乙醇水连续筛板精馏塔的设计.doc

成绩 课程设计说明书题目 乙醇水连续筛板式精馏塔的设计 课 程 名 称 化工原理 院 系 专 业 班 级 学 生 姓 名 学 号 指 导 教 师 目录第一章 绪论2一、目的：2二、已知参数：3三、设计内容：3第二章 课程设计报告内容3一、精馏流程的确定3二、塔的物料衡算4三、塔板数的确定4四、塔的工艺条件及物性数据计算6五、精馏段气液负荷计算10六、塔和塔板主要工艺尺寸计算10七、筛板的流体力学验算16八、塔板负荷性能图18九、筛板塔的工艺设计计算结果总表22十、精馏塔的附属设备及接管尺寸23第三章 总结23.乙醇水连续精馏塔的设计第一章 绪论一、目的：通过课程设计进一步巩固课本所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇70%的乙醇水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于90%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均为质量分数）。二、已知参数：（1）设计任务l 进料乙醇 X = 70 %（质量分数，下同）l 原料流量 Q = 20t/dl 塔顶产品组成 > 90 %l 塔底产品组成 < 0.1 % （2）操作条件 l 操作压强：常压l 精馏塔塔顶压强：常压l 釜加热方式:直接蒸汽l 进料热状态：饱和蒸汽进料l 回流比：自定待测l 冷却水： 20 l 加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPal 单板压强： 1kpal 塔顶为全凝器，中间饱和蒸汽进料，筛板式连续精馏三、设计内容：（1） 设计方案的确定及流程说明（2） 塔的工艺计算（3） 塔和塔板主要工艺尺寸的计算（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）（4） 设计结果概要或设计一览表（5） 精馏塔工艺条件图（6） 对本设计的评论或有关问题的分析讨论第二章 课程设计报告内容一、精馏流程的确定乙醇、水混合料液经原料预热器加热至饱和后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。二、塔的物料衡算(一) 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数(二) 平均摩尔质量(三) 物料衡算 原料液流量 F=20000/(24*31.44)=26.51 kmol/h总物料衡算 易挥发组分物料衡算 联立以上三式得 三、塔板数的确定(一) 理论塔板数的求取 乙醇、水属理想物系，可采用M.T.图解法求1.根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x图附表 乙醇水气液平衡数据液相中乙醇的摩尔分数气相中乙醇的摩尔分数液相中乙醇的摩尔分数气相中乙醇的摩尔分数0.00.00.250.5510.010.110.300.5750.020.1750.40.6140.040.2730.50.6570.060.340.60.6980.080.3920.70.7550.10.430.80.820.140.4820.8940.8940.180.5130.950.9420.20.5251.01.0 图：乙醇水的y-x图及图解理论板2. 乙醇水体系的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a（）作平衡线的切线并延长与y轴相交，截距 取操作回流比故精馏段操作线方程 即3.作图法求理论塔板数得（包括再沸器）。其中精馏段理论板数为7层，提馏段为4层（包括再沸器），第4层为加料板。精馏段：提馏段： (三)实际塔板数N精馏段层提馏段层全塔板数： N= 22 块四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算（一）操作压强Pm塔顶压力取每层塔板压强降则进料板压强塔底压强压强Pd=101.3+22*1=121.3kpa精馏段平均操作压强提馏段平均操作压强（二）温度tm 依据操作压力，通过方程试差法计算出露点温度，其中水、乙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。 方程为式中：溶液中组分的摩尔分数；溶液上方的总压，Pa；同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa。（下标A表示易挥发组分，B表示难挥发组分） 安托因方程为式中：在温度为T时的饱和蒸汽压，mmHgT温度，A,B,CAntoine常数，其值见下表。