1、I吉 林 化 工 学 院化工原理 课 程 设 计题目 乙醇丙醇二元物系筛板精馏塔的设计 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师 2011 年 12 月 15 日吉林化工学院化工原课程设计 II设计任务书 设计条件：常压 P=1atm (绝压)；处理量：100kmol/h;进料组成=0.468、流出液组成=0.938、釜底组成=0.038（以上均为摩尔分数）单板压降0.7kpa.设计任务：完成该精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算；画出带控制点的工艺流程图（2 号图纸） ，精馏塔工艺条件图（2 号图纸） ；写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结
2、果汇总和设计评价。目录摘要 .- 1 -第一章 前言 - 2 -吉林化工学院化工原课程设计 III第二章 精馏塔物料衡算 - 3 -2.1 物料衡算 .- 3 -2.2 摩尔衡算 .- 3 -第三章 塔体主要工艺尺寸 - 4 -3.1 塔板数的确定 .- 4 -3.1.1 塔板温度计算 .- 4 -3.1.2 物料相对挥发度计算 .- 6 -3.1.3 回流比计算 .- 6 -3.1.4 塔板物料衡算 .- 7 -3.1.5 实际塔板数的计算 .- 9 -3.1.5.1 黏度 .- 9 -3.1.5.2 总塔板效率 .- 9 -3.1.6 实际塔板数计算 - 10 -3.2 塔径计算 - 10
3、 -3.2.1 平均分子质量计算 - 10 -3.2.2 平均密度计算 - 10 -3.2.3 液相表面张力计算 - 12 -3.2.4 塔径计算 - 13 -3.3 塔截面积 - 15 -3.4 精馏塔有效高度计算 - 15 -3.5 精馏塔热量衡算 - 16 -3.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算 - 16 -3.5.1.1 比热容及汽化热的计算 - 16 -3.5.1.2 基准态的选择 - 17 -3.5.1.3 各股物料热量计算 - 18 -第四章 板主要工艺尺寸计算 .- 19 -4.1 溢流装置计算 - 19 -4.1.1 堰长 - 19 -wl4.1.2 溢流堰高度 .- 19 -W
4、h4.1.3 降液管宽度 Wd 和截面积 Af.- 19 -4.1.4 降液管底隙高度 h0 .- 20 -4.2 塔板布置 - 20 -4.2.1 塔板的分块 - 20 -4.2.2 边缘宽度的确定 - 20 -4.2.3 开孔区面积的计算 - 20 -4.2.4 筛孔板 n 与开孔率 .- 21 -4.3 流体力学验算 - 21 -4.3.1 塔板压降 - 21 -4.3.1.1 干板压降相当的液柱高度 - 21 -4.3.1.2 气流穿过板上液层压降相当液柱高度 - 22 -1h4.3.1.3 克服液面表面张力压降相当液柱 .- 22 -4.3.2 液泛 - 23 -吉林化工学院化工原课
5、程设计 IV4.3.3 液沫夹带 的验算 .- 24 -V4.3.4 漏液 - 24 -4.3.5 塔板负荷性能图 - 25 -4.3.5.1 漏液线方程 - 25 -4.3.5.2 液沫夹带线 - 26 -4.3.5.3 液相负荷下限线 - 27 -4.3.5.4 液相负荷上限线 - 27 -4.3.5.5 液泛线 - 28 -4.3.5.6 负荷性能图 - 30 -第五章 管径设计 .- 32 -第六章 塔的附属设备设计 .- 34 -6.1 冷凝器的选择 - 34 -6.2 再沸器的选择 - 34 -第七章 设计筛板的主要结果汇总表 - 35 -结束语 - 38 -参考文献 - 39 -
6、化工原理课程设计教师评分表 - 40 -吉林化工学院化工原课程设计 - 1 -摘要在本设计中我们使用筛板塔，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。本设计从课程设计的一般原理、要求、内容和步骤，选择典型的单元操作，主要关于筛板精馏塔的设计内容：从物料守恒，热量守恒方面进行计算；了解并掌握塔的基本构造，及其关于塔的主要计算，设计出符合条件的塔；连接塔的各种管道大小不一，需要根据数据算出各个管道，并通过查标准管道表选出符合条件的管道；在设计过程中，涉及很多物理量参数，通过查资料得出各个相关的数，利用插值
7、法算出要求的。通过本设计，主要是增强学生对塔的熟练程度，提高学生的综合能力，以便适应实际生产能力。关键词：筛板塔；操作弹性；物料守恒；热量守恒吉林化工学院化工原课程设计 - 2 -第 1 章 前言蒸馏塔有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。 蒸气由塔底进入。蒸发出的气相与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器） 、冷凝
8、器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点。蒸馏过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸馏。本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作，塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小。由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式采用间接蒸气加热，设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。通过物料守恒、热量守恒，计算设计要求的主要数据，以便选择符合要求的管道、板块以及塔的各种设备。吉林化工学院化工原课程设计 - 3 -第 2 章 精馏塔物料衡算2.1 物料衡算已知数据：乙醇的摩尔质量 MA=46k
9、g/kmol,正丙醇摩尔质量 MB=60kg/kmolXf=0.25 XD=0.98 XW=0.05原料处理量 kmol/h=0.028 kmol/s10F总物料流量衡算 塔底物料流量衡算：易挥发组分物料衡算：FX F=DXD+W XW xfdxw10.468.930.8D解得：D=47.778 kmol/W=52.222 kmol/2.2 摩尔衡算原料液及塔顶、塔底产品的流量和平均摩尔质量=53.45 kg/kmolBFAFMxM1x=46.87 kg/kmolDDV=59.47 kg/kmolBWAW吉林化工学院化工原课程设计 - 4 -第三章 塔体主要工艺尺寸3.1 塔板数的确定3.1.
