化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计说明书

1、化工原理 课程设计题目：乙醇水精馏筛板塔设计设计时间：2010、12、20-2011、1、6化工原理课程设计任务书（化工 1）一、设计题目 板式精馏塔的设计二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压 筛板精馏塔的设计三、工艺条件生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年 进料热状况：自选回流比：自选加热蒸汽：低压蒸汽单板压降：w工艺参数组成浓度（乙醇mol%塔顶78加料板28塔底四、设计内容1. 确定精馏装置流程，绘出流程示意图。2. 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率, 实际塔板数等。3. 主要设备的工艺

2、尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4. 流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5. 主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。管径计算。五、设计结果总汇六、主要符号说明七、参考文献八、图纸要求1、工艺流程图一张（A2图纸）2 、主要设备工艺条件图（A2图纸）目录1 概述 . 5设计目的 5塔设备简介 62 设计说明书 . 7流程简介 7工艺参数选择 83 工艺计算 10物料衡算 10理论塔板数的计算 10查找各体系的汽液相平衡数据 10如表 3-1 . 10q 线方程 . 9平衡线 11回

3、流比 12操作线方程 12理论板数的计算 12实际塔板数的计算 13全塔效率 ET. 13实际板数 NE. 144 塔的结构计算 . 15混合组分的平均物性参数的计算 15平均分子量的计算 15平均密度的计算 16塔高的计算 17塔径的计算 17初步计算塔径 17塔径的圆整 18塔板结构参数的确定 19溢流装置的设计 19塔盘布置（如图 4-4 ） 19筛孔数及排列并计算开孔率 20筛口气速和筛孔数的计算 215 精馏塔的流体力学性能验算 21分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算 21液沫夹带校核 21塔板阻力校核 22溢流液泛条件的校核 24液体在降液管内停留时间的校核 25漏液限校

4、核 25分别作精馏段、提留段负荷性能图 25塔结构数据汇总 286 塔的总体结构 297 辅助设备的选择 30塔顶冷凝器的选择 30塔底再沸器的选择 31管道设计与选择 32泵的选型 33辅助设备总 汇 33前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合 物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业 中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂） ，使气、液两相多次直 接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转 移

5、，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进 行传质、传热的过程。乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很 多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难 的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发 度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此 可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的， 塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实

6、现精馏分离操作，除精馏塔外，还必 须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。 可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作， 还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备， 才能实现整个操作。1 概述设计目的蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过 程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了 培养综合运用所学知识 , 来解决实际化工问题的能力 ,做到能独立进行化工初步设计； 掌 握化工设计的基本程序和方法；学会查阅技术资料、选用公式和数据；用简洁文字和图 表表达设计结果；用CAD制图以及计算机辅助计算等能力方

7、面得到一次基本训练，为以 后从事设计工作打下坚实的基础。塔设备简介塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一 ,他可以使气 （或汽）或液 液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中， 塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和 环境保护等各方面都有重大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却 和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先 必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质

8、效率。此外，为满足工业生产的需 要，塔设备还必须满足以下要求： 1、生产能力大； 2、操作稳定，弹性大； 3、流体流 动阻力小； 4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。在本设计中我使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适 当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性， 而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制 漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一， 五十年代之后通过大量的工业实践逐步 改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对 传质的不利影响， 可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降

9、低进口处的速度 使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的 60 左右，为浮阀塔的 80% 左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大 20%- 40%塔板效率较高，比泡罩塔高15% 左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞， 不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液； 操作弹性较小（约 2- 3）。流程简介2 设计说明书料冷0沸cr<辛屮半I、)节馅堆>1r冲繼杜TjA|f 1>r图1-1精馏过程流程图工艺参数选择处理能力：5000T/y ,年开工

