乙醇-水板式精馏塔设计方案.doc

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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流乙醇-水板式精馏塔设计方案.精品文档.化工原理课程设计设计题目：设计生产能力为50吨/日的二级酒精精馏塔姓 名： 宋健 班 级： 0640801 学 号： 08340110 指导教师： 何从林老师 目 录一、绪论41.1课程设计的目的41.2设计依据41.3设计内容及任务51.3.1设计题目51.3.2设计任务及条件：51.4设计内容：5二、塔板的工艺设计52.1精馏塔全塔物料衡算52.1.1物料衡算52.2常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系62.2.1温度62.2.2密度72.2.3混合液体表面张力92.2.4混合物的粘度122.

2、2.5相对挥发度132.3理论塔板的计算132.4塔径的初步设计152.4.1气液相体积流量计算152.4.2精馏段塔径计算162.4.3提馏段塔径计算172.5溢流装置172.5.1堰长172.5.2弓形降液管的宽度和横截面182.5.3降液管底隙高度192.6塔板分布，浮阀数目与排列202.6.1塔板分布202.6.2浮阀数目与排列20三、流体力学验算213.1 气体通过浮阀塔板的压降（单板压降）213.1.1精馏段213.1.2提馏段223.2 淹塔223.2.1精馏段223.2.2提馏段233.3 物沫夹带233.3.1精馏段233.3.2提馏段243.4 塔板符合性能图243.4.1

3、物沫夹带线243.4.2液泛线253.4.3液相负荷上限263.4.4漏液线263.4.5液相负荷下限263.4.6塔板负荷性能图273.5 浮阀塔工艺设计计算结果27四、塔附件设计294.1 接管设计294.1.1进料管294.1.2回流管304.1.3塔底出料管304.1.4塔顶蒸汽出料管304.1.5塔底进气管304.2 人孔30五、塔体总高度的设计315.1 塔顶部的空间高度315.2 塔底部空间高度315.3塔体总高度31六、塔附属设备（换热器）设计316.1冷凝器的选择316.2再沸器的选择32参考文献32一、绪论1.1课程设计的目的化工原理课程是由化工原理理论、化工原理实验以及化

4、工原理课程设计三个教学环节组成，该课程是普通高等学校化学工程与工艺专业及相关专业的专业基础课。化工原理车程设计是学生学过基础课以及化工原理理论与实验后进一步学习化工设计的基础知识，培养刮宫设计能力的重要教学环节。通过该环节的实践，可是学生初步掌握化工单元操作设计的基本程序与方法，得到化工设计能力的基本锻炼。化工原理课程设计是以实际训练为主的课程，设计前学生应在认识实习及生产中到工厂了解设备结构，收集设计数据，而后在教室指导下完成一定的化工设备设计任务书，已达到培养设计能力的目的。1.2设计依据课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热能的利用。（1） 操作压力精馏常

5、在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。一般来说，常压精馏最为简单经济，若无聊无特殊要求，应尽量在常压下操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提操作压力还可以提高塔德处理能力。所以我们采用塔顶压力为1.03atm进行操作。（2） 进料状况 进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较好控制。此外，泡点进料时，精馏段和提馏的塔径相同，设计制造比较方便。故本实验采

6、用泡点进料。（3）加热方式 精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。本实验采用直接蒸汽加热。（4）热能的利用 精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后在用于加热釜液。1.3设计内容及任务1.3.1设计题目设计生产能力为50吨/日的

7、二级酒精精馏塔1.3.2设计任务及条件：（1）、进料含乙醇29.8，其余为水（均为质量分数，下同）（2）、生产乙醇含量不低于95；（3）、釜残液中乙醇含量不高于0.2；（4）、生产能力50T/D乙醇产品，每日开工 24小时（5）、操作条件： a、直接蒸汽加热；b、塔顶压力：1.03atm（绝对压强）c、进料热状态：泡点进料；d、回流比大致范围 3.5-4.5 1.4设计内容： （1）、流程的设计与说明； （2）、塔板和塔径的计算； （3）、塔盘结构的设计： a、浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； b、流体力学验算； c、塔板负荷性能图。 （4）、其它：a、加热蒸汽消耗量； b、冷凝器的传热面积及冷却