10、1 塔板温度计算表-1：乙醇丙醇平衡数据利用插值法：设进料温度为 ,塔顶温度为 ,塔釜温度FtDtWt: Ft 8.328.320.5986.574.605F: D 77911.DDtt: Wt6.102.38WW精馏段的平均温度： ()/2.7FDt提留段的平均温度： 965W汽相组成：塔顶的汽相组成： 液相组成 汽相组成 温度0.000 0.000 97.160.126 0.240 93.850.210 0.339 91.600.358 0.550 88.320.844 0.914 80.591.000 1.000 78.38吉林化工学院化工原课程设计 - 5 - : 79.Dt80.59
11、7.3.978.30.938141DDyy塔釜的汽相组成： : 6.1Wt.66.5.72502024WWyy进料的汽相组成：86.57Ft.38.596.78.590.6324014014FFyy精馏段平均液相组成 ：x+x.2D（ ）平均汽相组成 ： 1y()785Fy液相平均分子质量 ： kg/kmolLM460.3(10.3).158汽相平均分子质量 : kg/kmol1V224907提馏段平均液相组成 : 2x().5WFx平均汽相组成 : y032y液相平均分子质量 ： kg/kmol2LM46.(1.)6.458V汽相平均分子质量 kg/kmol V0350温度-饱和蒸汽压关系式
12、（安托因方程）：(1)CtBApOlg表-2：由化工手册查的 A、B、C:A B C乙醇 7.33827 1652.05 231.48丙醇 6.74414 1375.14 193.0乙醇：48.23105687.lgtpA丙醇：tB0.94.l结果如下：吉林化工学院化工原课程设计 - 6 -塔顶： kPa kPa79.Dt108.5Ap50.87Bp塔底： kPa kPa 61W976946进料板(数据取自后文塔板物料衡算结果)： kPa kPa8.57Ft13.40Ap.3Bp3.1.2 物料相对挥发度计算(2)BAp根据上文求出的数据可得：塔顶： 2.13 D塔底： = 2.02 W进料板
13、： =2.07F平均相对挥发度： =2FWD3.1.3 回流比计算最小回流比 (3) pDxyRminq 线方程：采用饱和液体进料时 q=0.96,故 q 线方程为：(4) 1qxyF196.025.相平衡方程：(5)pppxy21（4） ， （5）联立得： =0.514 =0.67py吉林化工学院化工原课程设计 - 7 -代入式（5）可以求得： min0.938.671.5DpxyR最小理论板数 =8.595 （6）lg1lmin WDxN作图求 R:R 1minR1minNN9.31.min0.073 0.7 36542i0.14 0.51 227minRO.19 0.47 20081i0
14、.24 0.45 194.5.min0.28 0.41 176iR0.32 0.38 171.7.min0.35 0.35 16538iO.36 0.34 169.6.minR0.41 0.31 15270iO.44 0.29 15作图得：吉林化工学院化工原课程设计 - 8 -N-R81318232833380 2 4 6 8RN系 列 1由图可知：拐点靠近 1.5 ，所以 R=1.5 =2.32 最合适。minmin3.1.4 塔板物料衡算精馏段操作线方程：，代入数据得：Dnn xRy1110.7.28nnyx提馏段操作线方程：， （ ） ， （7）WnnxRy11 V代入数据得： 1.32
15、-0.74nny相平衡方程: （8）nnx逐板法：物料衡算过程模式:Yn-1 xn-1yn xnyn+1 xn+198.01Dx吉林化工学院化工原课程设计 - 9 -第一块板下降液体：10.2yx第二块板上升汽体： 957184.12xy第二块板下降液体： .022yx同理可得：、 、 、 、 、 、98.353.3x86.04y7648.04x7925.05y63.0x、 、 、 、 、 、7016y06732713418、 、 、 、4.9219.9x.y9.10x10qx所以第 10 块板上升的汽体用提留段操作方程计算得，、 、 、 、 、 、352.1y138.0x109.2y184.
