化工原理课程设计乙醇－水连续精馏筛板塔的设计

1、化工原理课程设计任务书2一 设计题目：乙醇水连续精馏筛板塔的设计2二 设计任务2三 操作条件2四 设计要求2五 设计说明书的要求2六 时间及地点2第一章 前言3第二章 绪论32.1设计方案32.2选塔依据42.3设计思路4第三章 塔板的工艺设计53.1物料衡算53.2塔板数的确定533热量衡算93.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算103.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算133.6塔板主要工艺尺寸16第四章 筛板的流体力学验算184.1塔板压降184.2液沫夹带量204.3漏液204.4液泛204.5塔板负荷21第五章 附属设备及主要附件的选型和计算245.1附属设备设计245.2其它构件25第

2、六章 塔总体高度的设计276.1塔的顶部空间高度276.2塔的底部空间高度276.3塔总体高度27第七章 筛板塔的工艺设计结果汇总27第八章设计评述及心得29第九章参考文献30化工原理课程设计任务书一 设计题目：乙醇水连续精馏筛板塔的设计二 设计任务(1)原料液中乙醇含量：质量分率=27%（质量），其余为水。(2)塔顶产品中乙醇含量不得低于94%（质量分率）。(3)残液中乙醇含量不得高于0.2%（质量分率）。(4)生产能力：45000t/y乙醇产品，年开工330天。三 操作条件（1）精馏塔塔顶压强：4.0kpa(表压) （2）进料热状态：（3）回流比： （4）单板压降：（5） 冷凝器冷却剂：水

3、 （6）冷却剂温度（7）再沸器加热剂：饱和水蒸气，压力：p=3atm(表压)，热损失：四 设计要求(1)对精馏过程进行描述 (2)对精馏过程进行物料衡算和热量衡算(3)对精馏塔进行设计计算 (4)对精馏塔的附属设备进行选型(5)画一张精馏塔的装配图。 (6)编制设计说明书五 设计说明书的要求（1）目录（2）设计题目及原始数据（任务书）（3）简述精馏过程的生产流程及特点（4）精馏过程的有关计算（物料衡算、热量衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径、塔板设计、接管设计等）（5）附属设备的选型（裙座、再沸器、冷凝器等）（6）设计结果概要（主要设备尺寸、衡算结果等）（7）设计评述（8）参考文献六 时间及

4、地点时间：2010.6.14-2010.6.27(第十六、十七周)地点：博学楼e208、e301、e302教室第一章 前言生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质，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。精馏过程在能量剂的驱动下（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，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我使用了筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单、造价低。当有合理的设计和适当的操作，筛

5、板塔能满足分离要求的操作弹性，而且效率高。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状，这样可以降低进口处的速度，从而使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低30%左右。同时它也有缺点，其缺点是：

6、小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（3左右）。精馏是最常用的分离液液混合物方式之一，是组成化工生产过程的主要单元操作，也是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计，我的目的是培养自己综合运用所学知识的能力,以及解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计等化工工作打下坚实的基础。 第二章 绪论2.1设计方案本设计任务为分离乙醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用进料，将原料液通过预热器加热至50后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐

7、。塔釜采用再沸器加热，塔底产品经冷却后送至储罐。图2-1 流程图2.2选塔依据筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉。（2）气体压降小、板上液面落差也较小。（3）塔板效率较高，改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔。2.3设计思路1、精馏方式的选定2、塔的选择3、操作压力的选取4、加料状态的选择5、回流比的选择6、冷凝方式及介质选择7、加热方式的选择 图2-2 设计思路1、本设计采用连续精馏操作方式。2、选用筛板塔，其突出优点是结构简单，造价低，制造方便；生产能力较大。3、塔顶压强4.0kpa,单板压降不超过0.7kpa。

