精馏塔设计化工原理课程设计.docx

一、设计方案的确定1.塔型：选用重型浮阀塔F1型浮阀塔的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）内。一般情况下采用重阀，只有在处理量大并且要求压强降得很低的系统（如减压塔）中，采用轻阀。由于本设计采用常压操作即可完成任务故采用重阀。重阀采用厚度未2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g。浮阀塔具有以下优点：生产能力大；操作弹性好；塔板效率高；气体压强及液面落差较小；使用周期长；结构简单，便于安装；塔的造价低等。2.操作压力：常压精馏 因为常压下乙醇水湿液态混合物，其沸点较低（小于100），故采用常压精馏就可以分离。3.进料状态：泡点进料泡点进料的操作容易控制，而且不受季节的影响；另外泡点进料时精馏段和提留段塔径相同，设计和制造比较方便。4.加热方式：采用间接蒸汽加热5.冷却剂与出口温度：采用25常温水为冷却剂，出口温度是406.回流方式：泡点回流 泡点回流易于控制，设计和控制是比较方便，而且可以节约能源。3.1工艺条件和物性参数的计算3.3.1将质量分数转换成摩尔分数质量分数： 摩尔分数： 3.1.2物料衡算摩尔流量：原料处理量 故摩尔流量 由 质量流量： 3.1.3平均分子量3.1.4理论塔板数的求取（图解法）乙醇水气液平衡数据做图（1） 最小回流比从下图读得，精馏线的斜率为，故（2） 精馏段方程，故取则精馏段方程为：（3） 提留段方程， ，则提留段方程为：故得到下图：由图得到全塔共需理论塔板13块，扣除再沸器后理论塔板数，其中精馏段12块，提留段0块3.1.5全塔效率（1）作图：（2）计算黏度从图查得，则由流体力学与传热附录二和P257液体粘度共线图可得水和乙醇在不同温度下的粘度： ，（3）相对挥发度：由图上查得， ， 则计算全塔效率为：3.1.6实际塔板数， 取整其中，精馏段：， 提留段：3.1.7塔的工艺条件以及无聊数据计算（一）、操作压强因为常压下乙醇水湿态混合物，其沸点较低（小于），故采用常压精馏就可以分离。塔顶压强：, 取每层压强降为，塔底压强：进料板压强：全塔平均操作压强：精馏塔平均操作压强：提留段平均压强：（二）、温度查图可知：塔顶：，塔釜：，进料：全塔平均温度：精馏段平均温度：提留段平均温度：（三）、平均分子量1.塔顶当，查图可得：2.进料板3.塔釜当，4.精馏段平均分子量5.提留段平均分子量（四）、平均密度1.液体密度由流体力学与传热附录和P252有机液体相对密度共线图可得水和乙醇在不同温度下的相对密度。（设为乙醇，为水）（1） 塔顶：，查得，故（2） 进料板：，查得，故（3） 塔底密度：，查得，故（4） 精馏段平均相密度（5） 提留段平均液相密度（6） 精馏段气相密度（7） 提留段气相密度（五）、液比表面积张力由流体力学与传热附录和P254有机液体的表面张力共线图可得水和乙醇在不同温度下的表面张力。且表面平均张力为：（六）、液体粘度由流体力学与传热附录和P257液体粘度共线图可得水和乙醇在不同温度下的粘度。且平均粘度为：3.1.8精馏段气液负荷计算,3.2塔的主要工艺尺寸3.2.1初选塔径由传热传质过程设备设计P180-P182可知，适宜的空塔气速与最大气速和所取的安全系数有关：，其中，这里取（1） 动能参数（2） 根据传热传质过程设备设计P180-182可初选板间距，板上液层厚度，则（3） 根据史密斯关系图，得：故（4） 空塔气速最大允许气速故（5） 塔径按标准塔径圆整为，可见这里的和的关系与传热传质过程设备设计P183表4-3经验关系相符。校正：他的截面积为：实际空塔气速：3.2.2溢流装置由于塔径小于，所以选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。1. 堰长对于单溢流，一般取堰长为，故取校核液体在降液管宽度和面积用传热传质过程设备设计P186表4-5求取。