設計二、課程設計內容（含技術指標）1.設計條件生產能力：25000噸/年（每年按300天生產日計算）原料狀態：乙醇含量45%（wt%）；溫度：25；壓力：100kPa；泡點進料；分離要求：塔頂餾出液中乙醇含量99%（wt%）；塔釜乙醇含量2%（wt%）操作壓力：100kPa其它條件：塔板類型：浮閥塔板；塔頂采用全凝器；R=1.9Rmin2.具體設計內容和要求（1）設計工藝方案的選定（2）精餾塔的工藝計算（3）塔板和塔體的設計（4）水力學驗算（5）塔頂全凝器的設計選型（6）塔釜再沸器的設計選型（7）進料泵的選取（8）繪制流程圖（9）編寫設計說明書（10）答辯年處理量25000噸乙醇-正丙醇連續精餾浮閥塔設計摘 要本設計對年處理量為25000噸乙醇-正丙醇的浮閥連續精餾塔進行了設計。通過查表得各組分物性數據后，再用試差法計算出特定組成的乙醇-正丙醇混合液的泡點溫度、密度、 表面張力以及粘度；用安托因方程求出相對揮發度；用最小回流比的方法求出精餾塔適宜操作回流比為3.306；通過逐板計算法用Excel快速計算出理論塔板數為18塊，并進一步確定精餾塔的實際塔板數為36塊；分別對此精餾塔的精餾段及提餾段的塔體工藝尺寸進行了設計，并對設計之后的浮閥板進行了流體力學的驗算；繪制出塔板負荷性能圖，從而得出精餾段的操作彈性為3.000，提餾段的操作彈性為2.969；并對輸送各股物流的管徑進行了設計,確定了塔頂全凝器冷卻水的用量以及塔底再沸器中加熱蒸汽的用量,結果表明，本設計合理。關鍵詞：連續精餾 浮閥精餾塔 精餾塔設計 乙醇 正丙醇V目錄北京理工大學珠海學院課程設計任務書摘 要目錄1 緒論11.1前言11.2設計任務31.3設計方案說明31.3.1設計方案的確定31.3.2 塔體工藝尺寸的計算41.3.3 塔板工藝尺寸的計算41.3.4 簡易工藝流程圖52 精餾塔全塔物料衡算72.1物料衡算72.1.1 原料液及塔頂、塔底產品的質量分數及摩爾分數換算72.1.2 全塔物料衡算73 精餾段和提餾段的工藝條件及有關物性數據的計算93.1操作溫度計算93.2平均密度計算103.3混合液體平均表面張力計算133.4混合液體平均粘度計算143.5液體平均相對揮發度計算154 理論塔板數的計算174.1最小回流比及操作回流比174.2精餾塔的氣液相負荷174.3操作線方程174.4逐板計算法求理論塔板層數184.5全塔效率和實際板層數195 塔徑計算215.1精餾段、提餾段氣液相體積流量計算215.2空塔氣速的計算225.3溢流裝置245.4塔板分布、浮閥數目與排列256 塔板流體力學計算276.1氣相通過浮閥塔板的壓降276.1.1精餾段浮閥塔板的流體力學驗算276.1.2提餾段浮閥塔板的流體力學驗算276.2淹塔（液泛）286.2.1精餾段計算286.2.2提餾段計算296.3霧沫夾帶296.3.1精餾段計算306.3.2提餾段計算306.4塔板負荷性能圖316.4.1霧沫夾帶線316.4.2液泛線326.4.3 液相負荷上限326.4.4漏液線336.4.5液相負荷下限線337 塔附件設計377.1精餾塔塔體工藝尺寸的確定377.1.1 筒體工藝尺寸的確定377.1.2 封頭工藝尺寸的確定11377.1.3 裙座工藝尺寸的確定377.1.4 塔體人孔工藝尺寸的確定377.2接管工藝尺寸的確定387.2.1進料管387.2.2回流管397.2.3塔底出料管397.2.4塔底蒸氣出料管397.2.5塔底進氣管408 塔總體高度的設計418.1塔的頂部空間高度418.2塔的底部空間高度418.3塔總體高度419 熱量衡算429.1塔頂冷凝器的熱量衡算429.1.1冷凝器的熱負荷429.1.2冷凝器的選擇439.2全塔熱量衡算449.2.1比熱容449.2.2塔頂上升氣體及塔頂、進料、塔底餾出液的熱量459.2.3再沸器的熱負荷(全塔范圍列衡算式)469.2.4加熱蒸氣的用量469.2.5再沸器的選擇469.2.6冷凝水消耗量47結 語48參考文獻49符號說明50附錄52附錄1 浮閥孔排布圖52附錄2工藝流程圖52后 記53致 謝541 緒論1.1前言工業上，精餾是應用最為廣泛的傳質分離操作。精餾裝置主要由精餾塔、冷凝器和再沸器等組成。精餾塔可分為板式塔和填料塔兩大類1。板式塔內置一定數量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進行傳質與傳熱。