化工原理课程设计精馏塔

1、化工原理课程设计任务书1.设计题目：分离乙醇正丙醇二元物系的浮阀式精馏塔2.原始数据及条件：进 料：乙醇含量45%（质量分数，下同），其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量93%；塔底乙醇含量0.01%生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年开工7200小时操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强1.03atm(绝压)；泡点进料； R=5 3.设计任务：完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。概述本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设

2、计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的核算，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本次设计结果为：理论板数为20块，塔效率为42.2%，精馏段实际板数为40块，提馏段实际板数为5块，实际板数45块。进料位置为第17块板，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为0.8米，设置了四个人孔，塔高22.19米，通过浮阀板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。关键词：二元精馏、浮阀精馏塔、物料衡算、流体力学验算。 目录第一章 绪论5第二章 塔板的工艺设计7一、精馏塔全塔物料衡算7二、 乙醇和水

3、的物性参数计算71.温度72.密度8三、理论塔板的计算11四、塔径的初步计算12五、溢流装置14六、塔板分布、浮阀数目与排列15第三章塔板的流体力学计算16一、气相通过浮阀塔板的压降16二、淹塔17三、物沫夹带18四、塔板负荷性能图191.物沫夹带线192.液泛线193.液相负荷上限204.漏液线205.液相负荷下限20第四章 塔附件的设计21一、接管21二、筒体与封头23三、除沫器23四、裙座24五、人孔24第五章塔总体高度的设计24一、塔的顶部空间高度24二、塔总体高度24第六章 附属设备的计算248.1 热量衡算248.1.1 0的塔顶气体上升的焓Qv24回流液的焓QR25塔顶馏出液的焓

4、QD25冷凝器消耗的焓QC25进料口的焓QF25塔釜残液的焓QW26再沸器QB268.2 冷凝器的设计268.3冷凝器的核算278.4泵的选择27浮阀塔工艺设计计算结果列表28主要符号说明29参考文献31第一章 绪论精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是浮阀塔。精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供

5、纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法本次课程设计是分离乙醇水二元物系。在此我选用连续精馏浮阀塔。具有以下特点： (1) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。 (2) 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 (3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 (

6、4) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 (5) 液面梯度小。 (6) 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。(7) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证

7、精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。第二章 塔板的工艺设计一、 精馏塔全塔物料衡算F:进料量(Kmol/s) xF:原料组成D:塔顶产品流量(Kmol/s)xD:塔顶组成W:塔底残液流量(Kmol/s)xW:塔底组成原料乙醇组成: xF= =51.63%塔顶组成: xD=94.54%塔底组成: xW=0.013%进料量: F=25000

8、吨/年=0.01827kmol/s物料衡算式: F=D+WD F xF=D xD+W xW联立代入求解:D=0.0071 kmol/s W=0.0112 kmol/s二、 常压下乙醇正丙醇气液平衡组成(摩尔)与温度的关系温度T/液相组成%气相组成%97.600.000.0093.8512.624.092.6618.831.891.6021.034.988.3235.855.086.2546.165.084.9854.671.184.1360.076.083.0666.379.980.5088.491.478.381001001温度利用表中数据由内差可求得tF tD tW tF := tF=85

9、.42 tD := tD=79.81 tW := tW=97.21 精馏段平均温度:=82.615 提留段平均温度:=91.3152.密度已知:混合液密度: 混合气密度:塔顶温度: tD=79.81气相组成yD: yD=89.36%进料温度: tF=73.00气相组成yF: yF=72.58%塔底组成: tW=99.99气相组成yw: yw=0.11%(1)精馏段液相组成x1:气相组成y1:所以(2)提留段液相组成x2:气相组成y2:所以由不同温度下乙醇和丙醇的密度,内差法求tF tD tW下的乙醇和水的密度温度T,708090100110,KG/M3754.2742.3730.1717.47

10、04.3,KG/M3759.6748.7737.5726.1714.2tF=70.85 tD=78.28 tW=99.97 所以3混合液体表面张力由内差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面张力 乙醇表面张力 CF=18.02mN/m CD=17.30mN/m CW=15.20mN/m 水表面张力 wF=64.34mN/m wD=62.89mN/m wW=58.81mN/m塔顶表面张力 D=22.61mN/m原料表面张力 F=47.06mN/m塔底表面张力 w=58.80mN/m(1)精馏段的平均表面张力 1=(22.61+47.06)/2=34.84mN/m(2)提馏段的平均表面张力：2

