化工原理优秀课程设计乙醇水筛板塔.docx

化工原理课程设计设计题目乙醇-水筛板精馏塔设计学生姓名学号班级指导老师 设计时间5月1日6月22日完成时间6月23日于徐州目录一、总论41.1概述41.2文献综述41.2.1板式塔类型41.2.2筛板塔41.3设计任务书51.3.1设计题目51.3.2设计条件51.3.3设计任务5二、设计思路5三、工艺计算63.1 平均相对挥发度的计算63.2绘制t-x-y图及x-y图73.3 全塔物料衡算83.3.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数83.3.2 平均摩尔质量93.3.3全塔物料衡算：9进料量：93.4最小回流比的计算和适宜回流比的确定93.4.1最小回流比93.4.2 确定最适操作回流比R103.5 图解法求理论板数及加料板位置113.5.1精馏段和提馏段操作线方程的确定113.5.2 理论板数及加料板位置123.6 实际板数及加料板位置确定13四、塔板结构设计134.1气液体积流量134.1.1 精馏段的气液体积流量134.1.2 提馏段的气液体积流量154.2 塔径计算164.2.1 塔径初步估算164.2.2校核HT与D的范围184.3 塔高的计算184.4 塔板结构设计194.4.1塔板结构尺寸的确定194.4.2 弓形降液管204.4.3 塔盘布置214.4.4开孔面积计算214.4.5筛板的筛孔和开孔率224.5塔板流体力学校核224.5.1 塔板阻力224.5.2液面落差244.5.3 液沫夹带量校核254.5.4严重漏液校核254.5.6降液管溢流液泛校核254.6 塔板性能负荷图264.6.1漏液线274.6.2 液沫夹带线274.6.3液相负荷下限线274.6.4液相负荷上限线284.6.5液泛线28五、换热器295.1 换热器的初步选型295.1.1塔顶冷凝器295.1.2塔底再沸器295.2 塔顶冷凝器的设计29六、精馏塔工艺条件316.1塔体总高316.2 精馏塔配管尺寸的计算326.2.1塔顶汽相管径dp326.2.2回流液管径dR326.2.3 加料管径dF336.2.4釜液排出管径dw336.2.5再沸器返塔蒸汽管径dv336.3精馏塔工艺尺寸34七、塔板结构设计结果35八、符号说明35九、结束语36一、总论1.1概述化工生产中所处理原料中间产品几乎全部是由若干组分组成混合物。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物质。精馏是分离液体混合物（含可液化气体混合物）最常见一个单元操作。在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂）。使气、液两相数次直接接触和分离。利用液相混合物中各组分挥发度不一样。使易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。实现原料混合液中各组分分离。该过程是同时进行传质、传热过程。在本设计中我们使用筛板塔。筛板塔突出优点是结构简单造价低。合理设计和合适操作筛板塔能满足要求操作弹性。而且效率高采取筛板可处理堵塞问题合适控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产设备之一。五十年代以后经过大量工业实践逐步改善了设计方法和结构。多年来和浮阀塔一起成为化工生中关键传质设备。为降低对传质不利影响。可将塔板液体进入区制成突起斜台状这么能够降低进口处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。使用碳钢比率较少。它关键优点是：结构简单。易于加工。造价为泡罩塔60左右。为浮阀塔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。不宜处理脏、粘性大和带固体粒子料液；操作弹性较小（约23）。蒸馏是分离均相混合物单元操作。精馏是最常见蒸馏方法。是组成化工生产过程关键单元操作。精馏是经典化工操作设备之一。进行此次课程设计目标是为了培养综合利用所学知识,来处理实际化工问题能力,做到能独立进行化工设计初步训练。为以后从事设计工作打下坚实基础。1.2文件综述1.2.1板式塔类型 气液传质设备关键分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采取板式塔，也可采取填料塔，填料塔设计将在其它分册中作具体介绍，故本书将只介绍板式塔。 