8、4、进料。5、选r=1.5。6、塔顶选用全凝器，介质为水。7、塔底用再沸器加热。 第三章 塔板的工艺设计3.1物料衡算3.1.1塔顶、塔底产品的摩尔分率m乙醇=46kg/kmol, m水=18kg/kmolf：进料量（kmol/h） ：原料组成（摩尔分数，下同）d：塔顶产品流量（kmol/h） ：塔顶馏出液中乙醇组成w：塔底残液流量（kmol/h） ：塔底釜液中乙醇组成 3.1.2物料衡算 全塔物料衡算：f=l+w 对轻组分乙醇做衡算：3.2塔板数的确定3.2.1热状况参数进料温度为，0.1264时的泡点温度为85.56，取二者平均温度查化工原理上册附录，知摩尔热容及摩尔汽化潜热如下： 系统满

9、足恒摩尔流假定，加料液平均摩尔热容及平均汽化热：3.2.2最小回流比与回流比操作压力与大气压相差不大，于是根据化工原理下册，如下：温度液相组成气相组成温度液相组成气相组成100.00.00.0 79.10.600.69890.60.050.3178.70.700.75586.40.100.4378.40.800.89483.20.200.5278.150.8940.89481.70.300.57578.30.950.94280.70.400.61478.31.001.0079.90.500.657 图3-1温度组成内插法求： ：= 得=85.56 ：= 得=78.24 ：= 得=99.85由以

10、上温度对应表格求得各气相组成塔顶温度：=78.24气相组成： 得=0.8674进料温度：=85.56气相组成： 得=0.4536塔釡温度：=99.85气相组成： 得=0.005算相对挥发度、=5.74=1.07=6.44所以= 3.41相平衡方程：联立相平衡方程与q线方程，求挟点坐标（） 与 得=0.1425 =0.3618所以：r=3.2.3精馏塔的气液相负荷精馏段上升气体流量v、液体回流量l，提馏段气体流量、液体流量 3.2.4精馏段与提馏段方程精馏段方程：提馏段方程：3.2.5理论板数本设计采用简捷算法求理论板数=2.27 查吉利兰关联图 图3-2 吉利兰关联图得 所以理论塔板数n=13

11、.3圆整得理论塔板数为n=14块（含再沸器）计算精馏段最少理论塔板数因为回流比和最小回流比不变，继续用吉利兰关联图，得 可得到即加料位置在从塔顶向下数第7.8块理论塔板。所以精馏段的理论塔板数：提留段的理论塔板数：（包括进料板，不含再沸器）3.2.6板效率平均温度在此温度下查得则 所以所以，全塔平均黏度全塔板效率3.2.7实际塔板数精馏段实际塔板数：，圆整得=15块提馏段实际塔板数：，圆整得=13块总塔板数:块33热量衡算3.3.1冷凝器的热负荷塔顶蒸汽全部冷凝为泡点液体时，冷凝器的热负荷为塔顶组成为的混合液的平均汽化热。塔顶泡点温度：=78.24查此温度下，乙醇的摩尔汽化热所以=594.23

12、8782=2.3取水为冷凝介质，其进出冷凝器温度分别为25、40，平均温度下的比热3.3.2塔釡热负荷， ，为塔底组成为的混合液的平均汽化热。塔釡泡点温度=99.85查此温度下，乙醇的摩尔汽化热所以可求的饱和蒸汽用量g3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作压力塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压力：精馏段平均压力：塔釡操作压力：提馏段平均压力：全塔平均压力为（110.55+120.7）/2=115.63.4.2操作温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算，其中乙醇-水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略，计算结果如下：精馏段平均温度：提馏段平均温度：3.4.3平均摩尔质

13、量塔顶混合物平均摩尔质量计算由可得进料板混合物平均摩尔质量由逐板计算法得塔底平均摩尔质量精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量3.4.4平均密度气相平均密度计算视为理想气体，由理想气体状态方程计算，即精馏段提馏段液相平均密度 下表表示不同温度下乙醇和水的密度 ：温度/温度/80735971.890724965.385730968.695720961.85图3-3 乙醇和水的密度塔顶液相平均密度，由查上表作内插得进料板液相平均密度，由进料温度查上表做内插得塔釡液相平均密度,由塔釡温度查上表做内插得精馏段液相的平均密度提馏段液相平均密度3.4.5液体平均表面张力塔顶液相平均表面张力的计算当乙醇的质量