11、=（58.80+47.06）/2=52.93mN/m4混合物的粘度 =74.57 查表，得水=0.382mpa·s, 醇=0.493mpa·s =85.41 查表，得水=0.334mpa·s, 醇=0.429mpa·s(1)精馏段粘度：1=醇x1+水(1-x1)=0.493*0.5418+0.382*(1-0.5418)=0.4421 mpa·s(1) 提留段粘度: 2=醇x2+水(1-x2)=0.429*0.1328+0.334*(1-0.1328)=0.3466 mpa·s5.相对挥发度由 xF=26.54% yF=77.1% 得

12、由 xD=81.82% yD=83.79% 得由 xW=0.012% yw=0.11% 得(1)精馏段的平均相对挥发度提留段的平均相对挥发度6.气液相体积流量计算（1）精馏段 质量流量：体积流量：（2）提留段 质量流量： 体积流量： 塔板的计算三、理论塔板数的计算绘出乙醇水的气液平衡组成，即X-Y曲线图，作进料线，与平衡线的交点坐标为xq=0.2654 yq=0.54最小回流比为取操作回流比R=1.7Rmin=1.722精馏段 L=RD=1.722*0.0054=0.0093kmol/s V=(R+1)D=2.722*0.0054=0.0147kmol/s提留段 因本设计为饱和液体进料，所以q

13、=1则精馏段操作线方程为y=0.63X+30.06 提馏段操作线方程为采用图解法求得理论板层数NT=20,加料板为第17块理论板（1） 精馏段 已知a=5.23 L1=0.4421 mpa·s所以（2） 提留段 已知a=9.25 L2=0.3466 mpa·s所以全塔所需实际塔板数：全塔效率：四、塔径的初步计算1.精馏段 由u=(安全系数)*Umax,安全系数=0.60.8，Umax= 横坐标数值： 取板间距：Ht=0.40m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.34m查图可知C20=0.071 ,取安全系数为0.7 ，则空塔气速按标准塔径圆整后为=0.8m塔截面积

14、为实际空塔气速为2.提留段 横坐标数值： 取板间距：Ht=0.40m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.34m 查图可知C20=0.072 ,按标准塔径圆整后为=0.8m塔截面积为实际空塔气速为五、溢流装置1.堰长 取=0.65D=0.52m3.2.2溢流堰高度 选择平直堰 堰上层高度（1）精馏段 （2）提留段 2.方形降液管宽度和截面积由 查得， 则验算降液管内停留时间 精馏段： 提留段：停留时间>5s，故降液管可使用3.降液管底隙高度（1）精馏段 取降液管底隙的流速=0.08m/s 则=（2）提留段 取=0.08m/s 则=故降液管设计合理选用凹形受液盘：深度六、塔板分布、

15、浮阀数目与排列1.塔板分布 本设计塔径D=0.8m 采用整块式塔板2.浮阀数目与排列 (1)精馏段 取阀孔动能因子F0=12. 则孔速 每层塔板上浮阀数目为 取边缘区宽度 破沫区宽度 计算塔板上的鼓泡区面积，即 其中 所以 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm 则排间距： 按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数39个 按N=39 重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内 塔板开孔率= (2)提留段 取阀孔动能因子F0=12. 则孔速 每层塔板上浮阀数目为 按t=75mm ,估算排间距取t=90mm ,以等腰三角形叉排方式作图，

16、排得阀数39个 按N=23 重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内 塔板开孔率= 第三章 塔板的流体力学计算一、气相通过浮阀塔板的压降气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降Pp可由 和计算式中 hc与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱； hl与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱； h与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。 1. 精馏段(1)干板阻力 因u01>u0c1 故(2)板上充气液层阻力取 则(3)液体表面张力所造成的阻力此阻力很小

