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化工原理课程设计题 目：板式精馏塔的设计 教 学 院：化学与材料工程学院 专 业：化学工程与工艺（生物化工方向）学 号： 200840810214 学生姓名： 黄 文 指导教师： 夏贤友、杨裕启 2011年 6月 1 日目录序 言11设计条件21.1 工艺条件与数据21.2 操作条件21.3 设计内容22工艺流程简图33甲醇-乙醇平衡相图44 物料衡算75 塔板数计算75.1精馏段操作线方程75.2进料方程（q线方程）85.3回流比R的选取95.4提溜段操作线方程105.5理论塔板数105.6实际塔板数116 塔高、塔径、溢流装置及塔盘设计116.1基本物性计算116.1.1平均分子量的计算116.1.2汽液流量126.1.3平均温度126.1.4平均密度126.1.5平均表面张力136.2塔高计算136.3塔径计算146.4溢流装置156.4.1降液管尺寸156.4.2溢流堰尺寸156.5塔盘设计166.5.1浮阀数166.5.2浮阀排列方式167 塔板流动性能校核177.1液沫夹带量校核177.2塔板阻力计算187.2.1 干板阻力187.2.2 塔板清夜层阻力187.2.3 克服表面张力阻力187.3降液管液泛校核197.4液体在降液管内停留时间校核198 负荷性能图208.1过量液沫夹带线关系式208.2液相下限线关系式208.3严重漏液线关系式208.4 液相上限线关系式218.5 降液管液泛线关系式218.6负荷性能图229 塔计算结果汇总2410 附属设备及管件尺寸计算2510.1 再沸器（蒸馏釜）2510.2塔顶回流冷凝器2510.3进料管尺寸计算与选型2610.4塔顶蒸汽出口管管内径计算与选型2610.5回流管尺寸的计算与选型2710.6釜液出口尺寸的计算与选型2711 设计心得与体会28参考文献294化工原理课程设计任务书20102011 学年第2学期学生姓名： 张 为 专业班级：化学工程与工艺（生物化工方向）2008(1)指导教师：夏贤友、杨裕启 工作部门： 化工教研室 一、课程设计题目：板式精馏塔的设计二、课程设计内容（含技术指标）1. 工艺条件与数据原料液含甲醇76%（质量分数，下同），乙醇24%；馏出液含甲醇99.3%，残留液含甲醇1.8%；年产8万吨精甲醇，设每年工作时间为7200小时；料液可视为理想溶液；常压操作，低于泡点进料（冷进料）。2. 操作条件物料衡算；确定塔板数；塔与塔板数的主要工艺尺寸和物性数据计算；精馏段汽液负荷计算；塔板流体力学的验算。3. 设计内容 物料衡算、热量衡算； 塔板数、塔径计算； 溢流装置、塔盘设计； 流体力学计算、负荷性能图。三、进度安排15月19日：分配任务；25月19日-5月25日：查询资料、初步设计；35月26日-6月01日：设计计算，完成报告。四、基本要求1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，塔结构简图。设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。2. 图纸1套：包括工艺流程图(3号图纸)和精馏塔装配总图(1号图纸)。 28序 言 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离甲醇和乙醇混合物精馏塔。 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20 世纪50 年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R 等直接关系到生产过程的经济问题。 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。1设计条件1.1 工艺条件与数据原料液含甲醇76%（质量分数，下同），乙醇24%；馏出液含甲醇99.3%，残留液含甲醇1.8%；年产8万吨精甲醇，设每年工作时间为7200小时；料液可视为理想溶液；常压操作，低于泡点进料（冷进料）。1.2 操作条件物料衡算；确定塔板数；塔与塔板数的主要工艺尺寸和物性数据计算；精馏段汽液负荷计算；塔板流体力学的验算。