查表得：所以验算液体在降液管中的停留时间，由传热传质过程设备设计P192式4-14得2. 出口堰高由传热传质过程设备设计P190式4-11可知：前面已设定，采用平直堰，堰上液层高度可依传热传质过程设备设计P190式4-12计算，即：因为及，所以由传热传质过程设备设计P190图4-16查得，代入上式得：则3. 降液管底隙高度4. 为了简便，用下式决定：取（符合液封要求）3.2.3塔板位置及浮阀塔数目与排列1.阀孔数由传热传质过程设备设计P194式4-18得可知：取，求孔速，求每层塔板上得浮阀数（已知重型阀得阀孔直径）：2.塔板布置（1）取边缘区宽度： 两边安定区高度：由传热传质过程设备设计P195式4-22计算鼓泡区面积：式中 因此 （2）浮阀排列方式对整块式塔板，采用正三角形叉排，孔心距为阀孔总面积：排间距：取具体的排列见下图，共安排浮阀个数只3.验算气速及阀孔动能因数由实际浮阀个数可知，实际阀孔中气体速度为：阀孔动能因数变化不大，仍在范围内，因此阀孔数塔板开孔率3.3塔的流体力学验算3.3.1阻力的计算由传热传质过程设备设计P196式4-24计算塔板压力降，即（1） 干板阻力由传热传质过程设备设计P197式4-27可知：临界孔速 阀全开由传热传质过程设备设计P196式4-25得：干板阻力（2） 板上充气液层阻力由于乙醇水系统里，液相是水，故充气系数。由传热传质过程设备设计P197式4-28得：（3） 液体表面张力造成的阻力此阻力很小，浮阀塔得值通常很小，计算时忽略不计（4） 单板压降由于忽略不计，因此与气体流经一层浮阀塔得压力降所相当得液柱高度为：3.3.2淹塔校核（液泛校核）为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，由传热传质过程设备设计P197式4-30计算清液高度：（1）由于本塔不设进口堰，故由传热传质过程设备设计P198式4-3，计算液体通过降液管的压头损失（2）板上液层高度：（3）降液管内清液层高度：前已选定，并求得，取，则由传热传质过程设备设计P198式4-33可知：符合放置淹塔要求3.3.3雾沫夹带校核计算泛点率校核雾沫夹带校核，由传热传质过程设备设计P199式4-34和式4-35可知：泛点率或泛点率1. 泛点符合系数查传热传质过程设备设计P199图4-25得2. 板上液流面积3. 板上液体流经高度4. 泛点率泛点率对于（大塔），泛点率应该小于，符合要求，可保证雾沫夹带量达到标准的指标，即3.4塔板负荷性能图（均以精馏段计算）3.4.1雾沫夹带线取极限雾沫夹带量，依据：泛点率按照泛点率计算，泛点率 整理得 3.4.2液泛线联立传热传质过程设备设计中式4-28、4-30及式4-33得：液泛时因为物系一定，塔板结构尺寸一定，则整理上式可得液泛线方程：列表计算与相对应得液泛气量序号12345678由上表对应和作出液泛线3.4.3液相负荷上线线液体最大流量应保证降液管液体停留时间不少于秒，则液体在降液管内停留的时间以秒作为液体在降液管中停留时间得下限，则：3.4.4液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依得计算式算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关得竖直线。3.4.5漏液线对于型重阀，取作为规定气体最小负荷得标准，由求出气相负荷得下限值，有 该漏液线式与液体流量无关得水平线3.4.6作出负荷性能图根据以上的计算做出负荷性能图上的、及共条线如下，若径流操作中，保持恒定的回流比，则为恒定值，由传热传质过程设备设计P201的叙述可在操作性能图上作出操作线这样可计算出操作弹性：3.4.7由塔板得负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点处在区内位置较偏，稳定性稍差。（2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由液相负荷下限控制。