乙醇水连续精馏筛板塔的设计.docx

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1、化工原理课程设计乙醇-水连续精馏筛板塔的设计班级 :姓名 ： 学号 ：指导教师 ：时间 ：2023-8-292023-9-9-第 11 页 共 46 页前言精馏塔是进展精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。依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，与下降液进展逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，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，到达组分分别的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一局部作为回流液返回塔顶进

2、入精馏塔中，其余的局部则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一局部送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一局部液体作为釜残液取出。精馏塔的工作原理是依据各混合气体的汽化点或沸点的不同，把握塔各节的不同温度，到达分别提纯的目的。化工生产常需进展液体混合物的分别以到达提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，把握气液相平衡关系，生疏各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分别过程中的各种参数是格外重要的。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，由于乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分别过程，即同时进展屡次局部汽化和局部冷凝的过程

3、，因此可使混合液得到几乎完全的分别。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进展的，塔内装有假设干层塔板或充填确定高度的填料。为实现精馏分别操作，除精馏塔外，还必需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，还必需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。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进展分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的构造设计和工艺尺寸的设计计算，关心设备的选

4、型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺当进展并使效率尽可能的提高。名目前言2化工原理课程设计任务书.6第一章 设计概述.71.1 塔设备在化工生产中的作用与地.位71.2 塔设备的分类81.3 板式塔81.3.1 泡罩塔.81.3.2 筛板塔.81.3.3 浮阀塔.9其次章 设计方案确实定及流程说明. 92.1 塔型选择92.2 操作流程9第三章 塔的工艺计算.103.1 查阅文献，整理有关物性数据113.1.1 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数113.1.2 平均摩尔质量.113.2 全塔物料衡算113.

5、3 塔板数确实定123.3.1 理论塔板数的求取.123.3.2 全塔效率的估算. 153.3.3 实际塔板数.16第四章 精馏塔主题尺寸的计算174.1 求的塔顶、进料板、及塔釜的压力174.2 平均摩尔质量的计算：(kg/kmol).174、3 平均密度 Kg / m 3 m.184.4 精馏段与提馏段的汽液体积流量计算.204.5 液体外表张力.204.6 塔径 D 的计算214.7 塔高的计算234.8 塔板构造尺寸确实定24第五章 塔板的流体力学验算275.1 气体通过塔板的压力降m 液柱275.2 液体在降液管内停留时间的校核.295.3 液沫夹带雾沫夹带.295.4 漏液.305

6、.5 液泛.31第六章 塔板负荷性能图.316.1 精馏段塔板负荷性能图326.1.1 漏液线 .326.1.2 液沫夹带线.326.1.3 液相负荷下限线. 336.1.4 液相负荷上限线. 336.1.5 液泛线错误！未定义书签。6.2 提馏段塔板负荷性能图356.2.1 漏液线 .356.2.2 液沫夹带线.356.2.3 液相负荷下限线.366.2.4 液相负荷上限线.376.2.5 液泛线 .37第七章 各接收尺寸确实定及选型 .397.1 进料管尺寸的计算及选型397.2 釜液出口管尺寸的计算及选型397.3 回流管尺寸的计算及选型407.4 塔顶蒸汽出口径及选型407.5 水蒸汽

7、进口管口径及选型40第八章 精馏塔的主要附属设备 .418.1 冷凝器418.2 预热器.428.3 预热器43设计结果一览表 .44设计方案争论 .45参考文献.46化工原理课程设计任务书 设计题目：乙醇-水连续精馏筛板塔的设计二 任务要求:1. 设计一连续筛板精馏塔以分别乙醇和水，具体工艺参数如下： 原料乙醇含量：质量分率30+0.5*学号%， 原料处理量：质量流量100.1*学号 t/h 单号 10 + 0.1*学号 t/h 双号 产品要求：摩尔分率：x 0.83, x 0.10 单号 ；DW x 0.80, x 0.05 双号DW2. 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡

8、点进料，泡点回流，R =1.22R。min三 主要内容:1. 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关把握或观测所需的主要仪表与装置；2. 精馏塔的工艺计算与构造设计： 物料衡算确定理论板数和实际板数； 按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整； 确定塔板和降液管构造； 按精馏段和提馏段的首、末板进展流体力学校核，并对特定板的构造进展个别调； 进展全塔优化，要求操作弹性大于 2。3. 计算塔高；4. 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积；5. 绘制塔板构造图用计算纸或绘图纸；6. 列出设计参数总表。四 参考书目:第一章 设计概述1.1 塔