1.3 设计内容 物料衡算、热量衡算； 塔板数、塔径计算； 溢流装置、塔盘设计； 流体力学计算、负荷性能图。2工艺流程简图图2-1 板式精馏塔工艺流程图工艺流程如图2-1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。3甲醇-乙醇平衡相图理想溶液的泡点线方程为 (3-1)理想溶液的露点线方程为 (3-2) 式(3-1) 和式(3-2)中 x，y 液相和气相的组成 ，A、B组分的饱和蒸汽压 P气相总压，仅与温度t有关，可根据安托万（Antoine）方程进行估算log= A - B /( t +C) 其中：单位为 mmHg，t 单位为 ,且1mmHg=0.1333kPa。A、B、C为组分的安托万常数。表3-1为甲醇、乙醇安托万方程常数1。表3-1 甲醇、乙醇安托万方程常数物质ABC适用温度甲醇8.072401574.990238.87-691乙醇8.213301652.050231.48-396由表3.1和安托万方程可求得不同温度t下的甲醇、乙醇的蒸汽压、。表3-2为不同温度t下的蒸汽压、。表3-2 不同温度t下的蒸汽压、t/64.5676971737678.3(kPa)101.3111.7120.6130.2140.3156.7170.4(kPa)57.163.669.275.281.792.3101.2 对表3-2列出的各组数据由式3-1求x，由式3-2求y，可得表3-3中列出的t-x(y)相平衡关系。例如对于t=67，有=0.784=0.864表3-3 甲醇-乙醇物系在总压101.3kPa下的t-x(y)相平衡关系t/64.5676971737678.3x10.7840.6240.4740.3340.1390y10.8640.7430.6100.4630.2160由表3-3中列出的t-x(y)相平衡关系，以纵坐标表示温度t、横坐标表示组成x及y的图中，绘出图3-1所示的t-x及t-y两条曲线，即温度-组成相图。图3-1 甲醇-乙醇的温度组成图（总压P=101.3kPa） 由表3-3中列出的t-x(y)相平衡关系，以纵坐标气相y、横坐标表示组成x，画出图3-2甲醇-乙醇的y-x 相图。图3-2 甲醇-乙醇y-x相图（总压P=101.3kPa）理想溶液相对挥发度 (3-3)由表3-2数据，可求得表3-3中甲醇、乙醇在不同温度t下的相对挥发度值表3-3 甲醇、乙醇在不同温度t下的相对挥发度t/64.5676971737678.31.77451.75701.74331.73001.71701.69801.6839 由上表可求得甲醇、乙醇挥发度的平均值则图3-2甲醇-乙醇的相图表示的相平衡方程为 （3-4） 或 （3-5）4 物料衡算 对精馏塔塔顶、塔底的产量及各组分之间的关系作全塔物料衡算(4-1) F=D+W FXF=DXD+WXW 式中 F料液流率，kmolh -1; D塔顶产品（溜出液）流率，kmolh -1； W塔底产品（釡液）流率，kmolh -1； XF料液中易挥发组分的摩尔分数； XD , XW分别为塔顶、塔底产品的摩尔分数； 由已知条件知： D= kmolh -1 xD= xw= 代入（4-1）式，解得F=422.81kmolh -1 W=76.36kmolh -1。5 塔板数计算5.1精馏段操作线方程精馏段线方程可表示 (5-1) 其中 R回流比，R=L/D，即回流液量与馏出液量的比值。=0.995第(n+1)块板的气相组成与第n块塔板的液相组成的关系为 (5-2) 另有y1=xD，。精馏段线方程操作线起点为点a（xD,xD）。 5.2进料方程（q线方程）进料的液相分率q= (5-3)由式(4-4)知，q可由进料组分比热容和汽化潜热求得。甲醇和乙醇的比热容可根据式cp=A+BT+CT 2+DT 3进行估算，式中cp单位为J/(molK)，T单位为K。表4-1为甲醇、乙醇的常数A、B、C、D的值2。表5-1 甲醇、乙醇的常数A、B、C、D的值(适用温度298.151000K)物质ABCD甲醇J/(molK)21.137708.435E-4258.596E-7-284.968E-10乙醇J/(molK)6.296231.501E-3-118.558E-6222.183E-10算得，液态甲醇的平均比热容为1.417 kJ/(kgK)，气态甲醇的平均比热容为1.526 kJ/(kgK)，液态乙醇的平均比热容为1.491 kJ/(kgK)，气态乙醇的平均比热容为1.645 kJ/(kgK)。