在正常操作下，液相為連續相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程2。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而上（有時也采用并流向下）流動，汽液兩相密切接觸進行傳質與傳熱。在正常操作下，氣相為連續相，液相為分散相，氣相組成呈連續變化，屬微分接觸逆流操作過程。板式塔是與填料塔具有不同特點的氣液傳質設備。與填料塔比較，具有效率較穩定，檢修清理較易，液氣比適應范圍較大的優點。但它也有結構較復雜，壓降較大且耐腐性較差的缺點。板式塔和填料塔的性能比較3詳見表1-1。表1-1 板式塔和填料塔的性能比較項目板式塔填料塔壓力降壓力降一般比填料塔大壓力降小，較適合要求壓力較小的場合空塔氣速空塔氣速小空塔氣速大塔效率效率穩定，大塔效率比小塔有所提高塔徑在1400mm以下效率較高，塔徑增大，效率常會下降液氣比適應范圍較大對液體噴淋量有一定要求持液量較大較小材質要求一般用金屬材料制作可用非金屬耐腐蝕材料安裝維修較容易較困難造價直徑大時一般比填料塔造價低直徑小于800mm，一般比板式塔便宜，直徑增大，造價顯著增加重量較輕重目前研究最為熱門的精餾塔可算是填料塔，也是取得許多成果的領域。規整填料及各種高效填料開發成功后，在工業上的應用范圍逐步擴大，打破了填料只適用于小塔的概念，而且在減壓和常壓精餾場合呈現出了取代板式塔的趨勢，尤其是在老塔的擴充改造中。板式塔是目前最主要的精餾塔塔型，對它的研究一直長盛不衰。篩板塔和浮閥塔成功取代泡罩塔是效益巨大的成果，板式塔的設計已達到較高的水平，結果比較可靠。具有各種特點的新型塔板的開發研究不斷展開。隨著篩板塔泡罩塔的不斷改進， 浮閥塔產生了， 它結合了兩者的優點有具有自己的特點。本設計中我們選用浮閥塔，浮閥塔具有結構簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產能力大等優點。但在設計中使用不當，會引起閥片脫落或卡死等現象，使塔板效率和操作彈性下降。由于浮閥塔的上述優點，且加工方便，故有關浮閥塔板的研究開發遠較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研開發的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質設備，為減少對傳質的不利影響，可將塔板的液體進入區制突起的斜臺狀，這樣可以降低進口 處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金 。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜狀態下，使其操作板效率明顯下降，其操作的負荷范圍較泡罩塔窄，但設計良好的塔其操作彈性仍可達到滿意的程度。本設計是采用浮閥塔板連續精餾分離乙醇和正丙醇的混合溶液，由于浮閥塔的研究比較成熟，因此本設計的結果有較高的可信度。551.2設計任務1. 進料組成：乙醇45%，正丙醇55%（均為質量分率，下同）；2. 產品組成：餾出液中乙醇含量為99%，釜殘液中乙醇含量為2%；3. 生產能力：料液的處理量為25000噸/年；4. 生產時間：每年按300天生產日計算5. 操作條件 ：(1) 常壓操作(100kPa)；(2) 泡點進料；(3) 間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2（絕對壓力）；(4) 冷卻水進口溫度25，出口溫度45；(5) 設備熱損失為加熱蒸汽供熱量的10%；(6) 料液可視為理想物系。(7) 適宜回流比1.3設計方案說明1.3.1設計方案的確定1. 裝置流程的確定精餾有連續精餾和間歇精餾之分，連續精餾屬于穩態操作，塔內各項參數不隨時間變化，適合原料處理量大且需獲得組成一定的產品的混合物的分離；而間歇精餾為非穩態操作。因此本設計中采用連續精餾。由于乙醇-正丙醇物系可以采用江河水或循環水作冷卻介質，冷卻費用較少，所以采用水作冷卻介質。塔頂冷凝器可采用全凝器或分凝器，工業上以全凝器為主，以便準確地控制回流比。塔頂分凝器對上升蒸汽有一定的增濃作用，若后續裝置使用氣態物料，宜用分凝器。由于本設計中塔頂產品為液態，故采用全凝器。對于小塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂，冷凝液由重力作用回流入塔3，故本設計中將塔頂冷凝器安裝在塔頂平臺。