化工化工原理课程设计乙醇丙醇筛板精馏塔设计

1、 吉 林 化 工 学 院 课 程 设 计设计题目：乙醇-丙醇筛板精馏塔设计教 学 院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师 课程设计任务书1、设计题目：乙醇丙醇二元筛板精馏塔设计2、设计基本条件：（1）操作平均压力：常压；（2）进料温度：tF=0.25（泡点）；（3）塔顶产品含量：xD=0.98 (质量分率)；（4）塔釜液含量0.035（质量分数）（5）加料热状况q=0.99 (6) 回流比R=(1.12.0)（7）塔顶采用全冷凝、泡点回流；（8）单板压降0.7 ；3、设计任务：（1）完成精馏塔工艺设计计算、设备设计计算（物料衡算、能量衡算和设备计算）；（2）精馏塔附属设备的简单计算和选用（

2、3）撰写设计说明书（word文档上机打印）；（4）绘制乙醇丙醇精馏工艺流程图目录摘要5绪论6第一章 精馏塔的工艺条件及有关物性计算71.1：设计条件的确定：71.2：精馏塔全塔物料衡算7：温度的确定：7：饱和蒸汽压p的计算81.2.3:物料相对挥发度的计算：8密度的计算91.2.5: 塔顶液相平均表面张力的计算111.2.6: 粘度的计算12：理论板数的确定131.3.2:实际塔板数的确定141.4.:气液负荷计算：15精馏段的气液体积流率：15提馏段的气液体积流率15第二章 热量衡算162.1.比热容及汽化热的计算16塔顶温度下的比热容16进料温度下的比热容16塔底温度下的比热容17塔顶温度

3、下的气化潜热172.2.热量衡算：170时塔顶上升的热量17回流液的热量（此点为泡点回流）18塔顶馏出液的热量18进料的热量18塔底残液的热量18冷凝器消耗的热量18再沸器提供的热量18第三章 塔板设计计算193.1塔体工艺尺寸的计算19精馏塔塔径的计算19精馏塔有效塔高的计算213.2塔板工艺尺寸的计算21溢流装置的设计21第四章 筛板塔的流体力学验证244.1：塔板压降244.2，雾沫夹带量的验算254.3.泛液的验算25第五章 塔板负荷性能图275.1：液沫夹带线275.2,，液泛线285.3.液相负荷上限线315.4.漏液线（气相负荷下限线）315.5.液相负荷下限线33第六章 附属设

4、备设计356.1：塔封头356.2.塔顶空间356.3.塔顶空间356.4.人孔356.5.进料板处板间距366.6.裙座366.7.塔体总高度366.8主要接管尺寸的选取36第七章 结果汇总表39主要符号说明41主要符号说明表41结束语43化工原理课程设计教师评分表45摘要在这次任务中，设计的是筛板精馏塔和预热器。塔满足的要求：对摩尔分数为0.25的乙醇丙醇混合液进行分离，塔顶采出产品中，乙醇所占摩尔分率为0.98；釜液苯的摩尔分率为0.035。先进行物料衡算，据物料的物理性质及相关参考资料，选择适当的回流比和塔效率，初步求出塔的理论板数和实际板数，建立塔的框架。以此为基础，展开物料物理性质

5、和塔工艺尺寸的计算：塔径，精馏段板间距，提馏段板间距；选用单溢流弓形降液管和凹形受液盘；并用流体力学对筛板进行验算，干板阻力、液沫夹带量、漏液量和液泛等均在工程设计要求范围之内，设计出了合格的精馏塔。塔顶采用全凝器，进料液用釜液预热。关键词：乙醇丙醇、筛板精馏塔、计算机编程和图解、精馏段、提馏段。绪论化工生产中，产品一般为混合物，要得到高纯度组分则必须对粗产品进行分离；如液固的分离有过滤操作，混合气体的分离有吸收操作；同样混合液体的分离操作有蒸馏和精馏。对工厂大批量生产过程中，精馏操作广泛用于液体混合物的分离；精馏塔又分为筛板塔、浮阀塔和喷射型塔等。相比之下：筛板塔具有容易堵塞，漏液量较大和操

6、作弹性小的缺点；但它结构简单、设计简便、操作容易、生产能力大、压降小又经济的优点；故在生产尤其是中试装置中应用颇多。这次设计将让学生深深体会到知识在生产中的应用，很大的提高学生的自学能力，在设计过程中初步了解理论在世纪中的应用的重要，对实际过程有了初步的了解，增强我们动手能力也提高了我们的综合应用知识的能力。这次设计对学生的就业和考研深造均有很大帮助。我一定尽我所能完成此设计任务，不辜负大学里这种锻炼自己的机会，不辜负老师中对我们的指导，争取给老师一份满意的答卷，给自己满意的作品！第一章 精馏塔的工艺条件及有关物性计算1.1：设计条件的确定：1.2：精馏塔全塔物料衡算：（表1一1）乙醇丙醇平衡