液态甲醇和乙醇的平均比热容：气态甲醇和乙醇的平均比热容： 查得，甲醇汽化潜热rA=1 175kJkg，乙醇汽化潜热rB=838kJ/kg。查图3-1知，对组成为0.82的进料，泡点为66.50，露点为67.75。假定进料液的温度为40，则将料液由40升温至66.5所需的热量为kJkg-1继续加热至68.4所需热量为iV-iL=1175+1.585（67.75-66.5）320.82+1.454(67.75-66.5)+838 46(1-0.82)=37837.667 kJkg-按式（4-4），求得q= 进料方程（q线方程）为： （5-4）将q=1.057，xF=0.76带入式（4-5）得 (5-5)5.3回流比R的选取 当精馏段操作线经过q线与甲醇-乙醇的y-x相图交点时，精馏段操作线与y轴截距取得最大值，即R取得最小值，如图5-1。maexFy 图5-1 最小回流比图解分析q线与甲醇-乙醇的y-x相图交点可通过式（3-5和（4-6）联立求得解得x=0.8224，y=0.8884。即q线与甲醇-乙醇的y-x相图交点为e(0.8224,0.8884)。 当时，精馏段操作线经过点a（xD,xD）和点e(0.8224,0.8884)，ae连线方程为y=0.6176x+0.3805，其与y轴截距为0.3805。故 =0.3805 解得=1.6。通常最优回流比Ropt为最小回流比Rmin的1.12倍。取R=Ropt=2.4。5.4提溜段操作线方程将R=2.4，xD=0.995代入式（5-1），即精馏段操作线方程为 y=0.706x+0.293 （5-6）联立式（5-5）和式（5-6），即可解得R=2.4时的精馏线方程与q线方程的交点d的坐标。y=y=0.706x+0.293解得x=0.822 y=0.873 即点d(0.822,0.873)。提馏段操作线即为点b(xW, xW)（xW=0.024）和点d(0.822,0.873)的连线，其方程为 y=1.064x-0.001664 (5-7) 5.5理论塔板数y1=xD=0.095，代入相平衡方程即式（3-5）得x1=0.991，再将x1=0.991代入精馏段操作线方程即式（5-6）得y2=0.993。反复使用式（3-5）和式（5-6），依次算出xn，yn直到恰好出现xnxd=0.82, 各xn,yn值见表5-2。表5-2 精馏段第n层塔板上的xn,yn值n12345678yn0.995 0.993 0.990 0.987 0.984 0.979 0.974 0.968 xn0.991 0.988 0.983 0.978 0.972 0.965 0.956 0.946 n910111213141516yn0.961 0.952 0.943 0.932 0.920 0.906 0.892 0.877 xn0.934 0.920 0.905 0.888 0.869 0.849 0.827 0.804 由表5-2知，精馏段所需理板数N1=16。利用相平衡方程即式（5-7）算得y17=1.064x16-0.001664=0.854，交替使用相平衡方程即式（3-5）和提馏段操作线方程即式（5-7），直到恰好出现xnxw=0.024，各xn,yn值见表5-3。表5-3 提馏段第n层塔板上的xn、yn值n1718192021222324yn0.854 0.820 0.769 0.699 0.608 0.502 0.390 0.285 xn0.772 0.725 0.659 0.573 0.473 0.368 0.269 0.187 由表5-3知，提馏段理论塔板数为N2=24-17+1-1=7(不包括再沸器)。总理论塔板数为N =23。5.6实际塔板数 进料温度tF=67.3，查对应的甲醇、乙醇黏度 甲醇黏度A=0.33mPas 乙醇黏度B=0.55mPas 进料液平均黏度mPas 塔板效率 精馏段塔板数(取整)Ne1= =27 提馏段塔板数(取整) Ne2= =12 实际总塔板数Ne=Ne1+Ne2=27+12=396 塔高、塔径、溢流装置及塔盘设计6.1基本物性计算6.1.1平均分子量的计算=()=将 ， ， 分别代入式（3-4）得 ， ， 6.1.2汽液流量由于q1，故，取提馏段作参考安全性更高。