化工原理课程设计--常压二元精馏筛板塔设计

1、liaochengdaxue化 工 原 理 课 程 设 计 任 务 书专业: 班级: 姓名: 设计日期: 年 月 日至 年 月 日设计题目: 常压二元精馏筛板塔设计 设计条件: 水-乙醇体系1.进料 F=6kmol/h q=0 Xf=0.452.压力： p顶=4KPa 单板压降0.7KPa3.采用电加热，塔顶冷凝水采用12深井水4.要求：Xd=0.88 Xw=0.015.选定 R/Rmin=1.6 指导教师:_ _ 年 月 日前 言在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备

2、之一。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次设计就是针对水乙醇体系，而进行的常压二元筛板精

3、馏塔的设计及其辅助设备的选型。 由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。目 录一、总体设计计算- 1.1气液平衡数据- 1.2物料衡算- 1.3操作线及塔板计算- 1.4全塔Et%和Np的计算-二、混合参数计算- 2.1混合参数计算- 2.2塔径计算- 2.3塔板详细计算- 2.4校核- 2.5负荷性能图-三、筛板塔数据汇总- 3.1全塔数据- 3.2精馏段和提馏段的数据-四、讨论与优化- 4.1讨论- 4.2优化-五、辅助设备选型- 5.1全凝器- 5.2泵-一、总体设计计算1.1汽液平衡数据（760mm Hg） 乙醇% （mol) 温度液相X

4、 气相Y 0.00 0.001001.90 17.00 95.5 7.21 38.91 89.09.66 43.7586.712.3847.0485.316.6150.8984.123.3754.4582.726.0855.8082.332.7358.2681.539.6561.2280.750.7965.6479.851.9865.9979.757.3268.4179.367.6373.8578.7474.7278.1578.4189.4389.4378.151.2 物料衡算1.1-1已知：1.进料：F=6 kmol/h q=0 Xf=0.452.压力：p顶=4KPa 单板压降0.7KPa

5、3.采用电加热，塔顶冷凝水采用12深井水4.要求：Xd=0.88 Xw=0.015.选定：R/Rmin=1.6D=(Xf-Xw)/(Xd-Xw)×F=(0.45-0.01)/(0.88-0.01)×6=3.03 kmol/hW=F-D=6-3.03=2.97 kmol/h查y-x图得 Xd/(Rmin+1)=0.218Rmin=3.037 R=1.6Rmin=4.859饱和蒸汽进料 q=0L=RD=4.859×3.03=14.723 kmol/hV=(R+1)D=(4.859+1)×3.03=17.753 kmol/hL'=L+qF=14.723

6、+0×6=14.723 kmol/hV'=V-(1-q)F=17.753-(1-0)×6=11.753 kmol/h1.3操作线及塔板计算1.精馏段操作线：Y=R×X/(R+1)+Xd/(R+1) Y=0.829X+0.1502.提馏段操作线：Y=(L'/V')×X-(W/V')×Xw Y=1.253X-0.000253.理论塔板的计算利用计算机制图取得理论板数Nt=29.33块, 其中精馏段塔板Nt1=26.85块,第27块为加料板,提馏段Nt2 =2.48块。1.4全塔Et%和Np的计算1.精馏段：t=(t顶

7、+t进)=(79.25+87.32)/2=83.285Xa=0.34 Xb=1-Xa=0.66Ya=0.59 Yb=1-Ya=0.41查得液体粘度共线图 a=0.382 cp, b=0.592 cp L=YaXbL/XaYb=1.454查得：Et1%=0.49(L) -0.245=0.5471Np1=Nt1/Et1=49.082. 提馏段：t=(t底+t进)/2=(99.9+87.32)/2=93.61Xa=0.045 Xb=1-Xa=0.955Ya=0.27 Yb=1-Ya=0.730查得液体粘度共线图 a=0.468cp, b=0.532 cp L=Xii=0.045×0.468

8、+0.955×0.532=0.5291L=YaXbL/XaYb=4.15查得：Et2%=0.49(L) -0.245=0.346Np2=Nt2/Et2=7.17Np=Np1+Np2=49.08+7.17=56.25圆整为57块其中精馏段49块，提馏段8块。二 混合参数计算2.1混合参数计算溶质 C2H5OH 分子量 ： Ma=46.07 kg/kmol 溶剂 H2O 分子量：Mb=18.016 kg/kmola=0.789 g/ml b=1.000 g/ml(1)精馏段：进料板液体温度 ：t进=87.32 塔顶温度：t顶=79.25 tm=(87.32+79.25)/2=83.285

