分离乙醇-水混合液的筛板精馏塔设计

分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔设计化学与环境工程学院0409402班2/42课题名称：化工课程设计任务书系别：化环学院专业：化工2班学号：040940210姓名：指导教师：时间：2011年12月01-16日

附化工原理—化工设备机械基础课程设计任务书-1专业化工班级0409402设计人设计题目分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔设计二.原始数据及条件生产能力：年处理量8万吨（开工率300天/年），每天工作24小时；原料：乙醇含量为20%（质量百分比，下同）的常温液体；分离要求：塔顶，乙醇含量不低于90%，塔底，乙醇含量不高于8%；塔顶压强进料热状况回流比塔釜加热蒸汽压力单板压降建厂地址4KPa（表压）饱和液体1.5Rmin0.5MPa（表压）≤0.7KPa重庆操作条件：三.设计要求：（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1.前言2.设计方案的确定和流程的说明3.塔的工艺计算4.塔和塔板主要工艺尺寸的设计a.塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定b.塔板的流体力学验算c.塔板的负荷性能图5.附属设备的选型和计算6.设计结果一览表7.注明参考和使用的设计资料8.对本设计的评述或有关问题的分析讨论。（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏塔的工艺条件图（1#图纸）四.设计日期：2011年12月01日至2011年12月16日五.指导教师：谭志斗、石新雨推荐教材及主要参考书：1.王国胜,裴世红，孙怀宇.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，20052.

贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，2002.3、马江权，冷一欣.化工原理课程设计.北京：中国石化出版社，2009.4、《化工工艺设计手册》，上、下册;5、《化学工程设计手册》；上、下册;6、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京.2004，017、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-换热器；化学工业出版社：北京.2004，018、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社：北京.2004，019.

陈敏恒.化工原理(第三版).北京：化学工业出版社，2006

目录第一章设计方案简介 8第二章工艺流程图及说明 10第三章塔板的工艺计算 123.1精馏塔全塔物料衡算 123.2乙醇和水的物性参数计算 133.2.1温度 133.2.2密度 143.2.3混合液体表面张力 173.2.4相对挥发度 183.2.5混合物的粘度 193.3理论塔板和实际塔板数的计算 20第四章塔体的主要工艺尺寸计算 234.1塔体主要尺寸确定 234.1.1塔径的初步计算 234.1.2溢流装置计算 264.2筛板的流体力学验算 294.2.1气相通过浮阀塔板的压降 294.2.2淹塔 31精馏段 31提留段 314.2.3物沫夹带 32精馏段 32提留段 334.2.4漏液点气速 334.3塔板负荷性能曲线 344.3.1物沫夹带线 344.3.2液泛线 354.3.3液相负荷上限 364.3.4漏液线 364.3.5液相负荷下限 37第五章板式塔的结构 405.1塔总高的计算 405.1.1塔的顶部空间高度 405.1.2塔的底部空间高度 405.1.3人孔 405.1.4裙座 415.1.5筒体与封头 425.2.1进料管 425.2.2回流管 435.2.3塔底出料管 435.2.4塔顶蒸汽出料管 445.2.5塔底进气管 445.3法兰 45第六章附属设备的计算 476.1热量衡算 476.2附属设备的选型 496.2.1再沸器 496.2.2塔顶回流冷凝器 506.2.3塔顶产品冷凝器 516.2.4塔底产品冷凝器 516.2.5原料预热器 516.2.6蒸汽喷出器 52第七章设计评述 53精馏塔工艺设计计算结果总表 55主要符号说明 57参考文献 61

第一章设计方案简介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,本次课程设计是筛板塔。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筛板塔。具有以下特点：(1)筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不利于实际生产中使用(2)筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，造价便宜。(3)筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。(4)筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。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。

第二章工艺流程图及说明首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇与水的分离。冷凝器→塔顶产品冷却器→乙醇储罐→乙醇