14、分数为94%时，查得，且乙醇的临界温度为243，水的临界温度为374.2，则混合液体的临界温度为：将混合液体临界温度代入解得=进料板液相平均表面张力的计算 乙醇的质量分数为27%时查得，且乙醇的临界温度为243，水的临界温度为374.2，则混合液体的临界温度为：将混合液体临界温度代入解得=塔釡液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为2%时，查图得，且乙醇的临界温度为243，水的临界温度为374.2，则混合液体的临界温度为：将混合液体临界温度代入解得=精馏段液相平均表面张力的计算提馏段液相平均表面张力的计算3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1塔径精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：由

15、，计算，其中的由史密斯关联图图3-4 史密斯关联图可查取，图的横坐标为初选板间距，取板上液层高度，则，查smith关联图得c20=0.071依校正物系表面张力为时的c可取安全系数为0.60，则空塔气速为故，按标准塔径圆整为2.2m提馏段塔径的计算 提馏段的气、液相体积流率为：初选板间距，取板上液层高度，故；查smith关联图得c20=0.075；依校正物系表面张力为时的c ,即可取安全系数为0.60，则故，按标准塔径圆整为2m为统一精馏段和提馏段塔径，取为d=2.2m。塔的截面积实际空塔气速为3.5.2精馏塔有效高度精馏段有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度的计算提馏段有效高度为

16、精馏塔的有效高度的计算在进料板上方开一个人孔，对于不需要经常清洗的物料，一般每隔8-10块塔板开一个人孔，所以精馏段、提馏段各开一个人孔，裙座及塔顶各开一个人孔。人孔径均为0.45m，故精馏塔的有效高度为：z=+50.45+（0.8-0.45）=5.6+4.8+2.25+0.35=13m3.6塔板主要工艺尺寸3.6.1溢流装置计算由于d=2.2m2.2m，仍可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1） 堰长 取（2） 溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即近似取 则取板上清液高度 故 （3） 弓形降液管宽度和截面积， 由=0.7 查图图3-5弓形降液管的宽度与面积

17、图得0.085 ， 0.14故=0.085=0.085=0.323m=0.14d=0.142.2=0.308m验算液体在降液管中停留时间，即=29.03s5s，故降液管设计合理（4） 降液管底隙高度 取=0.08m/s =0.0361m 0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘深度为=50mm 一般都大于50mm3.6.2塔板布置及筛孔计算及排列（1）有效传质区有效传质区又称鼓泡区，筛孔设置在该区域内。对于单溢流塔板，有效传质面积可通过下式计算安定区、边缘区宽度确定取0.08m =0.06m=1.1-（0.308+0.09）=0.702m r=1.1-0.06=1.04m=2.679

18、（2）溢流区包括降液管面积和受液盘面积，对于垂直降液管=（3）筛板塔的设计计算本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目 开孔率为 气体通过阀孔的气速为 第四章 筛板的流体力学验算4.1塔板压降4.1.1干板阻力的计算干板阻力 ,由，查流量系数图图4-1 流量系数图可得： 故4.1.2气体通过液层的阻力的计算气体通过液层的阻力 查图图4-2充气系数图得： 故：4.1.3液体表面张力的阻力的计算 气体通过每层塔板的液柱高可按下式计算：气体通过每层塔板的压降为： 低于设计允许值。4.2液沫夹带量 故液沫夹带量在允许范围内。4.3漏液 对筛板塔，漏液

19、点气速 =实际孔速 ，则稳定系数为：故本设计中无明显漏液。4.4液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从乙醇-水物系属一般物系，取，则： 而板上不设进口堰，计算如下： 故在本设计中不会发生液泛现象。4.5塔板负荷4.5.1漏液线由 ，得：代入数据得：在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：0.0020.0050.010.023.7853.7873.7913.797图4-3 漏液线4.5.2液沫夹带线以，求关系如下： 因为， ，故：整理得：在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算节果列于下表：0.0020.0050.010.024.964.9354.9044.854

