化工原理连续精馏塔课程设计.docx

1、化工原理连续精馏塔课程设计学 号：7038化工原理课程设计题目万吨/年乙醇连续精馏塔设计学生姓名秦云学院化工学院系别应用化学系专业应用化学班级应化 12-1指导教师刘醒民二 一五年七月化工原理一化工设备机械基础 课程设计任务书专业 应用化学 班级应化12-1 设计人 秦云1.设计题目万吨/年乙醇连续精馏塔设计2.原始数据及条件生产能力：年产万吨乙醇（开工率 300天/年），每天工作 24小时；原料：乙醇含量为 45% （质量分率，下同），水含量为55%的常温混合液。分离要求：塔顶，乙醇含量不低于 91%塔底，乙醇含量不高于 2%操作条件：塔顶压强进料热状况塔釜加热蒸汽压力单板压降KPa （表压

2、）饱和液体（q=1）（表压）3.设计要求：（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1.前言2.设计方案的确定和流程的说明3.塔的工艺计算/ 4.塔和塔板主要工艺尺寸的设计a.塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定b.塔板的流体力学验算c.塔板的负荷性能图5附属设备的选型和计算7.注明参考和使用的设计资料8.对本设计的评述或有关问题的分析讨论（二） 绘制一个带控制点的工艺流程图（ 2#图）（三） 绘制精馏塔的工艺条件图（ 1#图纸）推荐教材及主要参考书:1.王国胜，裴世红，孙怀宇.化工原理 课程设计.大连：大连理工大学 出版社，20052.贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计 .天津：天津科学技术出版社，

3、2002.3.马江权，冷一欣.化工原理课程设计 .北京：中国石化出版社， 2009.4. 化工工艺设计手册，上、下册；5. 化学工程设计手册；上、下册；6.化工设备设计全书编辑委员会 .化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京.2004，017.化工设备设计全书编辑委员会 .化工设备设计全书 -管道；化学工业出版社：北京.2004 ，018.陈敏恒.化工原理（第三版）.北京：化学工业出版社 ，2006目录 /、进料管 19回流管 19塔底出料管 20塔顶蒸汽出料管 20塔底进气管 20塔设计计算结果参数 29第一章设计方案简介精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分

4、 汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中 已经广泛地应用于物系的分离、提纯 、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀 塔板、筛板塔板、喷射塔板等等 ，本次课程设计是筛板塔。精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的 液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流， 使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的 传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高 纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石 油,

5、化工，轻工等工业生产中，是液体混合物分离中首选分离方法本次课程设计 是分离 乙醇一一水二元物系。在此 我选用 连续精 馏筛板塔。 具有以下优点：(1)结构简单，造价低(2)板上页面落差小，其他压降低(3)气体分散均匀，传质效率高具有以下缺点：筛板易堵塞，不易处理结焦、粘度大的物料本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较 完整的精馏设计过程。精馏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、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计 算、辅助设备的选型、工艺流程图 的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺

6、流程、生产操 作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效 率尽可能的提高。工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设 计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的机会认真 去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。第二章 工艺流程图及说明首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐， 在里面停留一定的时间之后，通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。原料液全部作为提馏段的回流液。提馏段 气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温 冷却，其中一部分停留一定的时间然后进入 乙醇的储罐，

7、而其中的一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 再沸器中，在再沸器中被加热到重新回到精馏塔 ；一部分经冷却流出。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成 乙醇与水的分离。冷凝器T塔顶产品冷却器一乙醇储罐一乙醇T回流J原料f原料罐f原料预热器f精馏塔T回流J再沸器-f 塔底产品冷却器f水的储罐f 水第三章塔板的工艺计算精馏塔全塔物料衡算F:进料量(kmol/h) X f：原料组成D:塔顶产品流量(kmol/h) XD塔顶组成2 0/4620/46+80/18W:塔底残液流量(kmol/h) Xw塔底组成45W464