由于乙醇-正丙醇物系性質與水相近，故用來將原料液、釜液、產品液分別打入塔內、釜液貯罐、原料貯罐的離心泵可采用清水型離心泵，本設計只是簡單根據其流量來選定，所以不是很嚴謹。三臺離心泵的型號均為：。2. 操作壓力的選擇 蒸餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般除熱敏性物系外，凡通過常壓蒸餾能夠實現分離要求，并能用江河水或循環水將餾出物冷凝下來的物系，都應采用常壓蒸餾。所以本設計中的操作壓力采用常壓2。3. 進料熱狀況的選擇精餾操作有五種進料狀況，工業上常采用接近泡點的液體進料和飽和液體進料。這樣，進料溫度就不受季節、氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作就比較容易控制。而且，精餾段和提餾段的上升蒸汽量相近，塔徑可以相同，設計制造也比較方便。又因為乙醇-正丙醇為一般物系，所以本設計中采用泡點進料。4. 塔釜料液的加熱方式的選擇精餾塔通常設置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的能量。故本設計采用再沸器加熱塔釜料液。5. 回流比的選擇設備費用和操作費用之和為最低時所對應的回流比為適宜回流比。要得到經濟上合適的回流比, 必須進行詳盡的經濟衡算和最優化設計。通常在設計過程中只作定性考慮，由此選用的回流比隨意性很大, 往往選取的不一定是合適的回流比。因此本設計中使用設計任務書中給出的適宜回流比，這樣本設計中所選用的適宜回流比是比較合理的。1.3.2 塔體工藝尺寸的計算因為乙醇-正丙醇可視為理想物系，故塔的平均相對揮發度的確定可運用安托因方程和拉烏爾定律，采用試差法，用Excel快速、準確地計算出特定組成下的相對揮發度，從而可以計算出全塔的平均相對揮發度。也因為乙醇-正丙醇可視為理想物系，所以可以采用逐板計算法，運用Excel快速地計算出理論塔板數以及進料板的位置。根據經驗公式確定總板效率，從而可求出實際塔板數，并求出塔的有效高度。依據課程設計任務書的要求，通過相關經驗公式計算及圖表查取數據，取適宜的塔板間距算出塔徑。之后再根據相關參考書上的經驗值選取各物流的適宜流速，計算出各管徑的大小。由于物系不具有腐蝕性且在低的壓力下操作，故選用低壓流體輸送用焊接鋼管或普通熱軋無縫鋼管，查管徑規格，選取各管管徑。1.3.3 塔板工藝尺寸的計算 塔板工藝尺寸的計算包括溢流裝置的設計和塔板的設計。溢流裝置包括溢流堰、降液管和受液盤等幾部分，其結構和尺寸對塔的性能有著重要的影響。在計算時，根據經驗參數及相關公式計算出堰長，堰高、降液管底隙高度等相關數據，然后根據計算結果選擇裝置。再進行塔板設計，計算完后進行核算，如不合理則反復調試至設計合理。1.3.4 簡易工藝流程圖1. 原料液的走向如圖1-1所示。再沸器 精餾塔 泡點進料 全凝器圖1-1精餾工藝流程圖注： F為進料液物流，組成為xF ；D為塔頂餾出液物流，組成為xD； W為塔底釜液物流，組成為xW。2. 全凝器內物流的走向如圖1-2所示。塔頂蒸汽 冷卻水 冷卻水 塔頂冷凝液 圖1-2 全凝器物流流程圖注：全凝器內物料走殼程，冷卻水走管程；3. 再沸器內物流的走向如圖1-3所示。加熱蒸汽 物料 物料 加熱蒸汽 圖1-3 再沸器物流流程圖注：再沸器內加熱蒸汽走殼程，物料走管程；浮閥塔的主要設計如表1-2所示。表1-2 浮閥塔主要設計條件項目工作方式操作壓力加料方式適宜回流比冷凝器冷凝介質板式塔離心泵選取連續精餾常壓(100kPa)間接蒸汽全凝器自來水浮閥塔2 精餾塔全塔物料衡算2.1物料衡算2.1.1 原料液及塔頂、塔底產品的質量分數及摩爾分數換算乙醇的摩爾質量 正丙醇的摩爾質量 F：進料量（Kmol/s） : 原料組成（摩爾分數，下同）D：塔頂產品流量（Kmol/s） : 塔頂組成W：塔底殘液流量（Kmol/s） : 塔底組成 (質量分數,左同)原料乙醇組成：塔頂組成：塔底組成：2.1.2 全塔物料衡算年處理量為25000噸/年，按300天生產日計算，則：進料量：=65.88kmol/s總塔物料衡算式： (2-1)乙醇物料衡算式： (2-2)即： 聯立解得： D=0.0093kmol/s=33.48kmol/hW=0.0090kmol/s=32.4kmol/s物料衡算結果如表2-1所示表2-1 物料衡算表摩爾分數 %51.6399.232.59摩爾流量 kmol/sF0.0183D0.0093W0.00903 精餾段和提餾段的工藝條件及有關物性數據的計算3.1操作溫度計算表3-1常壓下乙醇-正丙醇氣-液平衡組成（摩爾）與溫度關系溫度 t/液相組成 x氣相組成 y溫度 t/液相組成 x氣相組成 y97.600084.980.5460.71193.850.1260.24084.130.6000.76092.660.1880.31883.060.6630.79991.600.2100.34980.500.8840.91488.320.3580.55078.381.01.086.250.4610.650利用上表中的數據由插值法可求得、。