17、，可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为2.提留段（1）干板阻力 因u02>u0c2 故（2）板上充气液层阻力取 则（3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为二、淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度1.精馏段(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 (2)液体通过液体降液管的压头损失 (3)板上液层高度 则取，已选定 则可见所以符合防止淹塔的要求。 2.提留段 (1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 (2)液体通过液体降液管的压头损失 板上液层高度 则取，已选定 则可见所以符合防止淹塔的要求。 三、物

18、沫夹带1.精馏段 板上液体流经长度：板上液流面积：取物性系数，泛点负荷系数图泛点率=对于小塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过70%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。 2.提留段 取物性系数，泛点负荷系数图泛点率=由计算可知，符合要求。四、塔板负荷性能图1.物沫夹带线 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率70%计算： 精馏段 0.7= 整理得： 即 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出 提留段 0.7= 整理得： 即在操作范围内任取两个值算出 精馏段 Ls (m3/s)0.0020.003Vs (m3/s)0.6930.639提馏段 Ls (m3/s)

19、0.0020.003Vs (m3/s)0.8450.7762.液泛线 而精馏段 整理得：提留段整理得：在操作范围内任取若干个值，算出相应得值： 精馏段 Ls1 (m3/s)0.00010.00040.00150.003Vs1 (m3/s)0.7880.7700.6890.460提馏段 Ls2 (m3/s)0.00030.00070.00150.003Vs2 (m3/s)0.5920.5780.5510.4813.液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s 液体降液管内停留时间 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则4.漏液线 对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则

20、(1) 精馏段 (2)提留段5.液相负荷下限 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 取E=1.0 则由以上15作出塔板负荷性能图第四章 塔附件的设计一、接管1.进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下： 当液体由泵输送时，流速可取1.52.5这里取=1.6 ， 查无缝钢管GB8163-87，选取2.回流管采用直流回流管，取，查无缝钢管GB8163-87，选取3.塔底出料管取，直管出料查无缝钢管GB8163-87，取4.塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速，则查无缝钢管GB8163-87，取

21、5.塔底进气管采用直管，取气速，则查无缝钢管GB8163-87，取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，选用相应法兰。进料管接管法兰：HGT+20592-2009钢制管法兰回流管接管法兰：HGT+20592-2009钢制管法兰塔底出料管法兰：HGT+20592-2009钢制管法兰塔顶蒸汽管法兰：HGT+20592-2009钢制管法兰塔釜蒸汽进气法兰：HGT+20592-2009钢制管法兰 二、筒体与封头1.筒体 由D=800mm 选取壁厚为4mm2.封头 封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=800mm，查得曲面高度，直边

22、高度，内表面积，容积。选用封头N800×6,JB1154-73三、除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。 设计气速选取： 系数 除沫器直径： 选取不锈钢丝网除沫器，类型：标准型；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti）；丝网尺寸：圆丝四、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

23、般采用圆筒形。由于群座内径>800mm,故裙座壁厚选取16mm。基础环内径： 基础环外径： 圆整：，；根据JB4710钢制塔式容器，基础环厚度应不小于16mm，考虑到腐蚀余量取壁厚为18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。五、吊柱对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高较大，因此设吊柱。因设计塔径D=1600mm，可选用吊柱500kg。s=1000mm，L=3400mm，H=1000mm。吊柱管采用20号无缝钢管，其它部件采用Q235-A，吊柱与塔连接的衬板与塔体材料相

24、同。六、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1020块塔板才设一个人孔，本塔中共43块板，需设置4个人孔，每个孔直径为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。 第五章 塔总体高度的设计塔高计算公式（不包括群座）：H=HD+(N-2-S)HT+SHT+HF+HBHD：塔顶空间高度,m HB：塔底空间高度,m HT:塔板间距,mHT、：开有人孔的塔板间距,m HF：进料段高度,m N：

25、实际塔板数 S：人孔数（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔数）一、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600mm，塔顶部空间高度为1200mm。 二、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，塔顶部处理量较大，釜液停留时间可取5min。三、塔板间距塔板间距HT=0.45m凡是人孔处的塔板间距应600mm,人孔直径取450mm，取600mmHF一般要比HT大，有时要大一倍，此处取HF为800mm四、塔总体高度 第六章 附属设备的计算一、 冷凝器的选择本设计塔处理量较大，冷凝器安装在地面或平台上，回流液

