1、1化工原理课程设计前言在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备，而精馏操作则是工业中分离液体混合物的最常用手段。其操作原理是利用液体混合物中各组分的挥发度的不同，在气液两相相互接触时，易挥发的组分向气相传递，难挥发的组分向液相传递，使混合物达到一定程度的分离。塔设备的基本功能是提供气液两相以充分的接触机会，使物质和热量的传递能有效的进行；在气液接触之后，还应使气、液两相能及时分开，尽量减少相互夹带。常用的精馏塔按其结构形式分为板式塔和填料塔两大类，板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板，气体依靠压强差的推力，自下而上穿过各层
2、塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在内进行逐级接触。填料塔内装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。板式塔具有结构简单、安装方便、压降很低、操作弹性大、持液量小等优点。同时，也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。本设计参考了部分化工原理课程设计书上的内容，还得到了老师和同学的帮助，在此表示感谢。由于本人能力有限，经验不足，书中难免会出现一些错误，恳2请大家批评指正。编者2011-6-16第一章 设计任务书一 设计题目分离乙醇-水混合液的板式精馏塔二 设计数据生产能力：年处理乙醇-水混合液 5.0 万吨原 料：乙醇含量为 15%（质量百分比，下同）的常温液
3、体分离要求：塔顶含量不低于 94%塔底含量不高于 2%三 操作流程的确定和说明操作压力：由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。其中塔顶压力为， 塔底压力51.032Pa51.032(630)NPa塔型选择：根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为 ，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。进料状态：虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔
4、径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。加热方式：精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进3行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。第二章 塔板的工艺设计第一节 精馏塔全塔物料衡算F：原料液流量（kmol/s） x F：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） x D：塔顶组成W：塔底产品流量（kmol/s） x W：塔底组成 原料乙
5、醇组成： 15/46.37%8F塔顶组成： 9/.9Dx塔底组成： 2/460.781W进料量：43(.15/460.8/1)5.0 .0974/2F kmols万 吨 /年 =物料衡算式为： FDWxx联立方程组解得： 0.524/918kmols第二节 计算温度、密度、表面张力 、粘度、相对挥发度气液相及体积流量表一.常压下乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度关系温度/ oC 液相 气相 温度/ oC 液相 气相 温度/ oC 液相 气相10095.589.086.701.907.219.66017.0038.9143.7582.782.381.580.723.3726.0832.7339.
6、6554.45 55.80 59.26 61.22 79.378.7478.4178.1557.3267.6374.7289.4368.4173.8578.1589.43485.384.112.3816.6147.0450.8979.879.750.7951.9865.64 65.99 FDW1.温 度 利 用 表 中 数 据 由 拉 格 朗 日 插 值 可 求 得 t、 、 t89.089.06.790.73C215.3721.548.213.43009.3 9.1.707.4 84.7C225F FDD DWWWFD1tt ， ， ttt ， t+精 馏 段 平 均 温 度 ： t提 馏
7、段 平 均 温 度 .3.19.3t：2.密 度1 =+( )ABlaM已 知 ： 混 合 液 密 度 ： 为 质 量 百 分 率 ， 为 平 均 相 对 分 子 质 量0VT2.4混 合 气 密 度 ：(1) 精馏段： 8.7,C1t液相组成 ： ， x1=14.82%x1.8.72.6.233x气相组成 ： ，y1=49.95%1y184.450.95y所以 62(0.82).1/LMkgmol14.493V(2) 提馏段： 94.43 C2t液相组成 ： ， 2.77%x295.80.8.01771x2x气相组成 ： ， 34.70%2y2.94.3.y2y5所以 2460.718(0.