：， =85.42：， =78.49：， =96.83精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：計算結果如表2-2所示表3-2進料、塔頂、塔底溫度及精餾段和提餾段平均溫度表狀態溫度 85.4278.4996.8381.9691.133.2平均密度計算已知：混合液密度：（為質量分數，為平均相對分子質量） （3-1）混合氣密度： （3-2）塔頂溫度：=78.49氣相組成: ， =99.43%進料溫度：=85.42氣相組成: ， =68.99%塔底溫度：=96.83氣相組成: ， =4.93%（1）精餾段液相組成:，=75.43%氣相組成:，=84.21%所以 （2）提餾段液相組成:，=27.11%氣相組成:，=36.96%所以 由下表表3-3不同溫度下乙醇和正丙醇的密度溫度/708090100110乙醇(kg/m)754.2742.3730.1717.4704.3正丙醇(kg/m)759.6748.7737.5726.1714.2求得在、下的乙醇和正丙醇的密度（單位：kg/m）=85.42 , ， ， ， =78.49 , ， , , =96.83 , , , ， 所以 表3-4精餾段和提餾段中下降及上升氣體和液體的平均密度及平均摩爾質量表密度kg/m741.83734.521.661.83摩爾質量kg/kmol49.4456.2148.2154.833.3混合液體平均表面張力計算非水溶液混合液的表面張力可用下列公式計算 （3-3）表3-5不同溫度下乙醇和正丙醇的表面張力T/6080100乙醇/mN/m20.2518.2816.29水 /mN/m21.2719.4017.50由上表求得在、下的乙醇和正丙醇的表面張力（下列各式中A、B分別指乙醇及正丙醇）乙醇的表面張力： , , , , , , 精餾段的平均表面張力為：提餾段的平均表面張力為：3.4混合液體平均粘度計算表3-6不同溫度下乙醇和正丙醇的粘度溫度T/6080100乙醇/mPas0.6010.4950.361正丙醇/mPas0.8990.6190.444利用上表數據由插值法可求得， , , , 3.5液體平均相對揮發度計算由溫度-飽和蒸氣壓關系式（安托因方程12）及烏拉爾定律12可求得相對揮發度。 乙醇： (3-4) 正丙醇： (3-5) 相對揮發度： (3-6) 求得各條件下的相對揮發度 , , , , , , 精餾段的平均相對揮發度：提餾段的平均相對揮發度：總塔平均相對揮發度：液體平均表面張力、粘度、相對揮發度的計算結果見表3-7表3-7 液體平均表面張力、粘度及相對揮發度計算結果項 目符 號單 位計 算 數 據精餾段提餾段液體平均表面張力mNm-118.4118.08液體粘度mPas0.5110.494相對揮發度/2.11292.05834 理論塔板數的計算理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計算方法：可采用逐板計算法、圖解法，在本次實驗設計中采用逐板計算法。4.1最小回流比及操作回流比 由最小回流比的公式： (4-1)求得： 所以， 4.2精餾塔的氣液相負荷 泡點（飽和液體）進料： 精餾段回流流量： 精餾段上升蒸汽量： 提餾段回流流量： 提餾段上升蒸汽量：4.3操作線方程 精餾段的操作線方程為：精餾段的氣液平衡方程為：提餾段的操作線方程為： 提餾段的氣液平衡方程為：4.4逐板計算法求理論塔板層數根據上一節的精餾段和提餾段的操作線及氣液平衡方程采用逐板計算法，運用Excel快捷、準確地計算出理論塔板數。其Excel表格設計原理如下：精餾段理論塔板數的計算（交替使用氣液平衡方程和精餾段操作線方程）：計算到則進料板為第n-1塊。 提餾段理論塔板數的計算（交替使用氣液平衡方程和提餾段操作線方程）：計算到則理論塔板數為N塊。 