（3）按照固定的液气比，操作弹性为。3.5主要接管尺寸计算管径数据查阅化工原理（上册）P267附录二十3.5.1进料管由前面的物料平衡算得：，进料液密度：进料由高位槽输入塔中，适宜流速为。取进料流速，则进料管内径，选取钢管校核设计流速，所以，设备适用。3.5.2回流管由前面的物料衡算得：回流比密度：采用泵输送回流液，适宜流速为。取回流液速，则回流管内径，选取钢管校核设计流速，所以，设备适用。3.5.3釜液出口管由前面的物料衡算得：，塔釜液密度釜液出口管一般的适宜流速为，取釜液流速，则釜液出口管内径，选取钢管校核设计流速，所以，设备适用。3.5.4塔顶蒸汽管蒸汽管一般的适宜流速为，取蒸汽流速，则蒸汽管管口内径，选取钢管校核设计流速， 所以，设备适用。3.5.5塔釜蒸汽管取蒸汽流速，则蒸汽管管口内径，选取钢管。校核设计流速，所以设备适用。3.6塔的辅助设备设计预热器一个：预热进料，同时冷却釜液。全凝器一个：将塔顶蒸汽冷凝，提供产品和一定量得回流。冷却器一个：将产品冷却到要求的温度后排出。再沸器一个：将塔底产品加热，提供提留段的上升蒸汽。管程壳程值范围预热器料液水蒸气再沸器釜液水蒸气全凝器冷水物料蒸汽冷却器冷水有机溶液计算前均假定换热器得损失为壳方气体热量的，即安全系数为。下面四个换热器得计算均按照这个假定。换热器得型号选择均参考化工原理（上册）附录二十三（一） 预热器1. 求，根据条件，则 2. 计算蒸汽流量：采用间接蒸汽加热当绝对压强为时，汽化热。那么蒸汽水蒸汽用量：计算换热面积（1） 计算对数平均温差（2） 查化工原理（上册），化工工业出版社，在给定范围内取（3） 初步计算换热面积：（4） 初选正三角形排列型换热器，得3. 验算换热器交换热量：所以产热量足够，能够满足设计要求。（二） 再沸器1. 求，液体蒸汽，因此查表得，蒸汽所需热量为2.与预热器一样：采用间接蒸汽加热蒸汽水，汽化热蒸汽用量：4. 计算换热器面积（1） 再沸器温度差为（2） 查化工原理（上册），在给定范围内取（3） 初步计算换热器选正三角形排列型换热器，（4） 验算换热器交换热量传热量足够，能够满足设计要求（三） 全凝器1.塔顶产物温度，蒸汽液体，查得该温度下汽化潜热，2.冷却水取冷却水进口温度为，出口温度为，水水，平均温度为在此温度下，查表得，则冷却水用量为3.计算换热器面积（1）计算对数平均温度： （2）计算换热面积：取选正三角形排列型换热器，得（3）验算换热器交换热量传热量足够，能够满足设计要求。（四） 冷却器1.取水进口温度为，水出口温度为，塔顶全凝器出来得有机容液（质量分率为乙醇溶液），2.计算平均温度：降至，3.求查化工原理（上册）得：，当用冷却时，用水量为： 4.计算总传热面积（1）对数平均温度：（2）取总传热系数： 选正三角形排列型换热器，得5.验算换热器交换热量 传热量足够，能够满足设计要求。3.7塔总体结构3.7.1塔的封头确定由塔径，查传热传质过程设备设计P308总附表3得：采用椭圆形封头，曲面高度，直边高度，取壁厚。3.7.2塔壁厚同封头壁厚：3.7.3塔高由传热传质过程设备设计P209可知，塔底空间具有中间储槽得的作用，塔釜料液最好在塔底有的储量。这里取。塔釜总高度：塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： （1） 塔釜高度，取。（2） 塔顶高度（3） 塔板间距（4） 由于塔径，不设人孔，故（5） 进料层高度（6） 上下两个封头高度 因此，塔体总高度为： 3.8塔具体结构设计所以数据均由传热传质过程设备设计4.7节总体结构查得，相关数据塔径不足的取最近值。3.8.1塔板尺寸塔板直径塔板厚 3.8.2塔节有关尺寸塔板间距塔节内安装塔板数塔节高度塔壁厚3.8.3（溢流堰长）降液管宽度降液管面积出口堰高度降液管底隙高度第四部分 设计结果汇总一、 基本参数相关参数塔顶进料板塔釜液相浓度（摩尔分率）温度（）液相密度（）表面张力（）液体粘度（）相对挥发度气相平均分子量液相平均分子量相关参数精馏段提留