7、数据（三：物性函数计算：p=101.325kPa）序号液相组成气相组成沸点/序号液相组成气相组成沸点/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.65086.251.2.1：温度的确定：利用上表中的数据，用数值插值法确定。进料温度：=89.67C1.2.2：饱和蒸汽压p的计算由安托因公式得：由温度-气相

8、组成关系得：由（1）（2）（3）得塔顶：=78.66， =102.7, =48,12塔底：=96.24， =198.24， =97.68进料：=89.67， =156.17， =75.741.2.3:物料相对挥发度的计算：由以求得的饱和蒸汽压得， ，精馏段的平均相对挥发度：提留段的平均相对挥发度：平均相对挥发度： 1.2.4密度的计算：利用式 计算混合液体密度和混合气体密度。塔顶温度：=78.66气相组成：进料温度：塔底温度：表1-2 不同温度下乙醇丙醇类密度表：708090100110754.2742.3730.1717.4704.3759.6748.7737.5723.1714.2利用上表

9、中数据利用数值差值法确定进料温度，塔顶温度，塔底温度下的乙醇（o）和水（w）的密度。1.2.5: 塔顶液相平均表面张力的计算温度t,708090100110,mN/m19.2718.2817.2916.2915.28,mN/m20.3419.4018.4517.5016.57进料板液相平均表面张力的计算塔底液相平均表面张力的计算精馏段的平均表面张力：提留段的平均表面张力：1.2.6: 粘度的计算表3-4 .混合物的粘度名称温度6080100乙醇0.6010.4950.361丙醇0.8990.6190.444根据图表1-3 和公式已知全塔平均温度t=88.57纯乙醇：纯丙醇：1.3.1：理论板数

10、的确定由以上的计算得相平衡方程： 又q=0.96 q线方程：(2)由（1）（2）求得x=0.25 y=0.41则平衡方程： （1）精馏段操作线： （2）提留段操作线： （3） 第一块塔板上的气相组成：第一块下降的液相组成由（1）求取：=0.959 第二块塔板上升的气相组成由（2）求取：=0.962=924依次由（1）（2）式求得：=0.934=0.870=0.888=0.793=0.824=0.693=0.579=0.645=0.467=0.552=0.373=0.474=0.303因，依次使用（1）（3）式，求得：由于=0.024<=0.035,则全塔理论板数块（包括再沸器），加料板为

11、第11块理论板。精馏段理论半数：提馏段理论半数：1.3.2:实际塔板数的确定由公式：已知乙醇，丙醇溶液平均粘度计算公式代入数据的=0.510 所以塔板效率为E=0.483精馏段实际塔板数为N=21提留段实际塔板数为N=17实际的总板数为38块1.4.:气液负荷计算： 1.4.1精馏段的气液体积流率： 由精馏段的气液负荷：V=126.49Kmol/h， L=103.75Kmol/h 可得： 1.4.2提馏段的气液体积流率： 由提馏段的气液负荷 第二章 热量衡算2.1.比热容及汽化热的计算表2-1 不同温度下乙醇丙醇的比热容乙醇kJ/kmolk126.96138.46151.34丙醇kJ/kmol

12、k161.4173.4159.6表2-2不同温度下乙醇丙醇的汽化热乙醇（kJ/kg）879.77838.05792.52丙醇（kJ/kg）757.60725.34690.302.1.1塔顶温度下的比热容2.1.2进料温度下的比热容2.1.3塔底温度下的比热容2.1.4塔顶温度下的气化潜热2.2.热量衡算：2.2.1 时塔顶上升的热量，塔顶以为基准。，其中则2.2.2回流液的热量（此点为泡点回流）此温度下：则2.2.3塔顶馏出液的热量，因馏出口与回流口相同，所2.2.4进料的热量2.2.5塔底残液的热量2.2.6冷凝器消耗的热量2.2.7再沸器提供的热量（全塔范围内列衡算式）塔釜热损失10%，则

13、=0.1再沸器的实际热负荷第三章 塔板设计计算 图3-1史密斯关联图3.1塔体工艺尺寸的计算3.1.1精馏塔塔径的计算（1）精馏段塔径 D 的计算选板间距=0.40m，取板上液层高度 =0.06m ，故=0.34m 查史密斯关联图 得 ，C20=0.072 依式校正到物系张力为18.31mN/m时的C： 取安全系数为0.70 = 0.70=1.4450.70=1.012m/s 则精馏段塔径D= 按标准塔经圆整为D=1.2m则精馏段塔截面积为AT= 实际空塔气速为U=0.91m/s（2）提馏段塔径D 的计算：选板间距=0.40m，取板上液层高度 =0.06m ，故=0.34m 查史密斯关联图得