以下计算均以提馏段作参考。6.1.3平均温度由图3-1查得塔顶tD=64.7 进料口tF=67.3 塔底tW=77.86.1.4平均密度查数据各温度对应的甲醇、乙醇密度见表6-1表6-1 各温度对应的甲醇A、乙醇密度Bt/（kg/m3）（kg/m3）64.775375267.374974877.8739738液相密度PL,F=PAXF+PB(1-XF)=748.8kg/m3，同理PL,W=783kg/m3，故提馏段的平均密度为PL=743.4kg/m3气相密度=0.121kg/m3同理提馏段气相平均密度=0.2981kg/m36.1.5平均表面张力查数据手册得表6-2数据.表6-2 塔底及进料口的甲醇、乙醇表面张力t/77.816.817.367.317.618.1提馏段平均表面张力mN/m6.2塔高计算取塔顶空间为1m,塔底空间为1.6m,裙座高为3m。全塔设置5个人孔，孔高0.5m。取板间距m，则塔高为：m6.3塔径计算 堰长与塔径比： 则，两相得流动参数： 取板间距HT=0.6m ， hL=0.05m 则 由斯密斯关联图可得，表面张力时气体负荷因子 则实际气体的负荷因子: 则液泛气速 对于甲醇和乙醇的混合物，属于不易起泡的液体，则其泛点率设为0.7 则设计的气速: 则所需气体的流通面积 取LW/D=0.7，则降液管截面积与塔的截面积之比 = 则塔的截面积 而 , 则塔径， 圆整后得到实际塔径 m。 经计算圆整后实际塔截面积 实际气体流通面积 实际空塔气速 设计点泛点率 (在安全范围内）6.4溢流装置6.4.1降液管尺寸 由以上设计结果得弓形降液管所占面积Ad根据以上选取的值计算降液管宽度 选取平形受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙hb=0.05m 。6.4.2溢流堰尺寸 溢流堰尺寸 由以上设计数据，确定堰长 堰上液头高计算式中，E近似取1得 堰高由选取清夜层高度确定溢流强度 降液管底隙液体流速 6.5塔盘设计6.5.1浮阀数选取F1型浮阀，阀孔直径d0=0.039m初选阀孔动能因子F0=11，计算阀孔气速浮阀个数 6.5.2浮阀排列方式取塔板上液体进、出口安定区宽度，取边缘区宽。有效传质面积 (6-1) 代入式（6-1）得Aa=1.37m2。选择错排方式，其孔径可由以下方法估算。 （6-2） 故可按t=100mm进行布孔，实际阀数n=199，见图 6-1，并重新计算各参数。 阀孔气速 图6-1 塔板浮阀排列 动能因子 塔板开孔率 7 塔板流动性能校核 7.1液沫夹带量校核 为控制液沫夹带量过大，应使泛点。浮阀塔板泛点率 = 或 = 由塔板上气相密度及塔板间距得系数=0.113，本物系的K值可选取1。 塔板上液体流道长: = 液流面积: = 故得， 或 所得泛点率均小于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。7.2塔板阻力计算7.2.1 干板阻力=5.34=7.2.2 塔板清夜层阻力=0.5=7.2.3 克服表面张力阻力= 由以上三项阻力之和求得塔板阻力=+=7.3降液管液泛校核 降液管中流体流过降液管底隙的阻力浮阀塔板上液面落差一般较小可以忽略，综上可求得降液管内清夜层高度取降液管中泡沫层相对密度，则可求降液管中泡沫层的高度而，故不会发生降液管液泛。7.4液体在降液管内停留时间校核 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释放。 ss故所夹带气体可以释放。7.5严重漏液校核 当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可取的相应孔流气速 稳定系数，故不会发生严重漏液。8 负荷性能图8.1过量液沫夹带线关系式令=0.8，根据式：=，代入数据整理得： 或 （8-1） 当时，当 由此两点作过量液沫夹带线。8.2液相下限线关系式 对于平直堰，其堰上液头高度必须要大于0.006m。取，即可确定液相流量的下限线。 取E=1.0，代入=1.12m,求得的值 （8-2）可见该线为垂直轴的直线，该线记为。