↑回流↓原料→原料罐→原料预热器→精馏塔

↑回流↓

再沸器←→塔底产品冷却器→水的储罐→水

第三章塔板的工艺计算3.1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XF==0.089109XD==0.778846Xw==0.032907总物料衡算F=D+W易挥发组分物料衡算FXF=DXD+WXW日生产能力（处理）联立以上三式得F=0.1506kmol/sD=0.0110kmol/sW=0.1390kmol/s3.2乙醇和水的物性参数计算3.2.1温度常压下乙醇—水气液平衡组成与温度的关系温度t℃液相中乙醇的摩尔分率%气相中乙醇的摩尔分率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中数据由内差可求得tFtDtW=1\*GB3①tF:×（9.66-8.90）+89.0tF=88.29℃=2\*GB3②tD:×（89.43-77.43）+78.41tD=78.21℃=3\*GB3③tW:×（72.1-3.29）+95.5tW=90.70℃=4\*GB3④精馏段平均温度:===83.25℃=5\*GB3⑤提留段平均温度:===88.495℃3.2.2密度已知:混合液密度:混合气密度:塔顶温度:tD=78.21气相组成yD:yD=80.750%进料温度:tF=88.29℃气相组成yF:yF=42.256%塔底组成:tW=90.70℃气相组成yw:yw=0.2273%(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水的密度,内差法求tFtDtW下的乙醇和水的密度温度t,℃708090100110,kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3,kg/m3977.8971.8965.3958.4951.6tF=88.29℃tD=78.21℃tW=97.70℃所以3.2.3混合液体表面张力由内差法求得在tFtDtW下的乙醇和水的表面张力乙醇表面张力：温度，℃2030405060708090100110σ，mN/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4水表面张力温度，℃020406080100σ，mN/m75.6472.7569.6066.2462.6758.91乙醇表面张力σCF=16.36mN/mσCD=17.30mN/mσCW=16.13mN/m水表面张力σwF=59.55mN/mσwD=62.99mN/mσwW=58.65mN/m塔顶表面张力σD=23.90mN/m原料表面张力σF=53.91mN/m塔底表面张力σw=56.55mN/m(1)精馏段的平均表面张力σ1=(23.90+53.91)/2=38.905mN/m(2)提馏段的平均表面张力：σ2=（56.55+53.91）/2=55.23mN/m3.2.4相对挥发度由xF=8.9%yF=58.41%得由xD=77.88%yD=80.75%得由xW=3.29%yw=22.73%得(1)精馏段的平均相对挥发度提馏段的平均相对挥发度3.2.5混合物的粘度=83.25℃查表，得μ水=0.34155mpa·s,μ醇=0.3969mpa·s=88.495℃查表，得μ水=0.32205mpa·s,μ醇=0.42837mpa·s(1)精馏段粘度：μ1=μ醇x1+μ水(1-x1)=0.39690.2631+0.34(1-0.2631)=0.35611mpa·s提留段粘度:μ2=μ醇x2+μ水(1-x2)=0.39690.05411+0.309(1-0.05411)=0.32780mpa·s3.3理论塔板和实际塔板数的计算回流比的确定：绘出乙醇—水的气液平衡组成，即t-X-Y曲线图，由上图知，点a与纵轴的截距为0.41，即为值XD=0.7788,最小回流比Rmin=0.8995操作回流比R=1.5×Rmin=1.349理论塔板数的确定：图解法求解：YC==0.331,易做得提留段、精馏段和q线的操作线，作图如下：由图知，理论塔板数:精馏段需NT1=10块，提馏段需NT2=3-1=2块。实际塔板数确定：由奥康奈尔公式全塔所需实际塔板数：块精馏段实际板数：提馏段实际板数：进料板位置第22块板。