附表 Antoine常数组分ABC乙醇8.044961554.3222.65水7.966811668.21228计算结果如下：塔顶温度公式：进料板温度公式：塔底温度公式：则精馏段平均温度提馏段平均温度（1）相对挥发度的计算：乙醇水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用各温度下的几何平均值来表示。=2.32（2）求平均温度 = =90.90 (C)下 A= 0.449mpas B=0.3281 mpas则L=（1）=0.48×0.449（10.48）×0.3281 =0.3861mpas = 2.32×0.3861=0.8958（2）求板效率ET由=0.8958，由化工原理(下)41页图10-20查得 ET=50%，查得：不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示：表2-1液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15 根据以上数据画出以下乙醇-水的t-x（y）相平衡图，以及乙醇-水的x-y图，见图1和图2.（三）平均摩尔质量Mm塔顶 查气液平衡曲线，可得进料板 即查气液平衡曲线，可得 则精馏段平均摩尔质量：平均密度 由和：1/=a/+a/ A为乙醇 B为水 塔顶：在81.75下：=744.289() =972.870()=0.90/744.289+（1-0.90）/972.870 则=758.716( )进料:在进料温度87.31下：=729.9() =965.3() a = 则=921.0() 即精馏段的平均液相密度=(758.716+921.0)/2=839.858() 平均气相密度=1.180()液体平均粘度液相平均粘度依下式计算：(1) 塔顶: 查和中图表求得在81.75下：A是乙醇，B是水=0.504; =0.367; lg=0.78lg(0.504)+0.22lg(0.367) 则=0.477 ()(2) 进料: 在87.31下： =0.428 ; =0.3165。lg=0.48lg(0.428)+0.52lg(0.3165) 则=0.3226 ()=（+）/2=（0.477+0.3226）=0.3998液体表面张力 (1)塔顶: 查和求得在81.75下： ()(2)进料: 在85下： ()则 =(+)/2=(26.194+58.01)/2=42.102(五、精馏段气液负荷计算六、塔和塔板主要工艺尺寸计算（一） 塔径D参考表4-1，初选板间距,取板上液层高度表4-1 板间距与塔径的关系塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT/mm200300300350350450450800600 图4-5 Sminth关联图查图4-5可知，依照下式校正C取安全系数为0.70，则故按标准，塔径圆整为0.6m，则空塔气速 （二）溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1.溢流堰长 为0.66D，即 2.出口堰高由 ，图4-9 液流收缩系数计算图查图4-9，知E =1 则故 3.管滴宽度与降液管滴面积 由 图4-11 弓形降液管的宽度和面积查图4-11，得 ，故 由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 (符合要求)4.降液管底隙高度取液体通过降液管底隙得流速 ，依下式计算降液管底隙高度 （符合要求）（三）塔板布置1.取边缘区宽度，安定区宽度2.依下式计算开孔区面积其中 其中:出口堰高 how堰上液层高度 降液管底隙高度 进口堰与降液管的水平距离 进口堰高 降液管中清液层高度 板间距 堰长 弓形降液管高度 无效周边高度 安定区宽度 D塔径 R鼓泡区半径 x鼓泡区宽度的1/2 t同一横排的阀孔中心距 (单位均为m) （四）筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，一般碳钢的板厚，取，故孔中心距依下式计算塔板上的筛孔数n，即依下式计算塔板上的开孔区的开孔率，即 （在5%15%范围内）每层塔板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速 （五）塔有效高度Z（精馏段）(六) 塔高计算七、筛板的流体力学验算（一）气体通过筛板压强降的液柱高度 依式 1. 干板压强降相当的液柱高度依 图4-13 干筛孔的流量系数查图4-13， 2. 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度 图4-14 充气系数关系图由图4-14查取板上液层充气系数为0.578。 依右式 3. 