8、水的消耗量。二、塔板的工艺设计2.1精馏塔全塔物料衡算2.1.1物料衡算F：进料量（kmol/s） XF ：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） XD：塔顶组成W：塔顶残液流量（kmol/s） XW ：塔底组成原料乙醇组成：XF = =14.24%塔顶组成：XD = =85.44%塔釜组成：XW = =0.078%塔顶产品流量：D =50T/D=0.0136kmol/s物料衡算式为：F=D+W F XF =D XD +W XW表1 物料衡算数据记录F0.0667kmol/hXF14.24%D0.011kmol/hXD85.44%W0.0556kmol/hXW0.078%2

9、.2常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系表2 乙醇-水溶液的气液平衡数据乙醇摩尔分数温度/乙醇摩尔分数温度/液 相气 相液 相气 相0.000.001000.32730.582681.50.1900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.55

10、8082.30.89430.894378.152.2.1温度利用表中数据由插值法可求得tW , tF , tD . tF ：，tF=84.78 tD ： ，tD =78.22 tW ： ，tW= 99.82 精馏段平均温度 : 提留段平均温度 ： 92.32.2.2密度已知 ：混合液密度 ： (a为质量分数， 为平均相对分子质量) 混合气密度：塔顶温度 ：tD =78.22气相组成yD ： yD =86.39%进料温度 ：tF =84.78气相组成yF : yF =48.71%塔底温度 ：tW =99.82气相组成 ：yw = yW =0.68%1) 精馏段液相组成x1 ：x1 =（xD +

11、xF ）/2 , x1 =49.82%气相组成y1 ：y1 =（yF + yD ）/2 ，y1=67.55%所以 L1 =46*0.4984+18*(1-0.4984) =31.96 kg/kmol V1=46*0.6755+18*(1-0.6755)=36.91kg/kmol2) 提馏段液相组成x2 ：x2 =（xw + xF ）/2 , x2=7.14%气相组成y2 ：y2 =（yF + yw ）/2 ，y2=24.7%所以 L2=46*0.0716+18*(1-0.0714) = 20kg/kmol V2=46*0.247+18*(1-0.247) = 24.91kg/kmol不同温度下

12、乙醇和水的密度温度/乙醇/水/温度/乙醇/水/80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在tD tF tW 下的乙醇和水的密度（单位：）。tF =84.78 , , =730.22 ，=968.74 , =882.82tD=78.22 , ，=738.14 ，=973.08 , =765.03tW=99.82 , , =712.22 , =958.82 , =957.87所以 kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol kg/kmol2.2.3混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算：注：

13、，A=B+Q , , 式中，下脚标 w，o，s分别表示水，有机物及表面部分；，指主体部分的分子数；，指主体部分的分子体积；，为纯水，有机物的表面张力；对乙醇q=2。由不同温度下乙醇和水的表面张力温度/ 乙醇表面张力/ 水表面张力/70 18 64.380 17.15 62.690 16.2 60.7100 15.2 58.8求得在tD ，tF， tW 下的乙醇和水的表面张力（单位：） 乙醇的表面张力： ，=16.70 , =17.31 , =15.22 水的表面张力： , =61.69 ，=62.91 ，=58.83 塔顶表面张力：=lg0.0015=-2.6198 A=B+Q=-2.8239

14、-0.7638=-3.383 联立方程组 ，+=1代入求得 =0.02 ，=0.98=0.02(62.91)1/4+0.98(17.31)1/4 , =18.13原料表面张力： =lg1.149=0.0575 A=B+Q=0.0575-0.7407=-0.6832联立方程组 , 代入求得 ， ，=28.25塔底表面张力： A=B+Q=2.559-0.694=1.865联立方程组 , 代入求得 , =58.031) 精馏段的平均表面张力为：= 2) 提留段的平均表面张力为：2.2.4混合物的粘度计算公式： 式中 液体温度为T时的粘度，mPas T温度，K A,B液体粘度常数水粘度计算公式：=0.