有Excel計算結果見表3-1表4-1逐板法計算理論塔板數結果編號xy10.98390.992320.97050.985830.94970.975540.91830.959650.87270.935460.81070.900570.73290.852980.64470.793190.55560.7254100.47550.6570編號xy110.39820.5766120.31130.4819130.22610.3755140.15300.2711150.09730.1817160.05850.1134170.03310.0659180.01720.0347由計算結果可知：全塔理論板層數為18塊（包括再沸器），其中第10塊板為進料板，精餾段塔板數為9塊，提餾段塔板數為9塊。4.5全塔效率和實際板層數根據奧康奈爾經驗關聯公式6計算全塔效率，該公式的使用范圍為 (4-2) 式中, 全塔效率； 進料液在進料板與塔頂或塔底平均溫度下的相對揮發度； 進料液在進料板與塔頂或塔底平均溫度下的粘度，mPas。 (4-3)式中， 實際塔板數 理論塔板數 1.在精餾段中：； 因此， ； 2.在提餾段中：； 因此， 所以，全塔所需實際塔板數： 全塔效率： 加料板位置在第：5 塔徑計算5.1精餾段、提餾段氣液相體積流量計算 已知： ， ， ， 1.精餾段：質量流量： 體積流量： 2.提餾段： 已知： ， ， ， 質量流量： 體積流量： 體積流率計算結果見表5-1表5-1 體積流率計算結果項 目符 號單 位計 算 數 據精餾段提餾段體積流率氣相1.1611.198液相5.2空塔氣速的計算由 ，安全系數=0.60.8，,式中C可由史密斯關聯圖查出。 1.精餾段： 橫坐標數值：取板間距：；板上液層高度：；則 查化工原理下冊P158史密斯圖得所以 取安全系數為0.7， 圓整：，橫截面積：空塔氣速： 2.提餾段：橫坐標數值：取板間距：；板上液層高度：；則 查化工原理下冊P158史密斯圖得所以 取安全系數為0.7， 圓整：，橫截面積：空塔氣速： 塔徑及空速等的計算結果見表5-2 表5-2 塔徑及空塔氣速等計算結果項 目符 號單 位計 算 數 據精餾段提餾段塔截面積1.131.13圓整后的塔徑1.201.20實際空塔氣速1.0271.0605.3溢流裝置 1.堰長 取 出口堰高：本設計采用平直堰，堰上液高度按下式計算 (近似去E=1) （5-1）精餾段： 提餾段： 2.弓形降液管的寬度和截面已知，通過查化工原理下冊P163圖3-2得，,則：，驗算降液管內停留時間：精餾段：提餾段：停留時間，故降液管可以使用3.降液管底隙高度精餾段： 取降液管底隙的流速，則，取提餾段：取降液管底隙的流速，則，取5.4塔板分布、浮閥數目與排列1.塔板分布本設計塔徑D=1.2m，采用分塊式塔板，塔板分3塊，以便通過人孔裝拆塔板。2.浮閥數目與排列取浮閥的直徑為39mm。精餾段：取閥孔動能因子,則孔速為：每層塔板上浮閥數目為： 取邊緣區寬度,破沫區寬度計算塔板上的鼓泡區面積，即： (4-2)其中 所以 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距。則排間距： 因為塔的直徑較大，采用的是分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區面積，因此排間距不宜采用92mm，而應小些，故，按， ，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數為124個。 按N=124重新核算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內。塔板開孔率提餾段：取閥孔動能因子,則孔速為：每層塔板上浮閥數目為： 按，估算排間距： 取，排得閥數為124個。 按N=124重新核算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內。塔板開孔率 6 塔板流體力學計算6.1氣相通過浮閥塔板的壓降 可根據下式計算塔板壓降： （6-1） （6-2）6.1.1精餾段浮閥塔板的流體力學驗算1. 干板阻力 因，故2. 板上充氣液層阻力取，則3. 液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板的壓降相當的液柱高度為： 6.1.2提餾段浮閥塔板的流體力