9、设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进展严密接触，到达相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸取、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和枯燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和争论受到化工炼油等行业的极大重视。1.2 塔设备的分类塔设备经过长期的进展，形成了形式繁多的构造，以满足各方面的特别需要， 为争论和比较的便利，人们从不同的角度对塔设备进展分类，按操作压力分为加

10、压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸取塔、解吸塔、萃取塔、反响塔和枯燥 塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流淌过程中形成相界面的塔， 长期以来，人们最长用的分类按塔的内件构造分为板式塔、填料塔两大类。1.3 板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，依据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。1.3.1 泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸取等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：1.操作弹性大2.无泄漏3.液气比范围大4.不易堵塞，能适应多种介质泡罩塔的缺乏之处在于构造简洁、造价高、安装修理便利以及气相压力降较大

11、。1.3.2 筛板塔筛板塔液是很早就消灭的板式塔，20 世纪 50 年月起对筛板塔进展了大量工业规模的争论，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：1.生产力气大提高 20402.塔板效率高提高 10153.压力降低降低 3050，而且构造简洁，塔盘造价削减 40左右，安装修理都比较简洁1。1.3.3 浮阀塔20 世纪 50 年月起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：1.处理力气大2.操作弹性大3.塔板效率高4.压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有

12、F1 型和 V-4 型，F1 型浮阀的构造简洁，制造便利，节约材料，性能良好。F1 型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4 型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余构造尺寸与 F1 型轻阀无异，V-4 型阀适用于减压系统。其次章 设计方案确实定及流程说明2.1 塔型选择依据生产任务，假设按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为15t/h，由于产品粘度较小，流量较大，为削减造价，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，选用筛板塔。2.2 操作流程乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气承受全

13、冷凝后， 局部回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜承受间接蒸汽再沸器供 热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经屡次局部气化与局部冷凝进展精馏分别，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体集合后，逐板溢流，最终流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽相互接触，进展热和质的传递过程。流程示意图如以以下图第三章 塔的工艺计算3.1 查阅文献，整理有关物性数据（1） 水和乙醇的物理性质相 对密名称 分

14、 子 分 子 度沸点比热容(20)黏度(20)导 热 系数外表张力s 1 0 3水H 2O乙醇C H O H25表 31：水和乙醇的物理性质式质量20101.Kg/(kg.mPa.s(20)(20)kg/ m33kP3a)w/(m.)N/m18.029981004.1831.0050.59972.846.0778978.32.391.150.17222.8（2） 常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表 32表 32乙醇水系统 txy 数据乙醇摩尔数/%乙醇摩尔数/%沸点 t/99.999.8气相液相0.0040.0530.040.51沸点 t/8281.3气相液相27.356.4433.2458.

15、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

16、.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：183.1.1 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数原料乙醇组成(摩尔分数): x=0 .55 / 46=0.3235塔顶组成：x =0.80D塔底组成：x=0.05W3.1.2 平均摩尔质量F0 .55 / 46 + (1 - 0 .55 ) / 18M=0.3235 46+1-0.3235 18=27.058 kg/kmolFM= 0.80 46+ (1-0.80) 18=40.4kg/kmolDM=0.05 46+1-0.05 18=19.4kg/kmolW3.2 全塔物料衡算进料量： F

17、 = 15 t / h =15 1000 0 .55 / 46 + (1 - 0 .55 )/ 18 3600= 0 .154 kmol/s总物料衡算：F=D+W易挥发组分物料衡算： D* xD+W *xW=F* xF联立以上二式得：D=0.0562kmol/s W=0.0978/kmol/s表 3-3 物料衡算数据记录:F ： 进 料 量kmol/s0.154 kmol/sx0.3235F：原料组成(摩尔分数)乙醇-水t-x(y)图t度温液相摩尔气相摩尔组成x(y)D：塔顶产品流量kmol/sW：塔底残液流量kmol/s0.0562kmol/sx：塔顶组成0.80D0.0978 kmol/s

18、x：塔底组成0.05W3.3 塔板数确实定3.3.1 理论塔板数N T 的求取1求最小回流比 R 和操作回流比R 。min依据乙醇水气液平衡表 1-6，作图乙醇-水x-y 相平衡图10.8y 0.60.40.2平衡线对角线000.20.40.60.81x12010080604020000.20.40.60.81(0.80，0.80)做直线与平衡线切于点 e(0.5602,ye - xe0 .6774 - 0 .5602Rmin*RR精截距xD/(R+1)yq精斜率R/(R+1)提斜率提截距1.04611.21.255320.3547170.5347780.5566041.7891490.039

19、4571.04611.31.359930.3389930.5254130.5762591.7541680.0377081.04611.41.464540.3246040.5168420.5942451.7221560.0361081.04611.51.569150.3113870.508970.6107661.6927520.0346381.04611.61.673760.2992040.5017130.6259951.6656480.0332821.04611.71.778370.2879390.4950030.6400771.6405850.0320291.04611.81.882980.