克服液体表面张力压强降相当的液柱高度依式（4-41）故 m 单板压强降（二）雾沫夹带量的验算 依式（4-41） 式中，塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即=（0.4）=2.5=2.5×0.07=0.175待添加的隐藏文字内容3故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。（三）漏液的验算筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液。（四）液泛的验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度。 取，则故，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1） （a） 近似取 ， 故 （b）取雾沫夹带极限值为0.1kg液/kg气，已知，并将式（a）、（b）代入,得下式：整理得 （1） 在操作范围内，任取几个值，依（1）式算出相应的值列于下表中。0.5780.5040.4560.415 依表中数据在图中做出雾沫夹带线（1），如图4-24所示。（二）液泛线（2） （*） 近似取 ， 故 （c） (已算出) 故 （d） （e）将为0.45m，为0.0652m，及式（c）（d）（e）代入（*）式得：整理得： （2）在操作范围内取若干值，依式（2）计算值，列于下表中。0.55 0.530.520.50依表中数据做出液泛线（2），如图4-24中线（2）所示。（三）液相负荷上限线（3） 取液体在降液管中停留时间为5s， 液泛负荷上限线（3）在坐标图上为与气体流量无关得垂直线，如图4-24线（3）所示。（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）由 、代人式漏液点气速式： 前已算出为0.016m2，代入上式并整理，得 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个值，依（4）式计算相应得值。0.1480.1530.1570.159列于下表中，依附表中数据作气相负荷下限线（4），如图4-24中线（4）所示。（五）液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度，作为液相负荷下限条件，依下式计算，取，则 整理上式得 （5） 依此值在图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图7所示。将以上5条线标绘于图4-24（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与线(4)的交点相应气相负荷为，OP线与气相负荷下限线（1）的交点相应气相负荷为。其中P(，)即（0.24×，3.69×10-4） 可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。 精馏段的操作弹性九、筛板塔的工艺设计计算结果总表 筛板塔的工艺计算结果汇总见表10序号项目数值1平均温度tm，92.992平均压力Pm，kPa120.353气相流量Vs，（m³/s）2.2984液相流量Ls，（m³/s）0.00265实际塔板数536有效段高度Z，m23.757塔径，m1.68板间距，m0.459溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，m1.05612堰高，m0.05813板上液层高度，m0.0714堰上液层高度，m0.01215降液管底隙高度，m0.03116安定区宽度，m0.08517边缘区宽度，m0.0618开孔区面积，m²1.3919筛孔直径，m0.00620孔中心距，m0.01821筛孔数目495522开孔率， %10.123空塔气速，m/s1.2324筛孔气速，m/s16.3725稳定系数1.8726每层塔板压降，Pa69127负荷上限液沫夹带控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带eV，(kg液/kg气)0.01830气相负荷上限，m³/s3.8231气相负荷下限，m³/s1.1332操作弹性3.38精馏塔的附属设备及选型3.1 辅助设备的选型本精馏塔选用直接蒸汽加热，其附属设备主要有塔顶冷凝器、预热器、进料泵等。列管换热器具有结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等优点，被广泛应用与化工生产中，特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛，而且设计数据和资料较为完善，技术上比较成熟。