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1、设计内容；1.精馏塔的物料衡算 2.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.塔板数的 确定 4.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 5.塔板主要工艺尺寸的计算 6.塔板的流体力学验算 7.塔板负荷性能图 8.精馏塔接管尺寸计算 9.对设计过程的评述和有关问题的讨论目录前言21概述21.1 设计目的21.2 塔设备简介32设计说明书42.1 流程简介42.2 工艺参数选择53 工艺计算63.1物料衡算63.2理论塔板数的计算63.2.1 查找各体系的汽液相平衡数据6如表3-163.2.2 q线方程93.2.3 平衡线73.2.4 回流比83.2.5 操作线方程93.2.6 理论板数的计算93.3 实际
2、塔板数的计算93.3.1全塔效率ET93.3.2 实际板数NE104塔的结构计算114.1混合组分的平均物性参数的计算114.1.1平均分子量的计算114.1.2 平均密度的计算124.2塔高的计算134.3塔径的计算134.3.1 初步计算塔径144.3.2 塔径的圆整154.4塔板结构参数的确定154.4.1溢流装置的设计154.4.2塔盘布置（如图4-4）154.4.3 筛孔数及排列并计算开孔率164.4.4 筛口气速和筛孔数的计算175 精馏塔的流体力学性能验算175.1 分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算175.1.1液沫夹带校核175.2.2塔板阻力校核185.2.3溢流
3、液泛条件的校核205.2.4 液体在降液管内停留时间的校核215.2.5 漏液限校核215.2 分别作精馏段、提留段负荷性能图225.3 塔结构数据汇总246 塔的总体结构257 辅助设备的选择267.1塔顶冷凝器的选择267.2塔底再沸器的选择267.3管道设计与选择287.4 泵的选型297.5 辅助设备总汇.29前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，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的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量
4、剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，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的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。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，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化
5、工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须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，还必须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。1概述1.1 设计目的 蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工初步设计；掌握化工设计的基本程序和方法；学会查阅技术资料、选用公式和数
6、据；用简洁文字和图表表达设计结果；用CAD制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。1.2 塔设备简介塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质
7、过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。在本设计中我使用筛板塔，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。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板
8、的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的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，使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60左右，为浮阀塔的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，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约23）。2设计说明书2.1 流程简介图1-1 精馏过程流程图2.2 工艺参数选择(1) 处理能力：5000T/y ,年开工7200小时(2) 进料浓度：Xf=0.15
9、（mol%）(3) 进料温度：tf=18 (4) 塔顶冷凝水采用12深井水, 塔釜间接蒸汽加热(5) 压力： 常压操作 单板压降0.7 kPa(6) 要求： xd=86 mol % xw= 1mol % 3 工艺计算3.1物料衡算进料浓度为XF=0.15（mol%），则MF=46*0.15+18*0.85=22.2Kg/KmolF=5000T/y=5000000/(MF*7200)=31.28Kmol/h由 F=D+W FXF=DXD+WXW得：D=5.152 Kmol/hW=26.128 Kmol/h 3.2理论塔板数的计算3.2.1 查找各体系的汽液相平衡数据如表3-1 表3-1 乙醇-水
10、汽液平衡组成温度 液相组成 气相组成 /% /%100 0 095.5 1.90 17.0089.0 7.21 38.9186.7 9.66 43.7585.3 12.38 47.0484.1 16.61 50.89温度 液相组成 气相组成 /% /%82.7 23.37 54.4582.3 26.08 55.8081.5 32.73 59.2680.0 39.65 61.2279.8 50.97 65.6479.7 51.98 65.99温度 液相组成 气相组成 /% /%79.3 57.32 68.4178.74 67.63 73.8578.41 74.72 78.1578.15 89.4