10、7200小时进料浓度：Xf= (mol%进料温度：tf=18 C(4) 塔顶冷凝水采用12C深井水，塔釜间接蒸汽加热(5) 压力：常压操作单板压降w kPa(6) 要求： x d=86 mol %xw= 1mol %工艺计算物料衡算进料浓度为Xf= (mol%,则 MF=46*+18*=22.2Kg/KmolF=5000T/y=5000000/(MF*7200)=h由 F=D+WFX f=DX+WX得：D= Kmol/hW= Kmol/h理论塔板数的计算3.2.1查找各体系的汽液相平衡数据如表3-1表3-1乙醇-水汽液平衡组成温度液相组成气相组成CX/%y/%100 0 0温度液相组成气相组成

11、CX/%y/%温度液相组成气相组成Cx/%y/%3.2.2线方程18C进料:查物性数据：易挥发组分比热ci = _JsJ/kgK 难挥发组分比热C2= _ /kgK 易挥发组分汽化潜热 二902 kJ/kgK难挥发组分汽化潜热2= 2458 kJ/kgK进料温度ti = J8_C,进料组成对应的泡点温度t2=_83_C则平均r =z f r i*M 轻组分 +(1- z f) r 2*M重组分=*902*46+*2458*18= KJ/Kmol平均Cp= Zf c 1*M轻组分+(1- z f) c 2*M重组分=*46+85*18=KmolK得 q= (Cp* t+r ) /r=*(83-1

12、8)+/=则q线方程：y -x=3.2.3平衡线q 1 q 1根据表作出平衡线图，并画出理论塔板数，如图3-1和3-2 。0 2590.172图3-1乙醇一水的气液平衡x-y图0Q10 15Q.師324 回流比 由=Xd/(R min+1)得最小回流比2in =又 R= () Rnin取回流比R=43.2.5操作线方程精馏段操作线方程为：yn 1旦XnR 1 R 1 =+提馏段操作线方程为ym 1L qF x'W xxmxWL qF W L qF W=3.2.6理论板数的计算 用作图法(如图3-1 )，总塔板数=20+() /块第19块板与q线相交，为进料板。精馏段理论板数=18，第V

13、9_块为进料板 提馏段=_总理论板数Nr=实际塔板数的计算3.3.1全塔效率ET塔顶乂尸查表得平衡温度t=78.21 C塔底xw=查表得平衡温度t=97.63 C平均粘度的计算：塔顶塔底平均温度t=87.92 C,查得乙醇粘度 卩i=s,图3-2 O connel关联图水的粘度卩2=S； 则 卩 av=卩 iXf+ 卩 2 (1 Xf) =*+*=查得平均温度下的平衡组分：x=, y=,又：y=a x/1+( a -1)x得：a =由 ay av=,查O connel关联图(图3-2)得全塔效率Et=38%3.3.2实际板数NEN=NT/Et=38% 块表3-1塔内气液流率汇总气相流率（kmo

14、l/h）液相流率（kmol/h）精馏段提馏段4 塔的结构计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、 溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不 同。设计时，分别计算精馏段、提馏段平均条件下的参数作为设计依据，以此确定塔的 尺寸，然后再作适当调整，但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造。混合组分的平均物性参数的计算4.1.1 平均分子量的计算(1)塔顶的平均分子量(X1为与yi=XD平衡的液相组成)MVDM= XdX M轻组分+ (1 Xd)X M重组分0.86 46 0.14 18

15、 42.08Kg /KmolMLdm= x i X M轻组分+ (1 Xi)x M重组分0.8523 46 0.1477 18 41.864Kg /Kmol( 2)进料板的平均分子量进料板对应的组成 Xn 和 ynMVfm= yn X M轻组分+ (1 yn)x M重组分0.4587 46 0.5413 18 30.844Kg / KmolMFh= XnX M轻组分 + ( 1 Xn)X M 重组分0.1132 46 0.8868 18 21.170Kg / Kmol(3)塔底的平均分子量(yw为与xw平衡的气相组成)MVWM= y wX M 轻组分 +( 1 yw) X M 重组分0.097