8、5 5546 189/46g/46+92/-lSXd=50 /4fi90/46+LO/18总物料衡算 ：F=D+W易挥发组分物料衡算 ：F X f=D Xd+W Xw联立以上式子得：F= kmol/hD= kmol/hW= kmol/s基本物性参数温度T顶=CT进=CT底=CTm精=（T 顶 +T 进）/2=+/2= CTm 提=（T 进 + T 底）/2=/2= C平均组成由平均温度查表可得精馏段平均组成：x =y =提馏段平均组成:x=y=摩尔质量精馏段气相：M 精=MA*y A+MB*y b=46*+18*=液相：ML 精=MA*X a+MB*Xb=46*+18*=提馏段气相：M 提=M

9、A*y A+MB*y b=46*+18*=液相：ML 提=MA*X a+MB*Xb=46*+18*=操作压力Pd= + = kp aPf= + *16= kp aPw=+*19+5= kp aPm精=(P d+ P f)/2=+/2= kp aPm提=(P f+ P w/2=+/2= kp a密度混合液密度1 aA aBl A B混合气密度：VPMRT(T为热力学温度,K)精馏段aA =*46/(*46)+*180)=气相：p精，v= p 精 MV精/ RT m精=*+= k g/m3液相：p精，l=1/(789)+)= k g/m3提馏段aB =*46/(=*460+(18*)=气相：p 提

10、，v= p 提 MV 提 / RT m提 =*+=kg/m3液相：3p提，l=1/(789)+)= kg/m混合液体表面张力乙醇表面张力:温度，c2030405060708090100110c, m N/m水表面张力:温度，c02040608090100 /c ， mN/m精馏段的平均温度约为 80 C,由表可查得c 精，水=mN/mc精，乙醇=mN/mC m精=C 精，水 *X A+ C 精，乙醇 *X B=*+*=m提馏段的平均温度约为 90 C,由表可查得c 提，水=mN/mc题，乙醇=mN/mc m提=c 提，水 *x a+ c 提，乙醇 *x b=*+*= mN/m相对挥发度a=10

11、Fx=5F1 =a 1=10Fx=15F 2=a 2=x=25F3 =a 3=x=35F4 =a4=x=45F5 =a5=x=55F6 =a6 =x=65F7 =a7 =x=75F 8 =a8 =x=85F9 =a 9 =【，=(a 1+ a 2+ a 3+ a 4+ a 5+ a 6+ a 7+ a 8+ a 9)/9=混合物的粘度精馏段温度约为 80 C查表，得卩 水= S, 卩醇= s提馏段温度约为 91 C表，得卩 水= s, 卩醇= s(1)精馏段粘度：口 i =(1 醇 x 1+ (1 水(1-x i)= * +* = mpa s(1)提留段粘度：12=1 醇 x 2+ 1 水(1

12、-x 2)= *+* = mpa s平均粘度：1 =(11+ 1 2) /2=+=理论塔板和实际塔板数的计算最小回流比的确定：由上图知，点精馏线与纵轴的截距为 即为空 值Rmin Xd=最小回流比 Rmin =理论塔板数的确定：log 3.09log宀）（）1 Xd XwNLin log m简捷法求理论塔板数log （需）（曽）知道：Nmin Rmin 通过吉利兰图，可查得N仏跟R %的关系N 2 R 1在V N Nmin v范围内N 2令 丫一 N N min 令 N 2X=R RminR 1有：Y= R min =R3 = R mi n =R5= Rmin =R7 = R mi n =即:

13、Rs一 R mi nR3 = R mi n =Xi= +1)=2X Nmin1-XN4一X3= N用坐标纸画出N和R的关系图，如下:由图知，当 R=时，N变化率已经非常小，几乎不再下降，此时经济费用比较 合理，故R=Nr = N-仁=块实际塔板数确定：T顶=C T 底=CTm= (+) /2=89 C查表知此温度的乙醇摩尔分数为： %F=(Et = （卩 L）=*=全塔所需实际塔板数：N Nt 7.2 18 8 19 块N p 18.819 块 jEt 0.382确疋进料位置X 80F= F= m.D* F 1.91 ，精Xd 1 Xf )log 匸)(h)lOg m0.80 1 0.24)l