第四章塔体的主要工艺尺寸计算4.1塔体主要尺寸确定4.1.1塔径的初步计算4.1.1.1气液相体积流量计算（1）精馏段质量流量： 体积流量：（2）提馏段质量流量： 体积流量：4.1.1.2精馏段塔径计算由u=(安全系数)Umax,安全系数=0.6—0.8，Umax=横坐标数值：取板间距：Ht=0.45m,hL=0.06m.则Ht-hL=0.54m查下图可知C20=0.089,取安全系数为0.7，则空塔气速按标准塔径圆整后为=0.9m塔截面积为实际空塔气速为4.1.1.3提留段塔径计算横坐标数值：取板间距：Ht=0.45m,hL=0.06m.则Ht-hL=0.39m查图可知C20=0.08,取安全系数为0.7，则空塔气速按标准塔径圆整后为=0.9m塔截面积为实际空塔气速为综上：塔径D=0.9m，选择单流型塔板，截面积精馏段有效高度提馏段有效高度全塔的有效高度Z=9.0+1.35=10.35m4.1.2溢流装置计算4.1.2.1堰长对单流型，一般取=0.72D=0.648m4.1.2.2溢流堰高度（出口堰高）选择平直堰堰上层高度又查下图得E=1.03塔板上清液层高度在此取精馏段（2）提留段4.1.2.3弓形降液管宽度和截面积由查得，溢流中间降液管宽度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4.1.2.44.1.3塔板设计4.本设计塔径D=0.9m采用分块式塔板4.1.3.2浮阀的选型：F1Q-4B型阀片厚度1.5mm，阀重24.6g，塔板厚4mm. 4.1.3.3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浮阀排列方式采用顺排方式，t/d0应尽可能在3～4的范围内，在此取同一个横排的孔心距t=0.120m（）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塔板开孔率4.2筛板的流体力学验算4.2.1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；

hσ——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。

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=0.047+0.025+0.00049=0.0725m单板的压力降：精馏段平均压强：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=0.042+0.025+0.00062=0.0676m单板的压力降提留段平均压强：4.2.2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)则取，已选定则可见所以符合防止淹塔的要求。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

=3\*GB2⑶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。可见所以符合防止淹塔的要求。4.2.3物沫夹带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为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。提留段取物性系数，泛点负荷系数图泛点率为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。4.2.4漏液点气速当气相负荷减小或踏板上开孔率增大，通过筛孔或阀孔的气速不足以克服液层阻力时，部分液体会从筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。漏液导致办效率下降，严重时将使塔板上不能积液而无法操作。漏液气速指的是漏夜现象明显影响办效率时的气速。当阀孔的动能因子F0低于5时会发生严重漏液，故漏液点的空速可取F0=5的相应孔流气速：精馏段：，故不会发生严重漏液。提馏段：，故不会发生严重漏液。4.3塔板负荷性能曲线4.3.1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80%计算：=1\*GB2⑴精馏段

0.8=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=2\*GB2⑵提留段0.8=整理得：即在操作范围内任取两个值算出

精馏段Ls(m3/s)0.00050.0006Vs(m3/s)1.3021.299提馏段L′s(m3/s)0.0010.002V′s(m3/s)1.5631.5314.3.2液泛线=1\*GB2⑴精馏段

整理得：=2\*GB2⑵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)0.00010.00020.00040.0006Vs1(m3/s)1.9411.9321.9181.906提馏段Ls2(m3/s)0.00010.0010.0020.003Vs2(m3/s)2.5852.6502.6922.7214.3.3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3~5s

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4.3.4漏液线

对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则(1)精馏段

(2)提留段4.3.5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=1.03则由以上1~5作出塔板负荷性能图由上图可知：精馏段：气相最大负荷气相最小负荷提馏段：气相最大负荷气相最小负荷

第五章板式塔的结构5.1塔总高的计算5.1.1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，塔顶部空间高度为1200mm。5.1.2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20min。釜液上方的气液分离空间高度取1.5m。5.1.3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6~8块塔板才设一个人孔，，需经常清洗时每隔3~4块塔板才设一个人孔.本塔中共25块板，需设置3个人孔，每个孔直径为400mm，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，取人孔所在板增至800mm5.1.4裙座裙座高度应考虑的问题包括：

1.底部接管的高度和出入孔的位置

2.塔底抽出泵的灌泵液位

3.塔底再沸器热虹吸循环或强制循环的要求

4.检修方便

5.减压塔底液封要求

6.支撑应力要求

设计时一般取裙座高度为1.5-2m，本塔为常压操作，取裙座2m.进料所在板的板间距由450mm增至550mm或600mm，5.1.5筒体与封头5.1.5.1筒体由D=0.9m选钢板材料为：GB3274则，100%探伤，取壁厚为3mm5.1.5.2封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头，由公称直径D=2600mm，取壁厚为3mm得曲面高度，直边高度。塔总高：5.2接管5.2.1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