因此,以下的冷凝器采用列管换热器。3.1.1 直接蒸汽加热本设计中，水为难挥发组分，采用直接蒸汽加热方式，以提高传热效果，并节省再沸器。热量衡算在tw=100.00时，查和：rA=36.98KJ/mol rB=40.81KJ/molr m =0.000078236.98+(1-0.0000782) 40.81=40.810 KJ/mol106 KJ/h设实际热损失为5%,则： Q实际=Q/（1-0.05）=3.156106 0.95=3.31106 KJ/h 加热蒸汽消耗量：W=8.11104 mol/h 3.1.2冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔顶蒸汽在壳程冷凝，冷却水在管程流动，以提高传热系数和便于排出凝液。热量衡算 已知: 在78.30时： 查和： rA=38.78 KJ/mol rB=41.61KJ/mol=0.78×38.78+（1-0.78）×41.61=39.40 KJ/mol塔顶蒸汽效出的热量=39.34100039.40=1.510冷却水出口温度不宜超过50在30时，KJ/Kg·K-1 设冷却水进口温度为20，出口温度为40，则水的冷却用量为：=997.14设传热方式为逆流传热选型 查书取=1000=换热器面积： A=7.52m查书可选G273-25-8.7型列管式换热器,主要设计参数如下:A=8.7m，管长L=3000，管程数2,公称直径DN=273mm，碳钢管3.2 塔的主要接管尺寸的选取接管尺寸由管内蒸气、液体速度及体积流量决定。本塔的接管均采用YB231-64热扎无缝钢管5。3.2.1塔顶蒸气管路近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率,则塔顶蒸汽直径=选管: 选取 u=22.99(m/s)3.2.2塔顶冷凝水管路 设冷凝水进口温度为20 ,出口温度为40。则在平均温度30下：Lw =冷凝水管直径选管: 选取 u=(m/s)3.2.3塔顶液相回流管路已知回流液体流率为, 则回流管直径选管: 选取 u=3.2.4加料管路=26.51 , 查和得，在30下： ,设此时u=1 m/s 得：选管: 选取 u= 3.2.5塔釜残液流出管已知釜液体积流率 =0.0033kmol/s查和得在100下： 得：釜液出口管直径，选管: 选取 u=3.2.6冷却水出口管路在（20+40）/2=30下：，选管: 选取 u=3.2.7塔顶馏出液管路选管: 选取 u=接口管路汇总表项目尺寸或型号（热扎无缝钢管）Di(mm)塔顶蒸汽管塔顶冷凝水管路 塔顶馏出液管回流管加料管釜液排出管冷却水出口管3.3输送泵的选取泵的分类泵按作用与液体的原理一般分为叶片式和容积式, 本设计使用的离心泵在化工厂是很常见的，其性能普遍适用于一般的液体输送。因此本设计选用离心泵输送各液体。选泵原则根据介质物性,已经确定的流量,扬程,再从化工原理下册附表中选择泵的具体型号，察看性能参数（包括流量、扬程或压差、效率、允许吸上高度或允许其容度）。进料泵的选型原料流量：从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高<8.5m.查表选取冷却泵 ,如下表所示：型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kW轴功率电机功率 IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.55(2) 馏出液冷却水泵的选型 馏出液冷却水流量为：从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高<8.5m.查表选取冷却泵 ,如下表所示：型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kW轴功率电机功率 IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.55带控制点的工艺流程图见附图2。4 塔高的确定及塔的其它工艺条件 板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。4.1 塔高的设计计算 4.1.1塔高的确定塔高主要由下列部分组成:塔顶空间，塔底空间,有效塔高,加料板空间高度及群座高度即: =+塔顶空间的确定塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的距离。其距离取远高于板间距的值，本设计计算中板间距为0.45m，根据经验取塔顶空间=1.2m，（塔顶封头1米）。