14、og ( )( )1 0.80 0.24 ,1 2.92R RminX R 1 2* Y NN精= 一仏1-Y实际精馏段层数为:2* 0.394280 2.921-0.3942806.1Np,精= 16块Et 0.382log 1.91实际提馏段层数为： Np,提=19-16=3块故加料板层数为为： 16+1=17块第四章 塔体的主要工艺尺寸计算塔体主要尺寸确定 塔径的初步计算气液相体积流量计算(1)精馏段：气相： Vs22,4*V*T* P 22.4*358.93*(273.15 80.425)*101.3 2 巾门屮冷3600*T * p 273.15*105.55*3600液相： LsL

15、*M 238.16*30.04 3 z0.0026m /s *3600 849.72*3600(2)提馏段气相:Vs22,4*V*T* P22.4*358.93*(273.15 2.68m3/s3600* T273.15*112.5*3600液相：LSL*M*3600771.25*19.42 0.0044m3/s945.5* 3600精馏段塔径计算气，液相负荷:L=R*D=*=Umax = CLVV0.0604*902,11 1,171,171.676 m/su= u max*= m/sD= 4Vs 4*272 Gm u V 3.14*1.173塔径圆整后： D=1800 mm= m塔截面积为

16、：At=实际空塔气速为：u=Vs/A t= m/s精馏段有效高度 ：Z精=(N精-1 ) Ht= ( 16-1 ) *=提馏段有效高度 ：Z提=(N提-1 ) Ht= ( 3-1 ) *=1m进料上方开一人入孔，高度为：全塔的有效高度 ：Z =+1+ =塔体主要工艺尺寸计算D=1800mm 选用单溢流板即可堰长l w 取lW= =溢流堰高度（出口堰高） hwhw hL how 选择平直堰 取E=1堰上层咼度：2% 12000*E*（；w）3 01m弓形降液管宽度和截面积hw=由I w/d=查得W/D=，A /A t=W=, Af=3600*0.236*0.5 “ c26.8s 9.2数值大于5

17、S ，设计合理 降液管底隙高度h0Lh3600* Lw*u。9.23600*1.26* 0.10.0203m取 u。/ =s受液盘的选取由于 D=1800mm 600mm故选用凹液盘比较合适塔板布置塔板分布本设计塔径D= 采用分块式塔板1鼓泡区2溢流区3安定区D= 取 WS=80mm4无效区由于塔径比较大， 取W=150mm筛孔的计算及其排列筛孔直径：选用不锈钢塔板，取 do=板厚为孔中心距：t/d o=3t=3*d 0 =筛孔的排列与筛孔数采用正三角形排列x=D/2- （ W+W） =2-+=r= D/2-Wc=i 21.88m2鼓泡区面积：Aa= 2 x . r x2 - sin 1彳18

18、0 r开孔数：n= 37265个开孔率：0期爲）=0.1 = 10%筛板的流体力学验算塔板压降 p= pc+A p1 + p把压力用液柱高度来表示:hp=hc+h1+h干板压降2hc = 0.051 U-c。U0Vs14.36m/sd。/ S =1 查表得G =hc= () 2 ()气体通过充气液层的压降hi = B( hw+how)Fou a VVsAt Af1.132m/sFo 1.132* 1.33 1.305hi=*=液体表面张力产生的压降h. 一般很小，可以忽略hp=+=pp hp Lg 0.1185*849.72* 9.81 987.8pa液面落差很小，可以忽略不计液泛H d=hp

19、+m+hdhd 0.2漏液0.20.002H d=+=L(hw+H t)*设计合理10%时，取动能因子 F=10筛板相对漏液量为K=uo/uo,minv Kv 2故无明显漏液现象液沫夹带hf=5.7*10-6LHt hf3.25.7*101.1323.20.5-0.0150.011ua=sev=液体/kg气体v液体/kg气体塔板负荷性能曲线漏液线曲线12VS，min= do n u o=*38602*=s液沫夹带线曲线2取ev=液/kg气，求Vs,L s关系如下5.7*10-6UaevLHt hfVsUaVsAt Af2,4hf =(h w+how)=+ how3.2how=2.8410003

20、600* LS 31.0820.634 LSshf =+3HT-hf= L s3.25.7* 10-6evVS 2 0.1L2.4 0.375-1.58Ls32VS 2.932-15.24LS3Ls/ /(m3/s)Vs/(m 3/s)液相负荷下限线曲线3how=E=13. 0.01*1000 2 1.08 c 3/Ls,min = 0.00198m /s2.84 3600液相负荷上限线曲线4取停留时间为 5SLs, max=(Af+AT)/5= ( *) /5= m 3/s液泛线曲线5HdHtHdhphohdhphch1hhhhLhwhow带入相关数据得:联立解:Ht1 hw1 how hc