板式塔为逐层接触型气液传质设备，其种类繁多，依据塔板上气液接触元件不一样，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多个。 板式塔在工业上最早使用是泡罩塔(18)、筛板塔(1832年)，其后，尤其是在本世纪五十年代以后，伴随石油、化学工业生产快速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。现在从中国外实际使用情况看，关键塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前二者使用尤为广泛，先以筛板精馏塔为主体进行设计。1.2.2筛板塔 筛板塔也是传质过程常见塔设备，它关键优点有：（1）、结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔60，为浮阀塔80左右。（2）、处理能力大，比同塔径泡罩塔可增加1015。（3）、塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）、压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔缺点是：（1）、塔板安装水平度要求较高，不然气液接触不匀。（2）、操作弹性较小(约23)。（3）、小孔筛板轻易堵塞1.3设计任务书1.3.1设计题目乙醇-水筛板精馏塔设计1.3.2设计条件常压p=1atm（绝压）。原料来自粗馏塔，露点进料，进料组成23%乙醇（质量分数）塔顶浓度为含乙醇92.41%（质量分数）乙醇，产量为30吨/天；塔釜采取饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来残液中乙醇浓度要求小于0.3%（质量分数）；塔顶采取全凝器，泡点回流，回流比R=1.12.0Rmin；公用工程：循环冷却水：进口温度32，出口温度38；导热油：进口温度260，出口温度250厂址：徐州地域1.3.3设计任务1、完成该精馏塔工艺设计，包含辅助设备及进出口管路计算和选型；2、画出带控制点工艺步骤图、xy相平衡图、塔板负荷性能图、塔板部署图、精馏塔工艺条件图；3、写出该精馏塔设计说明书，包含设计结果汇总和设计评价。二、设计思绪首先，乙醇和水原料混合物进入原料罐，在里面停留一定时间以后，经过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中现有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定时间然后进入乙醇储罐，而其中气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里混合物不停反复前面所说过程，而进料口不停有新鲜原料加入。最终，完成乙醇和水分离。乙醇水混合液经原料预热器加热，进料情况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采取全凝器冷凝，一部分入塔回流，其它经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采取直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附步骤图)。图1 步骤示意图三、工艺计算3.1 平均相对挥发度计算由相平衡方程 （1-1） 得： （1-2）查阅相关资料，常压下乙醇和水气液平衡数据以下表表1 常温常压下乙醇-水平衡数据x0.1800.2000.2500.3000.3500.400y0.5100.5250.5510.5750.5950.610x0.4500.5000.5500.6000.6500.700y0.6350.6570.6780.6900.7250.755由道尔顿分压定律 （1-3）得 （1-4）将上表数据代入得：序号123453.68153.15692.72542.35012.1263序号6789101.91551.72281.54081.41961.3207则 3.2绘制t-x-y图及x-y图表2乙醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41依据上面表中数据绘制乙醇-水t-x-y相图，以下：图2 乙醇-水相图3.3 全塔物料衡算查阅相关文件，整理相关物性参数表3 乙醇-水物性参数项目数值年处理原料能力F=3000t/a质量分数F=0.23D=0.9241W=0.003分子量M乙醇=46.07kg/kmolM水=18.01kg/kmol3.3.1进料液及塔顶、塔底产品摩尔分数F：进料量（kmol/h） ：原料组成（摩尔分数。