9、Xm=0.34 Ym=0.59a=0.382cp b=0.592cp Ml=Xm×Ma+(1-Xm)Mb=0.34×46.07+(1-0.34)×18.016=27.55 kg/kmolMg=Ym×Ma+(1-Ym)Mb=0.59×46.07+(1-0.59)×18.016=34.56 kg/kmol质量分率: Wa=XmMa/Ml=0.34×46.07/27.55=0.6855 Wb=1-Wa=1-0.6855=0.31451/l= Wa/a+Wb/b=0.6855/0.789+0.3145/1.00l=845.1 kg/

10、m3P=105325Pav=PMg/RT=105325×34.56/(8314× (273.15+79.25)v=1.2424 kg/m3 (2)提馏段：t进=87.32 t底=99.9 tm=93.61Xm=0.045 Ym=0.27Ml=Xm×Ma+(1-Xm)Mb=0.045×46.07+(1-0.045)×18.016=19.278 kg/kmolMg=Ym×Ma+(1-Ym)Mb=0.27×46.07+(1-0.27)×18.016=25.59 kg/kmol质量分率: Wa=XmMa/Ml=0.045&

11、#215;46.07/19.278=0.1275 Wb=1-Wa=1-0.1275=0.87251/l= Wa/a+Wb/b=0.1275/0.789+0.8725/1l=1.0341 kg/m3P=105325Pav=PMg/RT=105325×25.59/(8314× (273.15+93.16)v=0.8839 kg/m3 a=58.46 dyn/cm , b=18.4 dyn/cm=X=0.688×58.46+(1-0.688)×18.4=45.96 dyn/cm2.2塔径计算(1)精馏段：Ls=L×Ml/(3600l)=442.03&

12、#215;27.55/(3600×845.1)=0.004 m/sVs=V×Mv(3600v)=543.39×34.56/(3600×1.1952)=4.365m/stm=83.285此温度下液体的表面张力a=18.2 dyn/cm b=67.3 dyn/cm=Xma+(1-Xm)b=0.34×18.2+0.66×67.3=50.606两相流动参数：Flv=Ls/Vs×(l/v) 0.5=0.00013/0.137×(845.1/1.2424) 0.5=0.0247初设 板间距HT=0.5 m 清液层高度HL=0.

13、06mHT-HL=0.44 m查得： Cf,20 = 0.093 液气气相负荷因子：Cf = (/20)0.20 × Cf,20 =0.112气体气速： un,f = Cf (l-v)/v 0.5=0.112×(845.1-1.2424) / 1.24240.5 = 2.919 m/s空速： un=0.7un,f=0.7×2.919=2.0433 m/s初估塔径：D=(Vs/(0.785un) 0.5=(0.137/(0.785×2.0433) 0.5=0.292 m圆整为 D=0.3 muf=vs/(0.785×D2)=0.137/（0.78

14、5×0.32）=1.939 m/s实际泛点百分率： uf/un,f=1.939/2.919=0. 6643(2)提馏段：Ls=L×Ml/(3600l)=14.723×19.278/(3600×1034.1)=0.000076 m/sVs=V×Mv(3600v)=11.753×25.59/(3600×0.8839)=0.0945 m/stm=93.61此温度下液体的表面张力a=18.2 dyn/cm b=67.3 dyn/cm=Xma+(1-Xm)b=0.045×18.2+0.955×67.3=65.091

15、两相流动参数：Flv=Ls/Vs×(l/v) 0.5=0.000076/0.0945×(1034.1/0.8839) 0.5=0.0275初设 板间距HT=0.5 m 清液层高度HL=0.06mHT-HL=0.44 m查得： Cf,20=0.0947 液气气相负荷因子：Cf=(/20) 0.20×Cf,20=0.1199气体气速： un,f=Cf(l-v)/v 0.5=0.1199×(1034.1-0.8839)/0.8839 0.5=4.099 m/s空速： un=0.7un,f=0.7×4.099=2.869 m/s初估塔径：D=(Vs/(