16、5 46 0.0025 18 20.73Kg /KmolMLw= x wX M轻组分+ (1 Xw)x M重组分0.01 46 0.99 18 18.28Kg /Kmol( 4)精馏段、提馏段的平均分子量精馏段平均分子量M LM (M LDM M LFM )/2 31.517Kg / KmolM VM ( M VDM M VFM )/236.462 Kg / Kmol提馏段平均分子量M' LM ( M lwm M lfm )/2 19.725Kg / KmolM' vm(M VWMM VFM )/2 25.787Kg / Kmol4.1.2平均密度的计算进料易挥发组分质量百分比

17、a2= %塔底易挥发组分质量百分比a3= %塔顶液相密度：p LD= 1/ai/ p i+(1-a 1) /进料液相密度：p lf= 1/a2/ p 1+(1-a 2) /3p 2= 800.008Kg/ m3p 2= 937.69Kg/ m塔底液相密度：p l沪1/a3/ p 1+(1-a 3) /精馏段的平均液相密度：p提馏段的平均液相密度：pp 2= 922.005Kg/ m 33lm= ( p ld+ p LF)/2=868.849Kg/ m'3LM= (p lf+ p Lv)/2=964.85Kg/ m(2)汽相平均密度根据塔顶组成查平衡数据计算塔顶温度Td=78.21 C根

18、据进料板组成查平衡数据计算进料板温度Tf= 85.85 C根据塔底组成查平衡数据计算塔底温度“ 97.63 C精馏段：Tm= ( Tf+Td) /2=82.03 C3p vm= PM/RTM=1.456Kg/ m提馏段：T' m= ( Tf+Ta) /2=91.74 C'''3p vm= PM v/RT M=4g m表4-1塔内气液流率汇总气相流率(m/h)液相流率(m/h)精馏段(1)液相平均密度查物性数据：易挥发组分密度p 1= 790 Kg/m 3难挥发组分密度p 2= 998.595 Kg/ m 3塔顶易挥发组分质量百分比ai= %提馏段塔高的计算板式塔

19、的有效高度是指安装塔板部分的高度，按下式计算：Z 号 1）Ht et式中z塔的有效高度，mE全塔总板效率；Nt塔内所需的理论板层数；H塔板间距，mHT的初选选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。表4-2 塔板间距与塔径的关系塔径/D, m板间距/ HT, mm200300250350300450350600400600化工生产中常用板间距为：200，250，300, 350, 400, 450, 500, 600, 700, 800mm在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。此设计中我取HT=300mm塔径的计算计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速

20、，求出塔截面积，即可求出塔 径。另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）允许通过 的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出 塔的横截面积和塔径。本次数据采用第一种方法。4.3.1初步计算塔径精馏段：图中V丄分别为塔内气、液两相体积流量，m/s ;P V,P L分别为塔内气、液相的密度，kg/m3图4-1史密斯关联图L (-八 1/20.02624由: V V，查图 4-1 得，C2o=又有精馏段平均温度查得乙醇和水的表面张力分别为:(T i=m c 2=m从而算出混合液体的表面张力 (T =m7 C叫-Umax C LV =1.826

21、6m/S,又 u (0.6 0.8)Umax取 u=1.2m/s，贝U D/V0.785u=0.470m提馏段：与精馏段同样的方法算得塔的直径为 0.4165m 4.3.2塔径的圆整综合精馏段与提留段，圆整后的塔径取 500mm塔板结构参数的确定441溢流装置的设计溢流装置包括降液管、溢流堰、授液盘等几个部分，是液体的通道，其结构和尺寸对塔 的性能有着重要影响。A降液管截面积AfB溢流堰包括堰高hw 堰长lw及howC受液盘和底隙ho图4-2溢流装置D图4-3塔盘布置4.4.2 塔盘布置（如图4-4）A受液区或降液区A=0.01396mB入口安定区和出口安定区 Wm 50 mmC边缘区Wc=3