下同）D：塔顶产品流量（kmol/h） ：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/h） ：塔底组成依据公式 ： （1-5）原料液乙醇摩尔组成 =塔顶产品乙醇摩尔组成 = 塔底残夜乙醇摩尔组成 =3.3.2 平均摩尔质量依据公式可得： （1-6）原料液平均摩尔质量：馏出液平均摩尔质量：塔釜残液平均摩尔量：3.3.3全塔物料衡算：进料量：F=30吨/天=全塔物料衡算式：F=D+W FxF= DxD+WxW 解之得：D=6.404 kmol/h ，W=44.692 kmol/h表3物料衡算表项 目数 值进料流量F，kmol/h51.096塔顶产品流量D，kmol/h6.404塔釜残液流量W，kmol/h44.692进料组成，xF(摩尔分数）0.1046塔顶产品组成，xD(摩尔分数）0.8264塔釜残液组成，xW(摩尔分数）0.0011753.4最小回流比计算和适宜回流比确实定3.4.1最小回流比平衡线方程 因为 所以 相平衡方程： 泡点进料 ： 最小回流比 ： 3.4.2 确定最适操作回流比R由Fenske方程计算最小理论板数Nmin图3 吉利兰关联图为了避免吉利兰图反复转载和查图误差，可由下面公式计算N值X=R-RminR+1 (1-7)Y=N-NminN+1 (1-8)Y=1-exp(1+54.4X)(X-1)(11+117.2X)X (1-9)Y=0.75-0.75X0.5668 (1-10)表4 RNT关系计算结果RXYNT3.6270.0000.75028.8804.3520.1360.50814.1955.0780.2390.41711.8135.8030.3200.35710.6166.5290.3850.3139.8757.2540.4390.2799.366图4 NT-R关系图由图可知最适回流比R=5.0783.5 图解法求理论板数及加料板位置3.5.1精馏段和提馏段操作线方程确实定精馏段： 精馏段操作线方程： (1-11)提馏段： 提馏段操作线方程： (1-12)3.5.2 理论板数及加料板位置精馏段：由平衡线方程：和联立已知y1=xD=0.8264 x1= y2=依次类推，可得：x1=0.6103y1=0.8264x2=0.3726y2=0.6436x3=0.2088y3=0.4452x4=0.1279y4=0.3084x5=0.0945y5=0.2408x6=0.0817y6=0.2129 X5=0.0945 xq=0.1046提馏段由平衡线方程：和联立 =0.依次类推： x6=0.0767 y6=0. x7=0.0604 y7=0.1634 x8=0.0462 y8=0.1283 x9=0.0344 y9=0.0978 x10=0.0251 y10=0.0726 x11=0.0179 y11=0.0526 x12=0.0125 y12=0.0372 x13=0.0086 y13=0.0256 x14=0.0057 y14=0.0170 x15=0.0036 y15=0.0108 x16=0.0021 y16=0.0064 x17=0.0010 y17=0.0032 x17=0.00102.4塔板间距HT/m0.2-0.30.3-0.350.35-0.450.45-0.60.5-0.80.6说明：工业塔中，板间距范围200900 mm因为精馏段和提馏段上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段塔径相等。由以上计算结果能够得到塔平均蒸汽流量：塔平均液相流量：塔液相平均密度: 塔气相平均密度: 由塔径公式 （1-15） 可知：因为示意空塔气速，所以，需先计算出最大许可气速。即 （1-16）取塔板间距，板上液高度那么分离空间高度：气液动能参数： 图5 史密斯关联图表面张力：,因为,需先求平均表面张力表12 水和乙醇表面张力温度2030405060708090100110水表面张力mN72.77169.367.76664.362.76058.456.8乙醇表面张力22.321.220.419.818.81817.116.215.214.4依据上图使用内插法得：塔顶： 塔顶平均表面张力：进料板 进料板平均表面张力：塔底 塔底平均表面张力： 精馏段液体平均表面张力：提馏段液体平均表面张力：全塔液相平均表面张力：取空塔速率为最大许可速率0.7倍，则空塔速率为：则塔径为： 依据标准塔径圆整为： 此时，精馏塔上升蒸汽速度为：提馏段上升蒸汽速度为：安全系数： 和均在0.6-0.8之间，符合要求。