20、2774910.488780.6531371.6173420.0308671.04611.91.987590.2677740.4829930.6652821.5957250.0297861.046122.09220.2587150.4775970.6766061.5755720.028779由于，.泡点进料：取 R=1.8Rmin，,Rmin=1.0461,R=1.8 R=1.8830min泡点进料：q=1，故 q 线为 x=0.3235,精馏段操作线：yn+1= Rx R + 1nx+ DR + 1=0.653137xn+ 0.277491提馏段操作线：yn+1=RD + qFx( R +

21、1) D - (1 - q ) Fn- F - Dx( R + 1) D - (1 - q ) Fw=1.617342x -0.030867n乙醇-水x-y相平衡图1.810.80.6y0.40.2平衡线对角线精馏线提馏线q线000.20.40.60.81x由工艺条件打算 R=1.8Rmin故取操作回流比 R=1.88302理论塔板数N T 的求取min利用表中常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系数据用内插值法求得用奥康奈尔法( O ” conenell)对全塔效率进展估算：依据乙醇-水体系的相平衡数据可以用内插法求得X 或 Y：由相平衡方程式 y=ax，可得 a= y ( x - 1)，则1

22、 + ( a - 1) xx ( y - 1)y =X =0.80x =0.7713a =1.18591D1Dy =0.5812x =0.3235a =2.902FFFy =0.2979x =0.05a =8.0621Wt：82 .3 - 81 .5=tW 81 .5Fwt=81.5457F0 .2608 - 0 .32730 .3253 - 0 .3173Ft： 78 .15 78 .41t 78 .41= Dt=78.3167D0 .8943 0 .74720 .8 - 0 .7472Dt：95 .5 - 89 .0= t 89 .0Wt=91.7053W0 .019 - 0 .07210

23、 .05 - 0 .0721W3 aaa全塔的相对平均挥发度： 平均相对挥发度的求取： a =1.1859 2.902DFW= 3 1 .1859 2 .902 8 .0621 = 3 .0274（1） 精馏段的平均相对挥发度的求取： a1=aa=DF= 1.8551aaFW2 .9020 . 8 .06212提馏段的平均相对挥发度的求取： =2全塔的平均温度：=4.8370t+ tt1精馏段平均温度= FD12= 81 .5457 78 .31672=79.9312（2） 提馏段平均温度 t2t+ t=Fw =281 .5457+ 91 .70532=86.6255查化工原理陈敏恒主编 第三

24、版 上课本附录 1.2 水在不同温度下的黏度表及液体粘度共线图可知：当温度为 79.9312时，温度为 86.6255时，=0.3562mPa.s，水 1=0.3291 mPa.s，=0.43 mPa.s乙醇 1=0.38 mPa.s水 1乙醇 2查乙醇水的汽-液平衡图：化工原理陈敏恒主编 第三版 下课本附录 3.1当温度为 79.9312时， x1 - 0.507979 .9312 - 79 .8= 0.3965 - 0 .507980 .7 - 79 .8，x =0.49171温度为 86.6255时，x- 0.1238286 .678 - 85 .3= 0.0966 - 0.123886

25、 .7 - 85 .3，x =0.09802依据公式lg mL= xilg m ，i= x lg m 求得，平均黏度：10iiL（1） 精馏段： mL= 10 0 .4917 lg 0 .43 + (1- 0 .4917 ) lg 0 .3562 = 0 .3907 mp.sa（2） 提馏段： mL”= 10 0.0980 lg 0.38 + (1- 0.0980 )lg 0.3291 = 0.3338 mp.sa由奥康奈尔关联式计算全塔效率：E= 0 .49 ( mTL) - 0 .245T1精馏段：E =0.49 (1 .8551 0 .3907 ) - 0 .245 =0.5302T2提

26、馏段：E =0.49 ( 4 .8370 0 .3338 ) - 0 .245 =0.43573.3.3 实际塔板数N= N TT实际塔板数 PE所得实际塔板数 ：1精馏段：N =N /E =9/0.530216.97,取整精馏段 17 块板，考虑安全系数加一块为 18。R1T2提馏段：Ns=N-N / E =2/0.43574.59,取整提馏段 5 块板，考虑安全1T系数加一块为 6.故进料板为第 19 块,总板数为 N=NR+Ns=18+6=24包括蒸馏塔。第四章 精馏塔主题尺寸的计算4.1 求的塔顶、进料板、及塔釜的压力：塔顶： P1= 101 .3 .kPa每层塔板压降： DR = 7