22、0 mmD有效传质区：塔板上布置有筛孔的区域，称有效传质区，面积为A结合我的设计任务，由于流量较小，我选用U型塔板，如图4-4:图4-4 U形流型参数选择，取：hb=30mm,h=50mm,W=200mm.在 CAD软件中求得：A=0.19625nf,AF=0.01396nf, A=0.1185m2 则Af/At=,在（，）的范围内。2/33 qVLhhow 2.84 10 E -lw=6.84mm>6mm,符合要求。4.4.3筛孔数及排列并计算开孔率<P =A"取孔径do=6mm开孔率取，带入上述公式，得出孔距 t=18mm t/d 0=3,在（,5 ）范围内，符合基本

23、要求。444筛口气速和筛孔数的计算UoqvvsA20.785d：n亠 匸d0精馏段和提馏段的筛口气速和筛孔数分别用上述公式计算, 得出：精馏段Uo=17.6m/s, n=个提馏段 u o=2O.7m/s, n=个所以筛孔数取420个。5精馏塔的流体力学性能验算分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算5.1.1液沫夹带校核 qmL qVLs Lqmv1qVVv，查图5-1，4T-hhhp池罩吟板522塔板阻力校核肿弋图5-1液沫夹带关联图-L)a 1/20.02624由V V，得书=将数据带入上述公式，得出精馏段ev=0.0734kg液/kg < 0.1kg液/kg同样的方法，可得出精

24、馏段ev=0.0909kg液/kg < 0.1kg液/kg则液沫夹带校核通过。精馏段的踏板阻力校核: 干板阻力由do=6mm查图5-20(X)10.005 0.010,01G)孔流系数djs图5-2塔板孔流系数得，孔流系数C0=ho带入公式P f,0Lg21v uo2g L C0 ，得 ho=m液柱液层阻力Aa=(1-2Ad/AT)=0.16833m2Fa=Vs/A' a( p v)=根据Fa,查图5-3LO图5-3充气系数图得, 则 h l=B (hw+hoW=*+= m液柱液体表面张力所造成阻力非常之小，此项可以忽略不计故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp =+

25、=m液柱=*=(<Pa ,符合设计要求)题馏段的踏板阻力校核方法同上, 最后得出hp =(<巳,符合设计要求 综上所述，塔板阻力校核通过。523溢流液泛条件的校核Hdj hdLg精馏段：液面落差 一般较小，可不计。液体通过降液管阻力hd，包括底隙阻力hd1和进口堰阻力hd22hd=hdi+hd2=(Ls/l Wb) +0=0.000183mHd=hw+how+ +(P 1-P2)/ Lg+hd=0.139m对于一般物系，？值可取，对于不易起泡物系，？值约为，对于易起泡物系, ?可取值。乙醇-水属于不易起泡物系，？取。贝U Hd/? =0.278m<H+hw题馏段方法同上得，H

26、d/? =0.263m<H+hw综上所述，溢流液泛条件的校核通过。5.2.4液体在降液管内停留时间的校核精馏段 t=AdH/Ls=*=>5s题馏段 t=AdHr/Ls=*=>5s则液体在降液管内停留时间的校核通过。5.2.5漏液限校核精馏段h0 0.0056 0.13 hW bbWh=0.0073mJUo Co 2g hg.V=6.006m/sk=uo/u' 0=6=>2提馏段用同样的方法得，k=u°/u' 0=>2综上所述，漏液限校核通过。分别作精馏段、提留段负荷性能图(1)负荷性能图的其它几条曲线的依据分别是 雾沫夹带线泛点率=1.3