15、01779/（1+0.03368t+0.000221t2） t（）+273.15K mPas ， mPas+273.15K mPas ，mPas1）精馏段粘度 ： mPas2）提馏段粘度 ： mPas2.2.5相对挥发度由得由得 由得 1） 精馏段的平均相对挥发度：=3.172） 提馏段的平均相对挥发度：=7.01 2.3理论塔板的计算理论版：指离开此版的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。本次试验采用图解法计算理论板数。根据1.01325Pa下乙醇-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。泡点进料，所以q=1，即q为直线x=xF。根据相平衡曲线和精馏段提馏段方程，用Auto CAD

16、2004绘制相平衡曲线，过与对角线焦点做平衡线下凹部分的切线，切点坐标为（） ，（）=（0.1424，0.3829）最小回流比为=1.958 R=2=3.916在图上画操作线，由点（0.8544,0.8544）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于0.00078为止，由此的到理论版数NT=20(包括再沸器)加料版为第17块理论板。绘图结果如图所示板效率与塔板结构,操作条件没物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度，板效率可用奥康奈公式计算。其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度。 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa

17、s1） 精馏段已知=3.17 1=0.3948 mPas 所以 ，2） 提留段已知， mPas所以 , 全塔所需实际塔板数：全塔效率：加料板位置在第39块塔板2.4塔径的初步设计2.4.1气液相体积流量计算根据xy图查图计算：=1.958取R=2=3.9161)精馏段 L=RD=3.9160.011=0.0431kmol/s V=(R+1)D=(3.916+1) 0.011=0.054kmol/s 已知 则质量流量：体积流量： 2)提馏段 本设计为泡点进料，所以q=1。 已知则质量流量：体积流量：2.4.2精馏段塔径计算由u=（安全系数） ，安全系数=0.60.8， ,式中C可由史密斯关联图查

18、出。横坐标数值取板间距HT=0.4m hL=0.06 则HT- hL=0.34m图3 smith图查图可知，C20=0.076 , =0.074 圆整：，空塔气速：2.4.3提馏段塔径计算横坐标数值：取板间距： HT=0.4m hL=0.06 则HT- hL=0.34m查图可知： C20=0.072 圆整D2=1.3m 横截面积空塔气速：2.5溢流装置2.5.1堰长取=0.75D=0.751.3=0.975m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度按下公式计算（近似取E=1）1） 精馏段2)提留段2.5.2弓形降液管的宽度和横截面查图得：，则：，验算降液管内停留时间：精馏段：提留段：停留时间5

19、s故降液管可用。2.5.3降液管底隙高度1）精馏段：取降液管底隙的流速，则，取=0.02m2） 提留段：取，则m取=0.03m2.6塔板分布，浮阀数目与排列2.6.1塔板分布本设计塔径D=1m，因为直径在900mm以上，所以采用分块式塔板，一遍通过入孔装拆塔板。根据下表得塔板分块数为3块。塔径/mm 塔板分块数8001200 314001600 418002000 522002400 62.6.2浮阀数目与排列1）精馏段取阀孔动能因子=12，则孔速为每层塔板上的浮阀数目为 个取边缘区宽度为，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插排，取同一个横排的孔心距t=

20、75mm。则排间距： 若按t=75mm t=48mm，以等腰三角形插排方式作图，排得阀数139个。按N=139重新核算孔速及阀孔的动能因子 =9.45m/s阀孔动能银子变化不大仍在913范围内。塔板开孔率=2）提馏段：取阀孔动能因子，则孔速m/s每层塔板上浮阀数目为 个按t=75估算排间距：取t=75 80 排得阀数为117个按N=117重新核算孔速以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= 三、流体力学验算3.1 气体通过浮阀塔板的压降（单板压降）可根据计算3.1.1精馏段1）干板阻力 m/s因为，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，

21、可忽略不计，因此与气体流经塔板的压强相当的液柱高度为：3.1.2提馏段1）干板阻力因，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强相当的液柱高度为：3.2 淹塔为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中的清液高度 ，即3.2.1精馏段1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度2）液体通过降液管的压头损失 m3）板上液层高度，则取，已选定则m可见，所以符合防止淹塔的要求。3.2.2提馏段1）单板压降所相当的液柱高度2）液体通过降液管的压头损失3） 板上液层高度，则m取，已选定则m可见，所以符合防止淹塔的要求。3.3 物沫夹带3.3.1精馏段泛点

22、率=板上液体流经长度：板上液流面积：取物性系数K=1.0，饭店负荷系数 泛点率=63.55%对于大塔，为了避免过量的物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足3.3.2提馏段取物性系数K=1.0，饭店负荷系数 泛点率=51.19%由以上计算可知，符合要求。3.4 塔板符合性能图3.4.1物沫夹带线 泛点率=据此可作出符合性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算。1）精馏段 0.8= 整理得：由上式知物沫夹带线作为直线，则在操作范围内任取两个值，可算出VS2)提馏段0.8=整理得：=2.66-37.59在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值计算如表所示： 精馏段 提馏