查标准系列选取经计算，实际流速u=0.401m2/s5.2.2回流管采用直流回流管取查标准系列选取5.2.3塔底出料管取直管出料查标准系列选取5.2.4塔顶蒸汽出料管直管出气取出口气速查标准系列选取5.2.5塔底进气管采用直管取气速查标准系列选取5.3法兰公称直径/mm法兰外径/mm螺栓孔中心圆直径/mm螺栓孔直径/mm螺栓孔数/mm螺纹/mm法兰厚度/mm法兰内径/mm法兰重量/kg进料管100210170184M16181103.41塔顶蒸汽管107550114M1012150.36塔底出料管107550114M1012150.36塔底进气管80190150184M1618912.94回流管5057140144M1216591.51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、回流管接管法兰、塔底出料管法兰、塔釜蒸汽进气法兰都采用HG/20592-97钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片第六章附属设备的计算6.1热量衡算0℃的塔顶气体上升的焓HvtD温度下，即78.21℃=30℃温度下tw温度下，即90.70℃tD温度下，即78.21℃0℃塔顶以0℃为基准温度由78.21℃到30℃的热量变化温度由99.70℃到30℃的热量变化回流液的焓HR塔顶馏出液的焓HD因馏出口与回流液口组成一样，所以冷凝器消耗的热量QC进料口的热量QFt温度下，即88.29℃ =25℃温度下塔釜残液的焓QW 6.2附属设备的选型6.2.1再沸器塔釜热损失为10%,则设再沸器损失能量Q损=0.1QB加热器实际热负荷再沸器的选型：选用饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926J/(m2.h.oC)料液温度：水蒸气：加热水蒸气的汽化热：r=2259.5kJ/kmol

水蒸气的用量m水=QB/r=查表得水蒸气温度为t=120℃取k=650（w/m2×k）则再沸器的传热面为:由其中Cp=4.187Kj/(kg.h)得A=147m2选取型号为：G.CH800-6-70

6.2.2塔顶回流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500—1500℃本设计取K=700℃)=2926℃)出料液温度：冷却水温度：逆流操作：△t1=58.21℃△t2=43.21℃选用设备型号：G500I-16-406.2.3塔顶产品冷凝器出料液温度：冷却水温度：逆流操作：△t1=43.21℃△t2=10℃选用列管式换热器。6.2.4塔底产品冷凝器出料液温度：冷却水温度：逆流操作：△t1=64.91℃△t2=10℃选用列管式换热器。6.2.5原料预热器原料液由25℃加热到88.29℃，假设加热蒸汽进口温度为130℃，出口温度为60℃，逆流冷凝，取传热系数取K=700℃)=2926℃)加热蒸汽温度：原料液温度：逆流操作：△t1=35℃△t2=45.03℃选用U型管换热器。6.2.6蒸汽喷出器蒸汽喷出器可用蒸汽喷射式泵。

第七章设计评述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，是理论联系实际的桥梁，同时也是我们在学习化工设计基础只是过程的初次尝试。本次课程设计要求我们综合运用基础知识，独立思考。要做好课程设计，不仅要了解工程设计的基本内容，掌握设计的程序和方法，还要求有缝隙和解决工程实际问题的能力。此次设计学到的真的很多。对于我们设计的乙醇-水溶液连续精馏，让自己对于浮阀塔的连续精馏有了一定的认识，至少对于浮阀塔精馏设备有了基础的了解，对于溶液连续精馏的工艺流程有了一定认识。在此次设计过程中，知道了查取数据及取合适数据的重要性，在选取设备时都是需要不断地核算，核算是否符合生产要求及其安全要求，才能选出适合的设备。在计算过程中需及其的认真，某个地方错了可能就得全部重来算一遍。当然在进行设计时分析、思考是很关键的，如何计算，选用何种计算公式都得通过认真思考。本次设计心得