4.2.2校核HT和D范围由此重新计算： A T =0.785D2 =0.785 m2 A f = 0.088AT =0.0691 m2 A n= AT - Af =0.7159 m2 u = VS /An =1.584 m/s实际泛点百分率： u /u f =0.716 4.3 塔高计算塔高度能够由下式计算: 一直实际塔板数N=32块，板间距，因为料液较轻话，无需常常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔数目S为： 取人孔两板之间间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度： ，那么全塔高度： 4.4 塔板结构设计4.4.1塔板结构尺寸确实定因为塔径大于800mm，所以采取单溢流型分。图6 溢流装置图（10x20cm）取无效边缘区宽度,泡沫区宽度查得堰长： 弓形溢流管宽度: 弓形降液管面积: 降液管面积和塔截面积之比：堰长和塔径之比 降液管体积和液相流量之比，即液体在降液管中停留时间通常应大于5S,液体在精馏段降液管内停留时间：符合要求液体在提馏段降液管内停留时间：符合要求4.4.2 弓形降液管采取平直堰，堰高板上液层深度通常不宜超出6070堰上液流高度堰上液流高度可依据以下公式计算：E液体收缩系数 液相体积流量 堰长精馏段：由 查手册知 则 降液管底部离塔板距离,考虑液封取比小即 同理，提馏段: 由 查手册 E=1.038 4.4.3 塔盘部署1. 受液区和降液区通常两区面积相等。2. 入口安定区和出口安定区。通常取安定区宽度WS =（50-100）mm，通常取边缘区宽度WC =（30-50）mm WCWDWSlWrx图7 塔盘部署图4.4.4开孔面积计算已知，近取无效边缘区宽度，泡沫区宽度阀孔总面积可由下式得： （1-17）所以4.4.5筛板筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选择碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角排列：d0t图8筛孔排列方法孔中心距筛孔数目：个开孔率： (在5-15%范围内)气体经过筛孔气速为： （1-18）则精馏段： 提馏段： 4.5塔板流体力学校核4.5.1 塔板阻力塔板阻力hf包含 以下几部分: （a）干板阻力 hd 气体经过板上孔阻力（无液体时）； （b）液层阻力 hl 气体经过液层阻力； （c）克服液体表面张力阻力 h孔口处表面张力气体经过塔板压力降（单板压降） （1-19）-气体经过每层塔板压降相当液柱高度-气体经过筛板干板压降-气体经过板上液层阻力-克服液体表面张力阻力4.5.1.1干板阻力干板压降，由此公式计算： （1-20）依据 查干筛孔流量系数图C0图9 塔板孔流系数图得 精馏段：液柱提馏段：液柱4.5.1.2板上充气液层阻力板上液层阻力用此公式计算： （1-21）-板上清液层高度-反应板上液层充气程度因数（充气因数）降液管横截面积，塔横截面积精馏段：动能因子： 查充气系数和关联图可得则提馏段：动能因子：查充气系数和关联图可得 则 4.5.1.3由表面张力引发阻力液体表面张力阻力计算公式 ： （1-22）精馏段：提馏段：综上，故精馏段 液柱压降 提馏段 液柱压降 说明：（1）若塔板阻力过大，可增加开孔率或 降低堰高。（2）对于常压和加压塔，塔板阻力通常没有什么尤其要求。（3）对于减压塔，塔板阻力有一定要求。4.5.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响。4.5.3 液沫夹带量校核板上液体被上升气体带入上一层塔板现象，叫做液沫夹带。为确保板式塔能维持正常操作效果，通常塔板上液沫夹带量，可按下式计算： （1-23）精馏段：提馏段：故在本设计中液沫夹带量在许可范围内，不会发生过量液沫夹带。4.5.4严重漏液校核漏液验算，依据公式： （1-24）稳定系数： -筛孔气速-漏液点气速精馏段：实际孔速：稳定系数为提馏段：实际孔速：稳定系数：故在本设计中无显著漏液。4.5.6降液管溢流液泛校核为阻止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从关系： （乙醇-水不易分离体系）精馏段： 又因为 板上不设进口堰： 提馏段： 故在本设计中不会发生液泛现象。4.6 塔板性能负荷图在确定了塔板工艺尺寸，又按前述各款进行了流体力学验算以后，便可确定所设计塔板能在任务要求气液负荷下正常操作。