16、0.785un) 0.5=(0.0945/(0.785×2.869) 0.5=0.205 m圆整为 D=0.25 muf=vs/(0.785×D2)=0.0945/（0.785×0.252）=1.926 m/s实际泛点百分率： uf/un,f=1.926/4.099=0.4702.3塔板的详细设计 1.流动型式: 选取单溢流型2.堰的计算:（1）精馏段：堰长取 lw=0.6D=0.6×0.3=0.18 m堰高 hw=0.04 mlh/lw2.5=0.00013×3600/0.18 2.5=34.046又 lw/D= 0.6 查得： E=1.03

17、堰上清液高 how=0.00284E(Lh/lw) 2/3=0.00553 m清液层高度 hl=hw+how=0.04+0.00553=0.04553 m降液管底隙高 ho=hw-0.008=0.032 m（2）提馏段：堰长取 lw=0.6D=0.6×0.25=0.15 m堰高 hw=0.04 mlh/lw2.5=0.00013×3600/0.15 2.5=53.705又 lw/D= 0.6 查得： E=1.03堰上清液高 how=0.00284E(Lh/lw) 2/3=0.00137 m 清液层高度 hl=hw+how=0.04+0.00137=0.04137 m 降液管

18、底隙高 ho=hw-0.012=0.0283.塔板的布置 (1)精馏段：选取碳钢为筛板的材料，板厚=4 mm，孔径do=6 mm取孔中心距t=18 mm，t/do=3开孔率=Ao/Aa=0.907/(t/do) 2=0.1008Ao开孔面积， Aa开孔区面积Af降液管截面积，At空塔截面积取外堰前的安定区：Ws1=0.02 m取内堰前的安定区：Ws2=0.02 m边缘区：Wc=20mm （D2.5m）lw/D=0.6r = D/2-Wc=0.3/2-0.02=0.13 mWd=0.1×0.3=0.03x=D/2-(Wd+Ws)=0.1An=2x×(r2-x2) 0.5+r2

19、arcsin(x/r)=0.0463开孔区面积/塔板面积=0.0463/(0.785×0.32)=0.6553 m2筛孔总面积 A0=An×=0.0463×0.1008=0.004667 m2孔数：N=A0/u=0.004667/(0.785×0.0062)=165.15取整：N=166 孔(2)提馏段：选取碳钢为筛板的材料，板厚=4 mm，孔径do=6 mm取孔中心距t=18 mm，t/do=3开孔率=Ao/Aa=0.907/(t/do)2=0.1008Ao开孔面积， Aa开孔区面积Af降液管截面积，At空塔截面积取外堰前的安定区：Ws1=20mm取内

20、堰前的安定区：Ws2=20mm边缘区：Wc=20mm （D2.5m）lw/D=0.6r = D/2-Wc=0.25/2-0.02=0.105 mWd=0.1×0.25=0.025x=D/2-(Wd+Ws)=0.08An=2x×(r2-x2) 0.5+r2arcsin(x/r)=0.030开孔区面积/塔板面积=0.030/(0.785×0.252)=0.7856 m2筛孔总面积 A0=An×=0.030×0.1008=0.003024 m2孔数：N=A0/u=0.003024/(0.785×0.0062)=107.006取整：N=108

21、 孔2.4校核(1)精馏段1.压降校核=4mm，do/=1.5， 查图得Co=0.78Hc干板压降，Co孔流系数下板阻力 Hc=0.051（v/l）×（Uo/Co）2Uo筛孔汽速，Uo=Vs/Ao=0.137/0.004667=29.355 Hc=01062（m液柱）Hl液层有效阻力，Fo气相动能因子Ua=Vs/(At-2Af)=0.137/0.063162=2.169Fa=Ua(pv)0.5=2.4176查表得=0.6Hl=(hw+how)=0.6×0.04553=0.02732m（液柱）总压降-Hp=Hl+Hc=0.1335（m液柱）0.6 kg液/kg气 合格2.液沫

22、夹带的校核Ug-气体通过有效截面的面积的速率Ug=Vs/(At-Af)=2.0477 m/shf 板上鼓泡层高度 物系的起泡系数 hf=hl/=0.07167 m , =0.6 Ev=(5.7E10-3/)(Ug/(Ht-hf) 3.2=0.01392 kg(液)/kg（汽） 0.1 kg(液)/kg(汽)不产生过量液沫夹带，合格.3.液泛校核Hd降液管液面高度，hd液相流经降液管的阻力hd=0.153(Ls/(lw×ho) 2=0.0000779 Hd=hw+how+hd+Hp=0.179 m , =0.6Hd/=0.2984 m0.44 m合格，不会产生液泛4.停留时间的校核 A