27、6LsZlKCf100%据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率80%+算精馏段0.8| 1 456Vs .1.36Ls 0.44:868.849-1.4561 0.126 0.11846整理得：=+提馏段/1.1644Vs.1.36Ls 0.44964.85-1.16440.81 0.126 0.11846整理得：=+ 液泛线根据 Ht hwhp+hL+hdhc+h|+h +hL+hd确定液泛线，由于h很小，故忽略式中的h3.41 10 82nd；4.26 10 3 LlW1.18 10 8LhHt(1.5)hw精馏段：代入数据得：*10-7Vh2+3+=提馏段：代入数据得：*10-7V

28、h2+3+= 液相负荷上限线全塔LS,max在降液管中停留时间5s时求出Vh 720HtA 720 0.3 0.01396 3.02 漏液线h。0.0056 0.13 hw howh 0.0056 0.13 (0.05 0.006) 0.01288 液相负荷下限线以堰上液层高度how=0.006m计。Lh 3.07lw 3.07 0.02 0.061分别作出精馏段和提馏段的踏板负荷性能图，如图5-4,图5-5十液相下限线 -»-$夜相上限线漏液线 液沫夬带线液泛线 亠工作点图5-4精馏段踏板负荷性能图f液相下限线 亠液相上限线漏夜线 液沫夬带线F液泛线 亠工作点图5-5提馏段踏板负荷

29、性能图由塔板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 p （设计点）处在适宜的操作区内的适中位置2. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限VsMA=m/S气相负荷下限vsMIN=m/s所以，精馏段操作弹性= 提留段操作弹性=塔结构数据汇总表5-1塔结构数据汇总项目符号单位计算数备注精馏段提馏段塔径Dm板间距Htm塔板类型U形流型降液管空塔气速um/s堰长lWm堰咼hwm板上液层咼度hLm降液管底隙高hbm堰上方液头高度howm阀空气速Uom/s降液管面积Af2 mm塔盘面积At2 mm孔心距tm孔径dom孔为

30、正三角形式排列单板压降PpPa688645降液管内清液曾咼度Hdm6塔的总体结构塔体总高度板式塔的塔体总高度(不包括裙座)由下式决定：H Hd (Np 2 S) Ht S Ht Hf Hb塔顶空间，0.5 mH塔底空间，o.5mHr塔板间距，o.3 mHr开有手孔的塔板间距，0.4m；H进料段高度，0.6 mN实际塔板数,54 ；S人孔数目，6个。总体高度为 H=+(54-2-6)*+6*+=18.1m塔板结构上式中:于O般,塔径胡 °塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种从300900mm寸采用整块式塔板；当塔径在 800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入

31、。本设计中塔径为 500mm所以采用整块式塔板7辅助设备的选择表7-1换热器结果列表换热器名称介质温度，c进出塔顶冷凝器壳程乙醇-水混合气体78.21 C78.21 C管程循环冷凝水1240塔底再沸器管程乙醇-水溶液83 C87 C壳程蒸汽168C168C塔顶冷凝器的选择查第四章传热表4-8 :取总传热系数K= 800 W/rnTc塔顶温度TD=C,查得：易挥发组分汽化潜热ri=600kJ/kg ;难挥发组分汽化潜热r2=kgrD=riXyi+2X (1-y i)=600*+*=kgQ=(R+1)DrD得：Q=(4+1)* (*3600) *=stl t2 tm.tlIn t2(78.2112

32、)(782140)5o.93 cln (78.21 12)(78.2140)A=K tm2=*1000/(800*=6.2m传热面积:选型：则该换热器的公称面积为 7吊，型号G273I 25 7。其参数如表7-2 :塔底再沸器的选择查第四章传热表4-8 :取总传热系数K = 3000 W/m2C 塔底温度C ,查得：易挥发组分比热ci= kgK难挥发组分比热C2= kJ/kgK易挥发组分汽化潜热ri=680kJ/kg难挥发组分汽化潜热ri=kg n平均 CpCpi xii 1=*+*=kgKrv=n*Xw+r2*(1-X v)=680*+*=kgQ=V *r w+ V'Cp t =st1t2tm.t1Int2(168 83)(168 87)8