21、 hd h222a Vsb cLsdLs0.051A0C0 2Ht0.003481 hw0.25560.153(lwh0)2318.32.84*103E 12釧 1.026Ls/ (m 3/s)Vs/(m 3/s) 上图可知：气相最大负荷Vs,max =气相最小负荷Vs,min =操作弹性：Vs,max 2.6921.64Vs,min 1.64第五章板式塔的结构塔其他部分高度的计算塔的顶部空间高度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，塔顶部空间高度为1200mm。 H 顶 1.2m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20m

22、in。釜液上方的气液分离空间高度取。根据经验，塔底可取H底=2m人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道 ，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲 度难于达到要求，一般每隔 68块塔板才设一个人孔，需经常清洗时每隔34块塔板才设一个人孔 .本塔中共19块板，需设置 3个人孔，每个孔直径为800mm人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法 兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此，取人孔所在为 800mm接管进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、 T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计

23、算如下取 uF 0.5m/s3945kg /m34一0.00315:3.14 0.589.58mmVS 0.00315m /s查标准系列选取 108 4mm经计算，实际流速u=s回流管采用直流回流管 取uR 0.5m/s ld 762.33kg/m3Vsd0.02160.78 0.2246 18 0.000971m3/s762.33Dd4 0.0009713.14 0.549.74mm查标准系列选取573.5mm塔底出料管取uw 1.0m/s 直管出料Lw3964.82kg/mVSw0.1506 津津964.820.00287m3/sDw46184 .00287 85.51mm3.14 0.5

24、查标准系列选取89 45mm塔顶蒸汽出料管直管出气LD取出口气速 u940.51kg/m20m/ sVSD0.032560.78 0.22 0.001186m3/s940.51Dw46 184 0.0011863.14*208.69mm查标准系列选取142mm塔底进气管采用直管取气速u 23m/ sLw3964.82 kg/mVsw0.032560.00064m3 / s 遊空進940.514618Dw4 0.00064 3.14 206.40mm查标准系列选取 14 2mm第六章附属设备的计算热量衡算0C的塔顶气体上升的焓 HvtD温度下，即 CCpdCp1Xd Cp2(1 Xd ) 3.5

25、4t1 =30 C温度下0.77884.25 0.2212 3.684CP12.59KJ /(Kg.K)CP24.174KJ /(Kg.K)CpCpiXdCp2 (1Xd) 2.590.77884.174 0.2212 2.94KJ /(Kg.K)CP1XWCP2 (1Xw) 2.590.03294.174 0.9671 4.122KJ/(Kg.K)w温度下，即Cp1 3.88KJ / (Kg K)Cp2 4.218KJ / (Kg K)CPWCP1XW CP2 (1 Xw ) 3.880.0329 4.24 0.9671 4.207KJ / Kg.KD温度下，即 Cr1 720 KJ kgr

26、2 2117 KJ kgMd r2(1 xD) 720 0.778821170.2212 1029.02 KJ / kg0C的塔顶气体上升的焓Qv塔顶以0C为基准Hv UCpDtD V1FM 1.01*3600温度由C到 30 C的热量变化Qv1570876.855kj/h3.68478.21 1.01 3600 1029.02 40.61Q1 VCPotD 乂。卩缶(1.01 0.011 39.08)(1.01 0.1169 42.08 3600 2.81 30 1570876.855j/h36003.684 78.21温度由99 C到30 C的热量变化Q2 L2CpwtD L2CP1t1 2.921*3600*4.207*99.073110282.09KJ /h2.921*3600*4.122*30回流液的焓 HRQr Hr 0.673 3.648 78.21 3600 69807.80kj / h塔顶馏出液的焓 Hd因馏出口与回流液口组成一样，所以0.011 40.61 3600 3.684 78.21 463350.97kj / hCP 3.684KJ / kg.KQd H d DCp t冷凝器消耗的热量QC D R 1 HVHr 40.783 2.97 152980381