20、图4-4液沫夹带线4.5.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上岗液层高度作为最小液体负荷标准，由： 取,则： 据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷下限线4.5.4液相负荷上限线 以作为浆液管中停留时间的下限，由故：据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷上限线4.5.5液泛线 令 ， ， 联立得：忽略的关系式代入上式： 式中： ， 代入有关数据得： 故： 整理得：在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：0.020.030.0310.0326.8654.4444.0923.700图4-5性能曲线如下图：图4-6在负荷性能图上，作出操作点a，连接，即作出操作线，由图可看出，该筛板

21、的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制，由图查得： 4.900 3.785故操作弹性为：e= 第五章 附属设备及主要附件的选型和计算5.1附属设备设计5.1.1再沸器的热量衡算饱和蒸汽用量：再沸器的选型：选用120饱和水蒸气加热，传热系数取料液温度： 水蒸气：逆流操作：，得 选取型号为：gch8006705.1.2全凝器热量衡算=594.238782=2.3取水为冷凝介质，其进出冷凝器温度分别为25、40，平均温度下的冷凝器的选择： 本设计取值进料温度为 冷却水为，逆流操作： 传热面积根据全塔热量衡算：， 设备型号：g500i16405.2其它构件5.2.1接管（1）进料管： 选用高位槽进料

22、进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格： （2）回流管回流液体积流量 取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格：（3）饱和水蒸气管通入塔的水蒸气体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格：（4）塔底出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格：（5）塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(yb231-64)，规格：（6）法兰由于常压操作，所以法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用法兰。

23、进料管接管法兰：pg6dg70hg5010-58回流管法兰： pg6dg60hg5010-58塔底出料管法兰：pg6dg80hg5010-58塔顶蒸气管法兰：pg6dg500hg5010-58塔釜蒸气进气法兰：pg6dg550hg5010-585.2.2筒体和封头（1）筒体 壁厚选6mm，所用材质为a3（2）封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径，直边高度为：，内表面积为：，容积为：。选用封头5.2.3裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取

24、16mm。基础环内径： 基础环外径： 圆整：，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器，裙座高度取2m。地角螺栓直径取m30。5.2.4人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔8-10块塔板才设一个人孔，本塔中共29块板，需设置3个人孔，每个孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，裙座、塔顶处应各开1个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。 第六章

25、 塔总体高度的设计6.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为400mm，塔顶部空间高度为1600mm。6.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。6.3塔总体高度 第七章 筛板塔的工艺设计结果汇总 项目符号单位数值精馏实际塔板数块15提馏实际塔板数块14（加再沸器）精馏板间距m0.40提馏板间距m0.40精馏塔径dm2.2提馏塔径dm2.0实际空塔气速m/s1.142提馏塔有效高度m5.6提馏塔有效高度m4.8塔板液流形式/单流型降液管形式/弓形堰长m1.54溢流堰高度m

26、0.0465弓形降液管宽度m0.308弓形降液管面积m20.323降液管底隙高度m0.0316停留时间s29.3凹形受液盘深度m0.050堰安定区宽度m0.08边缘区宽度m0.06有效传质面积m22.679筛孔直径m0.005孔中心距tm0.015筛孔数n个13752.2开孔率/10.07%气流通过阀孔的气速m/s15.49干板阻力m0.0272气体通过液层的阻力m0.0342液柱表面张力阻力hm0.0023液柱高度hpm0.0638塔板压降kpa0.552液沫夹带量kg液/kg气0.0091漏液点气速u0-minm/s9.78降液管内液层高m0.1248液相下限线m3/s0.00131液相上限线m3/s00323负荷上限液沫夹带控制负荷下限漏液控制气相负荷上限vsmaxm3/s4.900气相负荷下限inm3/s3.785操作弹性e1.3 第八章 设计评述及心得化工原理课程设计是一个综合性和实践性很强的学习环节，是理论联系联系实际的