14、，C20=0.071 依式校正到物系张力为18.00mN/m时的C： 取安全系数为0.70 = 0.70=1.3070.70=0.916m/s 提馏段塔径D= 按标准塔经圆整为D=1.2m提馏段塔截面积为At=实际空塔气速为U=0.93m/s 3.1.2精馏塔有效塔高的计算1) 精馏段有效塔高的计算 Z精=（N精-1） HT=(21-1) 0.40=8m 2) 提馏段有效塔高的计算 Z提（N提1） HT=(17-1) 0.40=6.4m 3.2塔板工艺尺寸的计算3.2.1溢流装置的设计由精馏段塔径D=1.2m则溢流装置可采用单溢流，弓型降液管，平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：

15、1) 溢流堰长 =0.65D=0.70×1.2=0.78m2) 出口堰高 h=h-h式中 ：h 板上液层高，取0.06m h板上方液头高度选用平行堰，则堰上液头高度可由下式计算： 式中溢流收缩系数E可近似取1.025对于精馏段：所以出口堰高：h=0.06-0.0013=0.047m对于提馏段：出口堰高：h=0.06-0.023=0.037m弓形降液管的参数3) 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由 查化工原理教材下册P图 10-40 得 Wd/D=0.123，Af/AT=0.067故 Wd=0.123×1.2=0.1476m Af=0.094×1.1304=0.0

16、757m24) 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,即 故降液管设计符合要求。5) 降液管底隙高度h的计算取液体通过降液管底隙的流速，则降液管底隙高度h可依下式计算： 对于精馏段： 故有对于提馏段：所以可知降液底隙高度设计合乎要求，且选用凹形受液盘深度为100mm。（4）塔板布置因D=1.2m>0.9m,故采用分块式塔板区边缘宽度，安定区宽度依式而代入（5）开孔数n及开孔率由于所处理的唔系无腐蚀性，可选用板厚为的钢板，取筛孔的孔径为孔中心距t，t=15mm，筛孔成正三角形排列筛孔数n：开孔率：每层塔板上的开孔面积气体通过筛孔的气速： 第四章 筛板塔的流体力学验证4.1：塔板压降气

17、象通过筛板压降相当的液柱高度（1）干板压降相当的液柱高度依，查平筛孔的流量系数表知，根则：精馏段提馏段：（2）气体通过板上液层压降相当的液柱高度精馏段：由充气系数与的关联图，查取板上液层充气系数依式：提馏段：由充气系数与的关联图，查取板上液层充气系数依式（3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度依式故：则单板压降：精馏段：（设计允许值）提留段：（设计允许值）4.2，雾沫夹带量的验算：已知公式依式：则精馏段液/kg气<0.1kg液/kg气提馏段：液/kg气<0.1kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带4.3.泛液的验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清夜层高度精馏段：取，

18、则故精馏段：则在设计负荷下不会发生液泛提馏段：取，则故提馏段，则在设计负荷下不会发生液泛根据以上塔板的各项流体力学验证，可以认为精馏段与提馏段塔径及各工艺尺寸是合格的。第五章 塔板负荷性能图5.1：液沫夹带线精馏段：取液沫夹带极限值液/kg气其中 （1）近似取 （2）已知并将式（1）（2）代入则：整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中表5-1 精馏段雾沫夹带线计算结果1.6461.5741.5141.460提馏段取液沫夹带极限值液/kg气 （1）近似取故 （2）已知并将式（a）（b）代入则整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中表5-2 提馏段雾沫

19、夹带线计算结果1.8421.7041.6121.5355.2,，液泛线（1）精馏段：联立式（3-99）及式（3-73）得近似取故 （3）由式整理则整理：故（4）由式 （5）则将及式（3）（4）（5）代入与式即 整理得：（2）在操作范围内取若干值，依式（2）计算值，列于下表，依表中数据作出液泛线（2）如“精馏段负荷性能图“中的（2）所示表5-3 液泛线计算结果（精馏段）5.204.654.243.84（2）提馏段联立式（3-99）及（3-73）得近似取故： （）由式则：整理： (d)由式：将代入即得：整理得： （）在操作范围内，取值，依式（）计算值，列于下表中，仪表中数据作出泛液线（）如“提馏段