23、f=0.003744 m2=Af×Ht/Ls=0.003744×0.5/0.004=27.91 (35s) 合格5.漏液校核h-表面张力压头, Uom-漏点气速, Co-孔流系数h=4/9810l×do=0.00407 (m液柱)do/=1.5 查图得Co=0.78Uom=4.4Co×(0.0056+0.13hl-h)×l/v)0.56.381 m/sK=Uo/Uom=4.61.5 操作弹性大，不会发生严重漏液，合格。(2)提馏段：1.压降校核=4mm，do/=1.5， 查图得Co=0.78Hc-干板压降，Co-孔流系数下板阻力 Hc=0.05

24、1（v/l）×（Uo/Co）2Uo筛孔汽速，Uo=Vs/Ao=0.0945/0.003024=31.25 Hc=0.0700（m液柱）Hl液层有效阻力，Fo气相动能因子Ua=Vs/(At-2Af)=2.153Fa=Ua(pv)0.5=2.0239查表得=0.6Hl=(hw+how)=0.02482m（液柱）总压降-Hp=Hl+Hc=0.09482（m液柱）0.6 kg液/kg气 合格2.液沫夹带的校核Ug-气体通过有效截面的面积的速率Ug=Vs/(At-Af)=2.032 m/shf 板上鼓泡层高度 物系的起泡系数 hf=hl/=0.04137 m , =0.6 Ev=(5.7E10

25、-3/)(Ug/(Ht-hf) 3.2=0.01453 kg(液)/kg（汽） 0.1 kg(液)/kg(汽) 不产生过量液沫夹带，合格.3.液泛校核Hd降液管液面高度，hd液相流经降液管的阻力hd=0.153(Ls/(lw×ho) 2=0.0000501 Hd=hw+how+hd+Hp=0.1362 m , =0.6Hd/=0.2270 m0.44 m 合格，不会产生液泛4.停留时间的校核 Af=0.0026 m2=Af×Ht/Ls=0.0026×0.5/0.000076=17.105 (35s) 合格5.漏液校核h-表面张力压头, Uom-漏点气速, Co-孔

26、流系数h=4/(9810l×do)=0.00428 (m液柱)do/=1.5 查图得Co=0.78Uom=4.4Co×(0.0056+0.13hl-h)×l/v)0.57.915 m/sK=Uo/Uom=3.9481.5 操作弹性大，不会发生严重漏液，合格。2.5负荷性能图(1)精馏段：1.液相下限线取how=0.006 m E=1.04how=0.00284E(3600ls/lw) 2/3 ls=0.000145 m3/s2.液相上限线取=5 s=Af×HT/LsLs=Af×HT/=(0.5×0.003744)/5=0.000374

27、43.漏液线hl=hw+how=0.04+2.155ls2/3 mUom=Vsmin/A0=Vsmin/0.2028Uom =4.4C0(0.0056+0.13hl-h)×(l/v) 0.5Vsmin=0.0164.578+190.56ls2/3 0.54.过量液沫夹带线：取ev=0.1 , E=1.04hf=2.5hl=0.1+5.388Ls2/3Ug=Vs/(AT-Af)=Vs/0.0669ev=(0.0057/)Ug/(HT-hf) 3.2Vs=0.459-6.176Ls2/35.液泛线：取 =0.6HT+hwHd ,Hd(0.4+0.04)/0.6=0.7333hd=0.15

28、3(Ls/(lw×h0) 2=4611.55Ls2hc=0.051(Vs/A0C0) 2×(v/l)=5.658Vs2hl'=0.024+1.293Ls2/3hp=hc+hl'=0.024+1.293Ls2/3+5.658Vs2Hd=0.7333=hl+hd+hp=0.1+5.388Ls2/3+4611.55Ls2+5.658Vs2 Vs2=0.112-0.952Ls2/3-815.05Ls2(2)提馏段：1.液相下限线取how=0.006 m E=1.04how=0.00284E(3600ls/lw) 2/3ls=0.000121 m3/s2.液相上限线取