16、2x2637.013y157.0x、 、 、 、 、 、04 94656955 986、 800mm,故裙座壁厚取 16mm。基础环内径： 3(14026)(0.1=2mbiD）基础环外径： o+8）圆整后： i bom=b，考虑到再沸器，取裙座高： 2H402.塔体总高度：12(1)FPTFPDBHnnH=（35-1-4-1）0.4+10.8+40.6+1.2+1.67+0.39+2.4=20.46m吉林化工学院化工原课程设计 - 17 -3.5 精馏塔热量衡算3.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算3.5.1.1 比热容及汽化热的计算表6： 乙醇 丙醇温度 汽化热 比热容 汽化热 比热容60 89
17、7.77 2.76 757.60 2.6970 859.32 2.88 741.78 2.7980 838.05 3.01 725.34 2.8990 815.79 3.14 708.20 2.92100 792.52 3.29 690.30 2.961 塔顶温度下的比热容：78.6Dt078.602.9137.54()()2.31PPkjkjCgmol 乙乙.53.82.8()().91PPjjkkl丙丙 ()38.25()PDDPkjCxxmol乙 丙.进料温度下的比热容：90.71Dt90.713.1514.9()()3.4234PPkjkjCgol乙乙9018.52.97.3()()2
18、.6PjjkkmlC 丙丙 (1)67.5FFjxxol乙 丙.塔底温度下的比热容：95.8Wt0195.803.2148.()()3.4232PPkjkjCgmol 乙乙吉林化工学院化工原课程设计 - 18 -9015.8103.2148.()()2.6296PPkjkjCgmol 丙丙 ()75.9WWjCxxl乙 丙.他低温度下的汽化潜热7087.680kj4.g59.32.3rr乙乙. j72.641425丙丙 kj()83.gDrxr乙 丙3.5.1.2 基准态的选择上文中已经求出塔顶蒸汽温度 ，该温度也为回流液和馏出液的温度。同时，操6.78Wt作压力为 101.325kPa。以塔
19、顶操作状态为热量衡算基准态，则= QD=0R3.5.1.3 各股物料热量计算0时塔顶上升的热量 ，塔顶以 0为基准VQ0.38561.2(73.586)0.3546.283.510943VPDV kjQCtrM h回流液的热量 R 78.6Dt .()Pkjmolh0.3256138.25(7.18.6)5908RD kjQCt h塔顶馏出液的热量.970.()1426DP kjt进料的热量 FQ吉林化工学院化工原课程设计 - 19 -1067.5(23.190.7)615429FPF kjQCt h塔底残液的热量 W.8.(8)073WP kjt 冷凝器消耗的能量 CQ12094356810
20、42659CVRD kjQ h再沸器提供的能量 塔釜热损失为 10BBFCWDQ损再沸器的实际热负荷： 0.9-BCWDFQ得： =5669377 kjh项目 进料 冷凝器 塔顶馏出物 塔底残液 再沸器平均比热容 167.75 _ 138.25 175.19 _热量 Q 6105429 5356879 1046266 5074723 5356879第四章 板主要工艺尺寸计算4.1 溢流装置计算因塔径 D=1.4m,可选单溢流的弓形降也管，采用凹形受液盘4.1.1 堰长 wl取 =0.66D=0.924ml4.1.2 溢流堰高度 Wh堰上液层高度精馏段：吉林化工学院化工原课程设计 - 20 -m
21、hhLEWwO034.26.0.)(184.取 上 层 清 夜 层 高 度提馏段：mhhLEWwO034.25.06. 6.)(18.取 上 层 清 夜 层 高 度4.1.3 降液管宽度 Wd 和截面积 Af由 lW/D=0.66查资料，得Af/AT=0.0722， W d/D=0.12,4故 Af=0.0722AT=0.07221.54=0.111 m2 Wd=0.124D=0.1241.4=0.1736 m 依下式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段：s)(51936017.24360360411 sLHhTf 提馏段： )(51736018.254.36036022 sLAhTf 故降液
22、管的设计合理4.1.4 降液管底隙高度 h0取液体通过降液管底隙的流速 m/s，依式：0=.8u精馏段：00.27=.3194ssWoLuhmll 提馏段：00 .058.2ssWoWlhlu 吉林化工学院化工原课程设计 - 21 -4.2 塔板布置4.2.1 塔板的分块因 D800mm，故采用分块式。4.2.2 边缘宽度的确定取 mWcs 035.,065.4.2.3 开孔区面积的计算开孔区面积 Aa按下式计算 rxxra 122sin80其中： CFdWDr2)(65.03.241)(4615.0.17.mWDrxCFd)(120. 65.041sin65.018465.0.465. )(
23、sin822212mrxxrAa 4.2.4 筛孔板 n 与开孔率 本流程所处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取孔径 =5，取 ；0d03.75td孔中心距 3.75018.t吉林化工学院化工原课程设计 - 22 -个332215801580().1690.7nAat020.96()atd每层塔板上开孔面积 为： A0.651.20.78a精馏段气体通过筛孔的气速： 101.374.8sVums提馏段气体通过筛孔的气速： 100.93.2sA4.3 流体力学验算4.3.1 塔板压降4.3.1.1 干板压降相当的液柱高度依 查图得：51.67,3d0.84C精馏段： 2 201487