20、负荷性能图”中的（）表5-4 液泛线计算结果（提馏段）4,774.314.003.735.3.液相负荷上限线精馏段：取液相在降液管中停留时间为4s，则液相负荷上限线（3）在坐标图上为与气体流量无关的垂直线，如（3）所示提馏段：取液相在降液管中停留时间为4s，则该液相负荷上限线（）在提馏段坐标图上为与气体流量无关的垂直线，如（）所示5.4.漏液线（气相负荷下限线）精馏段：由，代入漏点气速式：则前已算出为0.0791 ，代入上式并整理得：此即气相负荷下限线关系式，在操作范围内任取n个值，依式计算相应的值，列于下表中，依表中数据做气相负荷下限线（4）如精馏段负荷性能图所示表5-5 漏液线（气相负荷下

21、限线）（精馏段）0.5820.6170.6390.657提馏段：由，代入漏点气速式：则前已算出为0.0791 ，代入上式并整理得：此即气相负荷下限线关系式，在操作范围内任取n个值，依式计算相应的值，列于下表中，依表中数据做气相负荷下限线（）如提馏段负荷性能图所示表5-6漏液线（气相负荷下限线）（提馏段）0.5140.5480.5700.5875.5.液相负荷下限线精馏段：取平直堰，堰上液层高度作为液相负荷下限线条件，取依式整理得： （5）此值在图上做线（5）即为液相负荷下限线提馏段：取平直堰，堰上液层高度作为液相负荷下限线条件，取依式整理得： （）此值在图上做线（）即为液相负荷下限线将精馏段5

22、条线与提馏段5条线分别绘于（）图，5条线所围区域为精馏段（提馏段）塔板操作区，p为操作点，op为操作线，op线与线（1）的交点相应气相负荷为，可知本设计塔板上限有无沫夹带控制，下限由漏液精馏段负荷性能图 提馏段负荷性能图临界点的操作弹性：临界点的操作弹性：第六章 附属设备设计塔总体高度利用下式计算6.1：塔封头本实验采用椭圆形封头，由公称直径，查化工原理课程设计（王卫东编）附录2得曲面高度，直边高度，内表面积A=1.7117 ，容积V=0.2714 ，则封头高度6.2.塔顶空间设计中取塔顶间距，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.2m。6.3.塔顶空间塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到

23、塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为5min，取塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m，则：6.4.人孔对的板式塔，为安装，检修的的需要，一般每隔6到8塔板设一个人孔，本塔中共有45块塔板，须设5个人孔，每隔人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距塔板分块数塔径,mm 8001200140016001800200022002400塔板分块数 34566.5.进料板处板间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处间距。6.6.裙座考虑到再沸器，取裙座高6.7.塔体总高度=(38-1-5-1)*0.4+0.8+5*0.6+1.2+2.55+0.34+3=23.296.8主要接管尺寸的选取（1）进

24、料管料液流速：F=100Kmol/h 料液密度：体积流率：取管内流速：(取值)则进料管的直径：取进料管的尺寸：进料管参数表abc45761040155120150（2）釜液出口管已知釜液流率为103.74 Kmol/h 釜液密度：则：取管内流速为：取管尺寸：塔釜出料管参数表abc891081580356120150（3）塔顶蒸汽管体积流速： 取取管尺寸塔顶蒸气管参数表abc273325252501208150200第七章 结果汇总表筛板精馏塔结果汇总表项 目符 号单 位计算数据精馏段提馏段平均分子量气相kg/kmol49.8456.30液相kg/kmol51.3957.01各段平均温度84.1

25、792.96平均密度气相1.83740.25液相2.06732.39各段平均表面张力18.3118.00各段平均粘度105.95115.75平均流量气相m3/s1.03271.0287液相m3/s0.0021940.004681实际塔板数块2117板间距m0.40.4塔有效高度m810.8塔径m1.21.2空塔气速m/s0.910.93塔板液流形式单流型单流型项 目符 号单 位计算数据精馏段提馏段溢流装置溢流管形式弓形弓形堰长m0.780.78堰高m0.0460.037溢流堰宽度m0.14760.1476管底与受液盘距离m0.0310.067板上清夜层高度m0.060.06孔径mm55孔间距m

26、m1515孔数个40304030筛孔流速m/s13.0613.01塔板压降kPa0.4520.454液体在降液管中停留的时间s15.2710.19降液管内清液层高度m0.13100.05142液沫夹带泛点率0.0240.026液相负荷上限 0.00757 0.00757液相负荷下限5.874 5.874弹性操作2.312.75 主要符号说明 主要符号说明表符 号说 明单 位符 号说 明单 位苯堰长甲苯溢流堰高度塔顶堰上层高度进料板弓形降液管高度塔釜截面积液相塔截面积气相液体在降液管中停留时间摩尔质量降液管底隙高度最小回流比边缘区高度实际塔板数开孔区面积压强孔中心距温度开孔率密度阀孔数目个表面张力气体通过阀孔气速粘度干板阻力塔板间距气体通过降液层阻力板上液层高度气体通过表面张力阻力空塔气速气体通过每层塔板液柱高度直径