29、=5 s=Af×HT/Ls, Ls=Af×HT/=(0.5×0.000076)/5=0.00000763.漏液线hl=hw+how=0.04+2.434ls2/3 mUom=Vsmin/A0=Vsmin/0.003024Uom =4.4C0(0.0056+0.13hl-h)×(l/v)0.5Vsmin=0.01047.628+370.19ls2/3 0.54.过量液沫夹带线：取ev=0.1 , E=1.04hf=2.5hl=0.1+6.085Ls2/3Ug=Vs/(AT-Af)=Vs/0.0465ev=(0.0057/)Ug/(HT-hf) 3.2Vs=

30、0.151-2.291Ls2/35.液泛线：取 =0.6HT+hwHd ,Hd(0.4+0.04)/0.6=0.7333hd=0.153(Ls/(lw×h0)2=8673.47Ls2hc=0.051(Vs/A0C0)2×(v/l)=7.835Vs2hl'=0.024+1.4604Ls2/3hp=hc+hl'=0.024+1.4604Ls2/3+7.835Vs2Hd=0.7333=hl+hd+hp=0.1+6.085Ls2/3+8673.47Ls2+73835Vs2 Vs2=0.081-0.7766Ls2/3-1107.02Ls2三 筛板塔数据汇总1.全塔数据

31、加料热状态q最小回流比Rmin回流比R理论板数Nt03.0374.85929.33实际板数Np实际精馏板数实际提馏板数效率5749854.71%加料F加料浓度Xf塔顶出料D塔顶浓度Xd6kmol/h0.453.030.88塔底出料W塔底浓度Xw2.970.012. 精馏段与提馏段的数据序号参数精馏段提馏段1塔径D(m)0.30.252板间距Ht(m)0.50.53塔板型单流型单流型4堰长lw(m)0.180.155空塔气速U(m/s)2.04332.8696堰高hw(m)0.040.047降液管底隙高度ho(m)0.0320.0288安定区Ws(m)0.020.029边缘区Wc(m)0.020

32、.0210孔径do(m)0.0060.00611孔间距t(m)0.0180.01812孔数(个)16610813开孔率0.10080.100814开孔面积An(m2)0.04630.03015塔板压降Hp(m)0.13350.0948216泛点百分率%66.4347.0017板厚（m）0.0040.00418操作弹性2.32.3四 讨论与优化4.1讨论 从负荷性能图上观察，本设计对设计要求符合良好，设计点落与正常工作区中间，操作弹性适宜。 4.2优化 通过反复优化才得到设计的最终的结果，观察负荷性能图，工作点状态良好，操作弹性优良。 通过在不断的优化过程中，得到以下几点经验： 根据实际情况，在

33、工业生产中，液相上下限由人为规定，且在超过最大，最小液量仍能正常操作的情况还是存在的。 对于因夹带不能正常操作的情况，一般先调Ht，后调D，其中D的调整尤为灵敏。 对于因液泛不能正常操作的情况，Ht是灵敏因素。一般应判断液泛是由于降液管阻力过大引起还是由于塔板阻力过大引起的，然后分别采用不同措施调整降液管底隙或开孔率。若二者的调整不灵敏或已调整至上限，则应加大板间距。 应漏液不能正常操作的情况，一般只能减小开孔率。 本设计由于为过量液沫夹带线控制，所以通过调整Ht与D来完成设计要求，所以在提馏段取不等径塔及Ht=0.8来满足要求。五 辅助设备选型及校核 全凝器塔顶全凝器采用逆流形式，为了便于冷

34、凝，饱和蒸气（水和乙醇）走壳程，冷凝水走管程。1.1换热面积的估算塔顶 t=78.05水的汽化潜热 r=2310.39 kJ/kg 乙醇的汽化潜热 r=597 kJ/kgV=4.859 kmol/h=87.54 kg/hQc=r×V=2310.39×87.54 =202251 kJ/h 冷凝剂取深井水, t1=12 ,t2=60 (出口温度)tm=(T-t1)-(T-t2)/ ln(T-t1)/(T-t2)=37设传热系数: K=1118.0kcal/(m2×h×) =1300w/(m2×)=4680Kj/(m2×h×)A=Qc/(K×tm)=1.168 m2精选 159-2.45-2Dn=159 mm Pn=2.45MPa A公=2 管程数 1 管长 2 m 管子 25×2.5 最大管数 13管程流通面积: 0.785×n×d2=V/u=0.042 m25.2 泵5