24、.51().5()()0.305VcLuh mC提馏段： 2203.().()().VcL式中 hc干板压降，m 液柱； u0筛孔气速，m/s；4.3.1.2 气流穿过板上液层压降相当液柱高度 1h精馏段： 11.0370.69()(54.)saTfVu msA.69.8F由图查的： 02吉林化工学院化工原课程设计 - 23 -10()0.62.0372Lwohhmhw外堰高，m；how堰上液流高度，m；提馏段： 10.9740.657()(15.9)saTfVu sA.62.F由图查的： 01().06.372Lwohhmhw外堰高，m；how堰上液流高度，m；4.3.1.3 克服液面表面张
25、力压降相当液柱 h精馏段： 30418.72504.2039.Lhgd.76p单板压降 7235.9814.30.7pL aah pk提馏段： 30417.9604.201285.5Lh mgd.3p单板压降 7128.3915.670.pL aah pk4.3.2 液泛精馏段：为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 ()dTWhH液体通过降液管的压强降 LPdhH指降液管中清夜层高度dH吉林化工学院化工原课程设计 - 24 -为板上清夜层高度，取值为Lh mhowL06.为塔板总压降P指与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，主要有降液管底隙处的局部阻力造成。由于d塔板上未设置进口堰，
26、可按下式计算： 0.157m.3492.07153.)(153.022 ）（owSdhlLhHd 867取全开后的压降为设计压降，即 Hd17.乙醇与正丙醇属于不易发泡物质，其泡沫层的相对密度 取 0.5为防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的高度不能超过上层塔板的出口堰，即 wThd dHH217.0)34.0(5.可见，目前的设计数据符号要求。提馏段：为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 ()dTWh液体通过降液管的压强降 LPdhH指降液管中清夜层高度dH为板上清夜层高度，取值为Lh mhowL06.为塔板总压降P指与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，主要有降液管底隙处的局部阻力
27、造成。由于d塔板上未设置进口堰，可按下式计算： 0.973m.340.9258153.)(153.022 ）（owSdhlLhHd 167.9.取全开后的压降为设计压降，即 Hd8.乙醇与正丙醇属于不易发泡物质，其泡沫层的相对密度 取 0.5为防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的高度不能超过上层塔板的出口堰，即吉林化工学院化工原课程设计 - 25 -wThHd dH213.0)6.40(5.可见，目前的设计数据符号要求。4.3.3 液沫夹带 的验算V精馏段： 6 63.2 3.2435.7105710.9()()87100.184506aVTfu kgkgHh 液 液 气 气提馏段： 6 63.
28、2 3.243. .()() .1790aVTf kkgg 液 液 气 气4.3.4 漏液精馏段： 0 1(.56.13)4. 0.23)75.8 7.81cLow VhuC ms 稳定系数 7.12430WuK符合 K 1.5 2.0，故在本系统中无明显漏液现象。提馏段： 0 1(.56.13)4. 0.21)78.358 7.2cLow VhuC ms 稳定系数 97.12.40WuK符合 K 1.5 2.0，故在本系统中无明显漏液现象4.3.5 塔板负荷性能图4.3.5.1 漏液线方程精馏段：吉林化工学院化工原课程设计 - 26 -由 代入漏液点气速式：2,min300.4.7,sLwo
29、sowVhLuA0(.56.1)4. co VhuC提馏段：2,min 30 735.2.8.0.3(4.70).018s sVLA2.所以， 23,min3.690.4.78s sVL在设计范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于表 11-1。(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 (m3/s) 0.594 0.618 0.6411 0.6600S由 代入漏液点气速式：2,min300.8.7,sLwosowVhLuA0(.56.1)4. co VhuC2,min 30 735.2.8.0.3(8.70).018s sVLA2.所以， 23,min3.690.18.6s sVL在设计范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于表 11-1。(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 S(m3/s) 0.509 0.544 0.567 0.585 4.3.5.2 液沫夹带线精馏段： 2.36107.5fTaLvhHue