26、由泵来输送，操作控制较方便，选用卧式壳程冷凝器。有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500)，本设计取K=700)=2926)出料液温度：79.82（饱和气）79.82（饱和液）冷却水温度：2535逆流 操 作：t1=54.82 t2=44.82 传热面积:根据全塔热量衡算，得按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表壳径/mm400管子尺寸19mm2mm公称压力/Mpa0.6管长1.5m公称传热面积/m214.5m2管子总数174管程数1管子排列方式正方形斜转45°壳程数1折流挡板形式圆缺形而该型号换热器的实际传热面积A为从传热面积的核算中也可知，所选的换热器

27、合适所以本实验最终选取的换热器为:,管心距25mm,公称直径400mm，管程数N为2，管子根数为174，换热管长度1500mm，换热面积为14.5m2二、再沸器QB的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K=2930.76J/（m2）料液温度：86.59100 水蒸气温度：逆流操作： 根据全塔物料横算得 3、 热量衡算 1. 热量示意图2. 加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达1001000，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低

28、，加热温度控制困难。本设计选用300（温度为13.3）的饱和水蒸气作加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。3. 冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025。如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建厂地区为沈阳。沈阳市夏季最热月份日平均气温为25。故选用25的冷却水，选升温10，即冷却水的出口温度为35。4. 热量衡算冷凝器的热负荷式中 IVD塔顶上升蒸汽的焓； ILD塔顶流出液的焓。又 式中 乙醇的蒸发潜热； 水的蒸发潜热。蒸发潜热的计算：沸点下蒸发潜热列表沸点/蒸发潜热

29、HV/(kJ/kg)TC/K乙醇78.384.6516.15水1002257648.15摘自化工原理修订版，上册附录4（P328329）及附录18（P350351）79.82时，乙醇：蒸发潜热 同理，水：蒸发潜热 代入得冷却水消耗量式中 WC冷却水消耗量，kg/h； CPC冷却介质在平均温度下的比热容，； t1,t2冷却介质在冷凝器进出口处的温度。所以 此温度下冷却水的比热容 所以加热器热负荷及全塔热量衡算列表计算乙醇、正丙醇在不同温度下混合物的比热容CP(单位：)塔顶塔釜进料精馏段提镏段温度/79.8297.9986.5982.7993.61乙醇38.62736.72137.91838.31

30、737.181正丙醇43.7341.70442.97543.39942.192精馏段：乙醇 正丙醇 提镏段：乙醇 正丙醇 塔顶流出液的比热容： 塔底馏出液的比热容： 为简化计算，现以进料焓，即86.59时的焓值为基准。根据表 可得：对全塔进行热量衡算：所以由于塔釜热损失为10%，则=90%所以 式中 加热器理想热负荷； 加热器实际热负荷； 塔顶馏出液带出热量； 塔底馏出液带出热量。加热蒸汽消耗量：差得：热量衡算结果热量衡算结果表符号Qc kJ/hWc kg/hQF kJ/hQD kJ/hQW kJ/hQ´S kJ/hWh kJ/h数值9.15×1062.15×10

31、504.32×1058.517×1051.156×1075.332×1038.4泵的选择用泵将料液输送到5米高的容器中，泵的吸入管道为的无缝钢管,容器的表压为0.05Mpa，进料泵的流速 uF=1m/s， 主加料管长为20m，90弯头5个，截止阀（全开）个。则已知： 湍流 扬程: 额定: Hc=(1.051.10)He=7.948.32m.取Hc=8.2m.流量: 所以泵型号为 : IS50-32-160型号IS6550-160流量m3/h3.75扬程m8.5电机功率 kw0.55轴功率 kw0.25转速 1450效率35%泵壳许用压力Kgf/cm352/38浮阀塔工艺设计计算结果列表 浮阀塔工艺设计结果项目符号单位 精馏段提留段 备注塔径D m0.80.8塔间距HTm0.40.4塔板类型 单溢流弓形降液管 整块式塔板空塔气速um/s0.830.53堰长lwm0.520.52堰高hwm0.0550.075板上液层高度hlm0.0