8、27)18./LMkgmol334V表二.不同温度下乙醇和水的密度温度/ oC 乙 水 温度/ oC 乙 水808590735730724971.8968.6965.395100720716961.85958.4求得在 和 下的乙醇和水的密度1t2， 732.14kg/m384.7,C5804.78096.1.乙 -9乙 =, 968.94 kg/m3.水 水同理： ， ， 720.95 kg/m39432t95094.3061.8.72乙 乙 =， 962.25 kg/m3.水 -65水在精馏段：液相密度 ：L1L10.4826/.48(1-0.42)0.378.135732. 964 ./
9、kgm气相密度： V1 3.9.15.0/247384kgm在提馏段：液相密度 ：LL210.76/.01(.27)1.67850.137295923=94.8/kgm6气相密度： V2 37.23.150.9/4(+4)kgm3.混 合 液 体 表 面 张 力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算公式： W0xV= 00WxV1/41/41/4mSS /SS0SxV0lg()qB2/32/30.41()WqQVTAQ20lg()SWA01SW式中下角标，W、O、S 分别代表水、有机物及表面部分，X W、X O指主体部分的分子体积， 、 为纯水、有机物的表面张力，对乙醇 q=2。0（1）精
10、馏段： 84.7,C1t温度/ oC 70 80 90 100乙醇表面张力/10 -2N/m218 17.15 16.2 15.2水表面张力/10 -2N/m2 64.3 62.6 60.7 58.831820.4/9.WmVcmol36./.o l乙醇表面张力： ， ；90812754乙 16.725乙水的表面张力： ， 。46.76.水 .水220001)WWWxVxV（ ） (72(10.48).32.050.482.50148.) D0.1482Wxx因 为 ， 所 以0lg()l.5.31B2/2/30.41()WVqQT2/32/316.754.00. 61.750.48.7.31
11、0AB联 立 方 程 组 20lg()SWA01SW0.387SW求 得 ： .613S1/41/4/46.5.725.29.m(2) 提馏段： 94.43 Ct318./940.WVcmol365./.oml乙醇表面张力： ， ；1090422乙 15.7乙水的表面张力： ， 。.358.6758水 9.84水220001)WWWxVxV（ ） (2(.7)9.314.29.275.83750.83)D0.2710Wxx因 为 ， 所 以0lg()l4.9B82/32/300.41()WVqQT2/32/315.70.8. 59.1.9.3.0768.10.8.AB联 立 方 程 组 20l
12、g()SWA 01SW0.762SW求 得 ： .38S1/41/41/459.8.2572.9.m.混 合 物 的 粘 度查表得： ， 84.7,C1t 水 =0.34mPa.s醇 =0.431mPa.s94.43 ，查表得： 2 水 297醇 72精馏段粘度： 11()x醇 水0.43.80.34(.18)0.356a.s提馏段粘度： 222()醇 水.797(.27).94mP.5.相 对 挥 发 度（1） 精馏段挥发度：由 得ABx=0.148, y.5BBx=0.81, y.50所以 9.73.5.2By（2） 提馏段挥发度：由 得ABx7, yBBx.92, y.63所以 0.34
13、.918.65652By=6.气 液 量 体 积 流 量 计 算因为是饱和液体进料，所以 q=1,又因 xF=0.0537,所以 q 为一条直线。x-y 相图如下所示： 根据 x-y 相图得： min0.859.321.07DqxyR9min1.5.2013.R取(1)精 馏 段 ： L=D3.024=8kol/s V(+)6l/L1M.5/,kgol已 知 ： V1M=3.9,kgmol。L18.24/,kgmolV1.09/kgmol1LM2563.1/ .842s则 由 质 量 流 量 ：31SL.0/. s体 积 流 量 ：31SV2069.247/.m(2)提馏段：因为本设计为饱和液
14、体进料，所以 q=1LqF=0.63+.75=0.9V(-1)84kol/s10L2M18.7/,kgmol已 知 ： V2M=7./,kgmol。9400952LV18.7043.8/ 2.skg则 由 质 量 流 量 ：432SL.5.1/9ms体 积 流 量 ：32SV0.38.27/第三节 理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次试验设计中采用图解法。根据 1.01325 105Pa 下，乙醇-水气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即 x-y 曲线图，泡点进料，所以 q=1，即 q 为一条直线，本平衡具有
15、下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，如图所示：x q=0.0537, yq=0.3212, 所以 ，操作回流比等于：min2.013R。i.502已知：精馏线操作方程： 10.751.24DnnnxRy提馏线操作方程： 1LqF.390.7-WqWnmmx在图上作操作线，由点（0.8598，0.8598）起在平衡线和操作线间画阶梯，过精馏段操作线与 q 线交点，直到阶梯与平衡线交点小于 0.0079 为止，由此得到理论版 NT=25 块（包括再沸器） ，加料板为第 22 块理论板。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体的力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度
16、。板效率可用奥康奈尔公式计算。TLE-0.245=.9（1） 精馏段已知： ，.731L=.62mPa.s11所以 0.2450.49(5.736)1,TE。N21.,.P精 48PN精故 块（2） 提馏段已知： ，8.652L=0.94ma.s所以 .25049(1)03,TE。N3P提 ， 6PN精故 块全踏所需实际塔板数： 485P精 提 块 。全塔效率： T251E.4 加料板位置在第 49 块塔板。第四节 塔经的初步设计塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的面积，应保证有适宜的气体速度。
17、计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，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。由于精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。在初算塔径中，精馏段的塔径可按塔顶第一块板上物料的有关物理参数计算，提馏段的塔径可按釜中物料的有关物理参数计算。也可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在 1 米以下者，标准化先按 100mm 增值变化；塔径在 1 米以上者
18、，按 200mm 增值变化，即 1000mm、1200mm、1400mm、1600mm塔径标准化以后，应重新验算雾沫夹带量，必要时在此先进行塔径的调整，12然后再决定塔板结构的参数，并进行其它各项计算。当液量很大时，亦宜先核查一下液体在降液管中的停留时间 。如不符合要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径的调整。图 4-1 史密斯关联图图中 HT塔板间距， m； hL板上液层高度， m； V ,L分别为塔内气、液两相体积流量， m3/s； V， L 分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 。1. 精馏段 L,0.68,CVmaxmax由 （ 安 全 系 数 ） 安 全 系 数 ， 式 中
19、 可 由 史 密 斯 关 联 图 查 出 ：1/2 1/24S1LV.5.0.79横 坐 标 数 值 ：13取板间距：Hr=0.45m, h L=0.07m,则 Hr-hL=0.38， 查图可知：C 20=0.076.0.20.221119C()76()884 .3/6.027.53.46,0.27./96S msuVDmsmax 22 横 截 面 积 ： Ar=8=0.196空 塔 气 速 ： u2. 提馏段1/2 1/24S2LV8.709.80.5横 坐 标 数 值 ：取板间距：Hr=0.45m, h L=0.07m,则 Hr-hL=0.38， 查图可知：C 20=0.076.0.20.