23、段/() VS/() /() /()0.002 1.980.01 1.750.002 2.580.01 2.28 3.4.2液泛线由此确定液泛线，忽略式中而 1)精馏段 整理得：2）提馏段整理得：在操作范围内，任取若干个Ls值，算出相应的Vs值计算如图所示： 精馏段 提馏段/() /() /() /()0.001 3.020.003 2.840.004 2.740.007 2.360.001 3.360.003 3.200.004 3.120.007 3.013.4.3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35s液体降液管内停留时间 以=5s ，作为液体在降液管内停留时间的下

24、限，则3.4.4漏液线对于F1型重阀，依=5作为规定气体最小负荷标准，则1）精馏段 2）提馏段 3.4.5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，该线为与气相流量无关的竖直线。取E=1 ，则3.4.6塔板负荷性能图3.4.13.4.5作出踏板负荷性能图如图示：由塔板负荷性能图可知1） 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜操作区内的适中位置；2） 塔板上的气液相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；3） 按固定的气液比，由图可查出踏板的气液相负荷上限，气相负荷下限所以：精馏段操作弹性=4.61 提馏段操作弹性=5.343.5 浮阀塔工艺设计计算结

25、果浮阀塔工艺设计计算结果 项目数值 塔径D/m1.3 板间距0.4塔板类型单溢流弓形降液管 ，分块式塔板板上液层高度0.06空塔气速精馏塔1.18提馏塔1.22 溢流堰长度 0.975溢流堰高度精馏段0.0505提馏段0.0464 降液管截面积0.159 降液管高度0.234降液管底隙高度精馏段0.017提馏段0.025 浮阀数N/个（等腰三角形插排）精馏段N/个139提馏段N/个117 开孔率%精馏段%12.5%提馏段%11.56%实际动能因数F0精馏段10.65提馏段10.55阀孔气速精馏段10.65提馏段13.14孔阀中心距（同一横排孔心距）0.075排间距t/m（相邻横排中心距离）精馏

26、段/m0.048提馏段/m0.056单板压降精馏段629.8提馏段658.4液体在降液管内的停留时间精馏段38.08提馏段26.68降液管内的清液高度精馏段0.1392提馏段0.1345泛点率精馏段/%63.55提馏段/%51.19气相负荷上限精馏段7.46提馏段8.67气相负荷下限（物沫夹带控制）精馏段0.65提馏段0.73操作弹性（漏液控制）精馏段4.61提馏段5.34四、塔附件设计4.1 接管设计4.1.1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： ，取查标准系列选取4.1.2回流管采用直管回流管，取 查表取4.1.3塔底出料管

27、采用直管出料管，取 查表取4.1.4塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速则4.1.5塔底进气管采用直管，取气速则4.2 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以达到要求，一般每隔1020块塔板才设一个人孔，本塔共需49块板，设置4个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置入孔处，板间距为600mm，裙座上应开两个人孔，直径为450mm，人孔深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状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。五、塔体总高度的设计5.1 塔顶部的空间高

28、度塔顶部的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。5.2 塔底部空间高度塔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5min。5.3塔体总高度六、塔附属设备（换热器）设计6.1冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500kcal/（m2h）本设计取 K=700 kcal/（m2h）=2926J/（m2h）出料液温度98.22（饱和气）78.173（饱和液）冷却水温度2035逆流操作设备型号：G500I16406.2再沸器的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取

29、K=2926 J/（m2h）料液温度：99.815100，水蒸气温度：120120逆流操作：换热面积：根据全塔热量衡算，得设备型号：GCH800670参考文献【1】王国胜主编 ，化工原理课程设计 ，大连；大连理工大学出版社，2006【2】姚玉英等. 化工原理M. 下册. 天津:天津大学出版社. 2001【3】陈敏恒,丛德滋,方图南等. 化工原理M. 上下册,第三版. 北京：化学工业出版社. 2008.01【4】谭蔚等化工设备设计基础天津：天津大学出版社，2007【5】作者不详 ，化工设备图册塔设备 ，上海；上海化学工业设计院石油化工设备设计建设组 1974.06【6】中国石化集团上海工程有限公司 ，化工工艺设计手册 第三版 ，北京；化学工业出版社 2003