塔底空间的确定塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由塔底贮液取停留时间和塔底液面到最下层塔板间距（一般要有1-2m）决定。本塔设计取 则 =有效塔高的确定=（10-1）0.3+220.45=12.6m其中：为实际塔板数；为板间距。塔顶封头HF的确定=(1/4)D=0.15m裙座高度HS的确定为了制作方便,裙座为圆形,HS/D=3,HS=3×1=3 m人孔 本精馏塔中设计了4个人孔，孔径均为400 mm.最后算得：=+=1.2+1.88+12.6+0.15+3=18.83 m全塔结构说明图见附图34.1.2塔板结构的确定本设计采用分块式，将塔板分为三块。5 设计结果概要及汇总表全塔工艺设计结果总汇设计内容及符号单位精馏段理论塔板数NT块13实际理论塔板数N块26理论板效率E%51液体流量L118.55气体流量V159.00液体流量Ls 0.0013气体流量Vs1.29定性温度0C84.15定性压力PKPa101.325板间距HT0.45塔径D1空塔气速2.099塔板溢流形式单溢流-溢流管形式弓型-堰长0.7堰高0.0496降液管宽度0.142降液管面积0.0667边缘区宽度0.04安定区宽度0.08鼓泡区面积0.473筛孔数n个2455孔径d05.0孔间距t15塔板开孔率%10.1总开孔面积A00.0482 筛孔气速27.10板压降m液柱0.1416降液管低隙高度h00.04堰上液层高度h10.40降液管停留时间10.13降液管内清液层高度H0.218降液管内泡沫高度H0.355板上充气液层阻力h0.1021 雾沫夹带evKg液/Kg气0.0642负荷上限 -雾沫夹带控制负荷下限 -漏液控制气相最大负荷 1.70气相最小负荷 0.39稳定系数k-2.612操作弹性-4.36设计内容及符号单位提馏段理论塔板数NT块5实际塔板数N块10液体流量233.67气体流量77.33理论板效率E%51液体流量0.0014气体流量0.643定性温度0C93.00定性压力PKPa101.325板间距HT0.3塔径D1空塔气速2.156 塔板溢流形式单溢流-溢流管形式弓型-堰长0.7堰高0.05降液管宽度0.149 降液管面积0.0691边缘区宽度0.04安定区宽度0.08鼓泡区面积0.468筛孔数n个1351孔径d05.0孔间距t20塔板开孔率%5.67总开孔面积A00.0265筛孔气速24.08板压降m液柱0.0922降液管低隙高度h00.0255堰上液层高度h10.4降液管停留时间19.40降液管内清液层高度H0.212降液管内泡沫层高度H0.354板上充气液层力h0.1021雾沫夹带evKg液/Kg气0.0642负荷上限 -雾沫夹带控制负荷下限 -漏液控制气相最大负荷 0.88气相最小负荷 0.27稳定系数k-2.4操作弹性-3.48塔高Hm19.78第三章 总结两个周的化工原理课程设计已经圆满结束。在此感谢我们的指导老师张老师对我们悉心的指导，感谢同学给予我的帮助。通过本次设计，让我很好的锻炼了理论联系实际，与具体项目、课题相结合设计的能力。既让我们懂得了怎样把理论应用于实际，又让我们懂得了在实践中遇到的问题怎样用理论去解决。在本次设计中，我们还需要大量的以前没有学到过的知识，所以我们就上网，图书馆找资料。在查阅资料的过程中，我们要判断优劣、取舍相关知识，不知不觉中我们查阅资料的能力也得到了很好的锻炼。在设计过程中，总是遇到这样或那样的问题。有时发现一个问题的时候，需要做大量的工作，花大量的时间才能解决。验算的时候只要一个不合格，那么必须全部重来，不断的改正，不断地吸取教训，才能不断的进步，得到最终的设计成果。 通过该课程设计，全面系统的理解了精馏塔的一般原理和基本实现方法。把死板的课本知识变得生动有趣，激发了学习的积极性。把学过的精馏塔的知识强化，能够把课堂上学的知识通过自己设计的精馏塔表示出来，加深了对理论知识的理解。以前对与精馏塔 认识是模糊的，概念上的，现在通过自己动手做实验，从实践上认识了精馏塔是如何运行的，各个部件之间的关系，对精馏塔原理的认识更加深刻。课程设计中程序比较复杂。在这次课程设计中，我就是按照实验指导的思想来完成。加深了理解精馏塔的内部功能及内部实现，培养实践动手能力。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计还存在一些瑕疵，但是在设计过程中所学到的东西是这次课程设计的最大收获和财富，结果固然重要，但过程才是最让人受益匪浅的。 参考文献（1）化工传递与单元操作课程设计。贾绍义，柴诚敬。天津大学出版社，2002。（2）化工原理。陈迁乔，王娟，曲虹霞，马卫华。国防工业出版社，2007。（3）化工过程及设备设计。华南理工大学出版社，1986。（4）化工设计。王静廉，黄璐。天津大学出版社，1989。（5）化工原理。谭天恩，麦本熙，丁惠华。化学工业出版社，1992。