20、22222456C()7()899.8. .7/06.1.2405433.8, ,.270196S msuVDmmaxx 22 圆 整 ： 横 截 面 积 ： Ar=.96 空 塔 气 速 ： u/ms。第五节 溢流装置1、 堰长 lW取 lW=0.75D=0.75 0.5=0.375m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度 hOW按下式计算14近似取 E=12/3.8410AOWWLhEl（1） 精馏段 2/342.843601.580.717OWh m.3.6L（2） 提馏段2/342.84360.710.1715OWh m83L2、 方形降液管的宽度和横截面查图得：20.124,.76,
21、Af=0.124.960.43m,58AfWdTDm则验算降液管内停留时间：精馏段： 410.23.569.208fTSAHsL提馏段： 421.70fTS s停留时间 ，故降液管可使用。5s3. 降液管底隙高度（1） 精馏段15取降液管底隙的流速 u=0.07m/s,则 41O.580h=.237.SWLmlu（2） 提馏段 42O8.710h=.335.SWLmlu因为 hO不小于 20mm,所以 hO满足要求。第六节 塔板布置及浮阀数目与排列1塔板分布本设计塔板直径 D=0.5m,采用整块式塔板。2. 浮阀数目与排列（1）精馏段取阀孔动能因子 FO=9，则孔速 1198.62/.0OVF
22、ums1220.474.8539.64SOVNdu块 采 用 型 浮 阀取边缘区宽度 WC=0.03，破沫区宽度 WS=0.07，WD=0.212。计算塔板上的鼓泡区面积，即 22arcsin180a xAxRR.53.2CDWm0120.7.68Sdx16所以 22223.140.6820.68.0.68arcsin.31aA m 在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，取孔心距为 t=100mm。鼓泡区面积。2240.1.4atANm因 0.24800mm,故裙座壁厚取 16mm。基础环内径： 332mm3502160.41biD基础环外经： 732mmo圆整： 400mm， 700mm;
23、基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm；考bi bo虑到再沸器，裙座高度取 2m，地角螺栓直径取 M30.第五节 吊柱对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便的一项实施，一般取 15m 以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度较大，因此设吊柱。本设计塔经 D=500mm，可选用吊柱200kg。S=400mm，L=1200mm,H=400mm。材料为 A3。第六节 手孔由于精馏塔的直径为 500mm，所以只需要安装手孔，开 2 个 的圆孔。75第五章 塔总体高度的设计一 塔的顶部空间高度29塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除
24、沫器到第一块板的距离 500mm，塔顶部空间高度为 1000mm。二 塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取 5min。60/0.57BSVTHtLRA357.142/.061.43m三 塔立体高度1205192.TN1 2.430.15.78BHHm裙 顶 封第六章 附属设备设计第一节 冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为 5001500kcal/( )2.mhC本设计取 K=700kcal/( )=2926J/( )。2.mhC2.mhC出料液温度：78.137 （饱和气） 78.173 （饱和液）冷却水温度：20
25、 35逆流操作： 1258.73,4.173tt12 50.8.mt CtInI传热面积：3271.919.9650.32650.mQA mKt 设备型号：G500I-16-40第二节 再沸器的选择30选用 120 饱和水蒸气加热，传质系数取 K=2926 J/( )2.mhC料液温度：99.815 100 （饱和液）C热流体温度：120 120逆流操作： 120,.185tt1202mt CtInI 传热面积：3287.1.80.5960.296mQA mKt 设备型号：G500I-6-70参考资料：1 华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州：华南理工大学出版社. 1996.022 天津大学化工原理教研室编. 化工原理(下). 天津：天津大学出版社. 1999.043 大连理工大学王国胜主编.化工原理课程设计.大连理工大学出版社 2005.02目录前 言 .1第一章 设计任务书 2