27、5 mmH101 .3O = 0 .075 kP210 .33a= 0 .7355 kPa进料板压力 ： PF= 101 .3 + 18 0 .7355= 114 .503 kPa塔釜压力： PW= 114 .503 + 0 .7355 6 = 118 .916 kPa求得精馏段和提馏段的平均压力：101 .3 + 114 .503（1） 精馏段： P=m= 107 .9075 kP2a（2） 提馏段： Pm= 114 .503 + 118 .9162= 116 .7095 kPa4.2 平均摩尔质量的计算：(kg/kmol)M塔顶：MVDm LDmM= 0 .80 46 + (1 - 0 .

28、80 ) 18 = 40 .4= 0 .7713 46 + (1 - 0 .7713 ) 18 = 39 .5964= 0 .5812 46 + (1 - 0 .5812 ) 18 = 34 .2736进料板：MVFm LFm= 0 .3235 46 + (1 - 0 .3235 ) 18 = 27 .058M塔釜：MVWm LWm= 0 .2979 46 + (1 - 0 .2979 ) 18 = 26 .3412= 0 .05 46 + (1 - 0 .05 ) 18 = 19 .4（1） 精馏段平均摩尔质量：MM=VDmVm+ MVFm2= 40 .4 + 34 .23762= 37 .

29、3188 kg / kmolMM=LDmLm+ MLFm2= 39 .5964 + 27 .0582= 33 .3272 kg / kmol（2） 提馏段的平均摩尔质量：MM=VFmVmM+ MVWm2+ M= 34 .2736 + 26 .3412227 .058 + 19 .4= 30 .2894 kg / kmolM=LFmLm2LWm= 23 .229 kg / kmol24、3 平均密度 rm Kg / m 3 1气相平均密度的计算塔顶M40 .4 kg / kmolM39 .5964 kg / kmol进料板M精段均尔量提段均尔量馏平摩质M37 .3188 kg / kmolVDm

30、VmM33 .3272 kg / kmolLDmLm34 .2736 kg / kmol馏平摩质M30 .2894 kg / kmolVFmVmM27 .058 kg / kmolM23 .229 kg /LFmLm塔釜M26 .3412 kg /VWmM19 .4 kg / kmolLWm表 4-1平均摩尔质量由PV = nRT= mMRT ， PM= mVRT = r RT ， r= R MVmRT（1） 精馏段气相平均密度计算：r= Rm M Vm VmRT=107 .9075 37 .31888 .314 ( 273 .15 + 79 .9132 )= 1 .3719 kg / m 3

31、（2） 提馏段平均密度计算： rVm=116 .7095 30 .28948 .314 ( 273 .15 + 86 .6255 )= 1 .1818 kg / m 32液相平均密度计算：1= wirr温度/808590r/ (kg m - 3 )735730724r/ (kg m - 3 )971.8968.6965.3温度/95100rcw/ (kg m - 3 )c720716r/ (kg m - 3 )w961.85958.4Li求得在与下的乙醇和水的密度单位： kg / m 3：混合液密度 依式对分子质量1=arr A +LAaa 为质量分数， M 为平均相r BBt= 78 . 3

32、167：D730 - 735 =85 - 80r 735A78 .3167 - 80r=736.6833( kg / m 3 )A968 .6 - 971 .8 =85 - 80r 971 .8B78 .3167 - 80r=972.8773( kg / m 3 )BxMw=AA=0 .80 46= 0 .9109A塔顶：xM+ (1 - x) MAAAB10 .80 46 + (1 - 0 .80 ) 181得： r=LD mw A + w BrrAB=0 .9109736 .6833+ (1 - 0 .9109 ) 972 .8773= 752 .9729 kg / m 3t= 81 .

33、5457：F730 - 735 =85 - 80r 735A81 .5457 - 80r=733.4543( kg / m 3 )A968 .6 - 971 .8 =85 - 80r 971 .8B81 .5457 - 80r=970.8108( kg / m 3 )BxMw=AA=0 .3235 46= 0 .5499A进料板：xM+ (1 - x) MAAAB10 .3235 46 + (1 - 0 .3235 ) 181得： r=LF mw A + w BrrAB=0 .5499733 .4543+ (1 - 0 .5499 )970 .8108= 824 .1337 kg / m 3t= 91 . 7053：W720 - 724 =95 - 90r 724A91 .7053 - 90r=722.6358( kg / m 3 )A961 .85 - 965 .3 =95 - 90r 965 .3B91 .0573 - 90r=964.1233( kg / m 3 )BxMw=AA=0 .05 46= 0 .1186