8.3严重漏液线关系式 因动能因子时，会发生严重漏液，故取,计算相应气相流量 （8-3） 式中 所以 =14137.11 =2849.90 式（3）为常数表达式，为一平行轴的直线，为漏液线，也称之为气相下限线。该线记为。8.4 液相上限线关系式 降液的最大流量为 = （） 可见，该线为一平行轴的直线，记为。8.5 降液管液泛线关系式 当塔降液管内泡沫层上升至上一层塔板时，即发生了降液管液泛。根据降液管液泛的条件，得以下降液管液泛工况下的关系。 或 （8-4） 显然，为避免降液管液泛的发生，应使 。将式（8-4）中 均表示为与与的函数关系，整理即可获得表示降液管液泛线的关系式。在前面核算中可知，由表面张力影响所致的阻力在中所占比例很小，在整理中可略去，使关系得到简化。式中 ; 将、代入式（8-4）中整理可得式（8-5）。（8-5）将本例给定的条件或设计确定的数据代入式（5）中，整理得 或 （8-6） 由式（8-6）计算降液管液泛线上点得表8-1表8-1 降液管液泛线数据102030405060839982028010781175987367由表6-1中数据作出降液管的液泛线，记为。将以上、条线标绘在同一直角坐标系中，塔板的负荷性能图如图6-1所示。将设计点（，）标绘在图中，如D点所示，由原点O及D作操作线OD。操作线交严重漏液线于A，液沫夹带线于B。由此可见，该塔板操作负荷的上下限受严重漏液线及液沫夹带线的控制。分别从图中A、B两点读得气相流量的下限及上限，并求得该塔的操作弹性。8.6负荷性能图综合上述数据，绘制塔板负荷性能图见图8-1。qvvs(m3/h)图8-1 塔板负荷性能图 操作弹性= =11270.6/2849.9 =3.959 塔计算结果汇总塔板主要结构参数数据塔板主要流动参数数据塔径（m）1.6气体流量（m/s）1.298塔板间距（m）0.52.15堰长（m）1.12液泛速度（m/s）0.677堰宽（m）0.229空塔气速（m/s）1.505堰高（m）0.012底隙流速（m/s）0.276底隙（m）0.05泛点率0.677塔截面积(m)0.0877溢流强度49.63降液管面积(m)2.0109堰上液头高度（m）0.038有效传质区(m)0.1763塔板阻力（m）0.1302气相流通面积1.37降液管液体停留时间(s)5.13开孔面积(m)1.8346降液管内清夜层高度（m）0.192阀孔直径（m）0.039阀孔气速（m/s）14.8阀孔数199阀孔动能因子16.864孔心距（m）0.0826漏液点气速（m/s）4.39排列方式错排稳定系数3.37流动形式单流液体流量（m/s）743.410 附属设备及管件尺寸计算10.1 再沸器（蒸馏釜） 该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备，常用的有以下几种：内置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，强制循环式再沸器，罐式再沸器等。所选的精馏塔的直径较大，故选用罐式再沸器，将再沸器置于塔外采用间接蒸汽加热，塔底温度，塔底基本看作是纯的乙醇，查表，rA=1175kJ/kmolrB=838kJ/kmol则经过再沸器釜液得到热量为： ，其中 =38523.35kJ/kmol再沸器的换热面积： 10.2塔顶回流冷凝器塔顶回流冷凝器通常是采用管壳式换热器,有卧式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分有这样的两类：整体式及自流式、强制循环式。在这个设计的生产中，由于产量比较大，宜选用强制循环式，即将冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流，在冷凝器和泵之间设回流罐，凝液借压差流回罐中，塔顶饱和蒸汽温度，按需求将其冷却得到40，冷却水进出口温度为，；查表得，在此温度范围内水的比热容=4.174kJ/kgk传热系数有两种，一般取为；所以：则塔顶冷凝回流器的换热面积： 10.3进料管尺寸计算与选型料液质量流率：其体积流率：取管内流速：则进料管径为：则查化工原理（上）P268表可选择进料管的热轧无缝钢管10.4塔顶蒸汽出口管管内径计算与选型取精馏段气相流率为塔顶蒸汽流速则则体积流率查资料可知，常压操作条件下管内蒸汽流速取1220m/s。取 则塔顶蒸汽出口管管径为：所以选择规格为的承插式