此时，有必需深入揭示该塔板操作性能，即求出维持该塔板正常操作所许可气、液负荷波动范围。这个范围通常以塔板负荷性能图形式表示。图10 塔板负荷性能图4.6.1漏液线据此能够做出和流体流量无关4.6.2 液沫夹带线以则解得 计算所得：Ls(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs(m3/s)0.00940.00880.00830.0078据此可作出液沫夹带线24.6.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上清液层高度作最小液体负荷标准，由 得 则：据此可作出和气体流量无关垂直液相负荷下限34.6.4液相负荷上限线 以 作为液体在降液管管中停留时间下限 据此可作出和气体流量无关垂直液相负荷上线44.6.5液泛线令联立： （1-25）整理得： (1-26)列表计算以下Ls(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs(m3/s)1.061.010.9450.88由此表数据即可做出液泛线5依据以上各线方程，可做出筛板塔负荷性能曲线图11 精馏段筛板塔负荷性能曲线五、换热器5.1 换热器初步选型5.1.1塔顶冷凝器热负荷QC = (R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = 4.63105 kcal/h。 取冷却水进口温度为32，出口温度为38，则换热平均温 差Dtm =87.3，取换热系数K = 350 w/m2，则所需换热面积： S = 4.631051034.18 / (360035087.3) = 17.7 m2选择型号：标准系列JB1145-73 Fg20（单程）5.1.2塔底再沸器热负荷QB = (R+1)DMBrB = 2.08106 kJ/h。取导热油进口温度为260，出口温度为250， 则换热平均温差Dtm =57.5，取换热系数K = 500 w /m2；则所需换热面积：S = 2.08106103 /(360050057.5) = 20.0 m2 选择型号：标准系列JB1145-73 Fg20（单程）5.2 塔顶冷凝器设计公用工程：循环冷却水：进口温度32，出口温度38；导热油：进口温度260，出口温度250表13不一样流体K值推荐高温流体低温流体K值推荐/kcal/m2h 有机蒸汽水350-650高沸点碳氢化合物蒸汽水450-850有机蒸汽和水蒸汽混合物水400-750油汽蒸汽水350-450水蒸气水1500-2500甲醇蒸汽水450-550选择水蒸气-水循环系统，选择换热器，具体参数见下表表14 换热器参数外壳直径D/mm500公称压力P/Mpa1.6公称面积A/m257管程数Np2管子排列方法正方形管子尺寸/mm252.5管长l/m3管数NT/根248管心距t/mm32图12 换热器工艺尺寸图表15 塔顶冷凝器设计计算结果汇总表项目数值备注换热器类型固定管板式换热器面积57m2管程流体冷却水壳程流体塔顶汽相管程流速2.5m/s壳程流速12.5m/s外壳直径500mm管程数双程管子长度3.0m管子尺寸252.5正方形排列折流板型式弓形折流板折流板间距200mm壳程压降3.7kpa管程压降5.3kpa六、精馏塔工艺条件6.1塔体总高塔顶空间HD塔顶空间HD作用是供安装塔板和开人孔需要，也使气体中液滴自由沉降，通常取11.5m塔底空间HB塔底空间HB含有中间贮槽作用，塔釜料液最好能在塔底有1015分钟储量，以确保塔釜料液不致快速排完，通常取2.02.5m人孔通常每隔68层塔板设一人孔（供安装、检修用），人孔处板间距650mm，人孔直径通常为450550mm，其伸出塔体筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm塔高H=(n-np-2)HT+HF+nPHp+HD+HBn实际塔板数 HF进料板处板间距，mnP人孔数Hp人孔处板间距，取0.8mHD塔顶空间，m（不包含头盖部分）HB塔底空间，m（不包含底盖部分）HT板间距，m进料板处间距HF取1000mm塔底空间高度HB取2500mm塔顶空间高度HD取1000mm图13 塔高示意图6.2 精馏塔配管尺寸计算6.2.1塔顶汽相管径dp塔顶汽相出口流速uv和塔操作压力相关，常压可取1220m/s，减压可取2030m/s。选择常压20m/sdp=4VSuv=41183.8136003.1420=0.1447m=144.7mm依据国家标准管径规格向上圆整，塔