11、3 89.43 3.2.2 q线方程18进料：查物性数据：易挥发组分比热c1 2.453 kJ/kgK难挥发组分比热c2 4.184 kJ/kgK易挥发组分汽化潜热r1 902 kJ/kgK难挥发组分汽化潜热r2 2458 kJ/kgK进料温度t1 18 ，进料组成对应的泡点温度t2 83 则平均r =zf r1*M轻组分+(1- zf) r2*M重组分 =0.15*902*46+0.85*2458*18=43831.2 KJ/Kmol 平均cp= zf c1*M轻组分+(1- zf) c2*M重组分 =0.15*2.453*46+85*4.184*18=80.941KJ/KmolK 得q=（
12、cp*t+r）/r=80.941*(83-18)+43831.2/43831.2=1.119则q线方程：=9.396x-1.2593.2.3 平衡线根据表3.1作出平衡线图，并画出理论塔板数，如图3-1和3-2。图3-1乙醇水的气液平衡x-y图图3-2乙醇水的气液平衡局部放大图3.2.4 回流比由0.259=xD/(Rmin+1) 得最小回流比Rmin2.32 又R=（1.1-1.8）Rmin取回流比R=43.2.5 操作线方程 精馏段操作线方程为: =0.8xn+0.2xD提馏段操作线方程为: =1.887xm-0.008873.2.6 理论板数的计算用作图法（如图3-1）,总塔板数=20+
13、（0.0241-0.01）/(0.0241-0.0036)=20.69块第19块板与q线相交，为进料板。精馏段理论板数= 18 ，第 19 块为进料板提馏段= 2.69 总理论板数NT= 20.69 3.3 实际塔板数的计算3.3.1全塔效率ET塔顶xD=0.86查表得平衡温度t=78.21塔底xW=0.01查表得平衡温度t=97.63平均粘度的计算： 塔顶塔底平均温度t=87.92，查得乙醇粘度1=0.39mPa/s,图3-2 Oconnel关联图水的粘度2=0.3242mPa/s；则av= 1xF+ 2（1xF）=0.39*0.15+0.3242*0.85=0.334查得平均温度下的平衡组
14、分：x=0.0937，y=0.0433，又： y=x/1+(-1)x得：=7.388 由av=2.47，查Oconnel关联图（图3-2）得全塔效率ET=38%3.3.2 实际板数NE NE=NT/ET=20.69/38%=54.4块表 3-1 塔内气液流率汇总气相流率（kmol/h）液相流率（kmol/h）精馏段25.7620.608提馏段29.4855.64塔的结构计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同。设计时，分别计算精馏段、
15、提馏段平均条件下的参数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，然后再作适当调整，但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造。4.1混合组分的平均物性参数的计算4.1.1平均分子量的计算（1） 塔顶的平均分子量 （x1为与y1=XD平衡 的液相组成）MVDM= XDM轻组分+（1XD）M重组分 MLDM= x1M轻组分+（1x1）M重组分 （2）进料板的平均分子量 进料板对应的组成Xn 和yn MVFM= ynM轻组分+（1yn）M重组分 MLFM= XnM轻组分+（1Xn）M重组分 （3）塔底的平均分子量（yw为与xw平衡的气相组成）MVWM= ywM轻组分+（1yw）M重组分 MLWM= xwM轻组分+（
16、1xw）M重组分 （4）精馏段、提馏段的平均分子量精馏段平均分子量 提馏段平均分子量 4.1.2 平均密度的计算（1）液相平均密度查物性数据： 易挥发组分密度1 790 Kg/m3 难挥发组分密度2 998.595 Kg/ m3塔顶易挥发组分质量百分比a194.11% 进料易挥发组分质量百分比a224.598% 塔底易挥发组分质量百分比a32.516% 塔顶液相密度：LD1/a1/1+(1-a1) /2= 800.008Kg/ m3进料液相密度：LF1/a2/1+(1-a2) /2= 937.69Kg/ m3塔底液相密度：LW1/a3/1+(1-a3) /2= 922.005Kg/ m3精馏段
17、的平均液相密度：LM(LD+LF)/2=868.849Kg/ m3提馏段的平均液相密度：LM(LF+LW)/2=964.85Kg/ m3 （2）汽相平均密度根据塔顶组成查平衡数据计算 塔顶温度TD=78.21根据进料板组成查平衡数据计算 进料板温度TF85.85根据塔底组成查平衡数据计算 塔底温度TW97.63精馏段：TM=（TF+TD）/2=82.03 VMPMV/RTM=1.456Kg/ m3提馏段：TM=（TF+TW）/2=91.74 VMPMV/RTM=1.16K4g/ m3表 4-1 塔内气液流率汇总气相流率（m3/h）液相流率（m3/h）精馏段750.6240.7475提馏段882
18、.491.10554.2塔高的计算板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，按下式计算： 式中 Z塔的有效高度，m；ET全塔总板效率；NT 塔内所需的理论板层数；HT塔板间距，m。 HT的初选选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。表4-2 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。此设计
19、中我取HT=300mm4.3塔径的计算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。本次数据采用第一种方法。4.3.1 初步计算塔径精馏段：图中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图 4-1 史密斯关联图由：，查图4-1得，C20=0.06又有精馏段平均温度TM=82.03,查得乙醇和水的表面张力分别为：1=0.0168N/m，2=0.062
20、57N/m，从而算出混合液体的表面张力=0.04N/m。=0.069=1.8266m/s，又取u=1.2m/s，则=0.470m提馏段：与精馏段同样的方法算得塔的直径为0.4165m4.3.2 塔径的圆整综合精馏段与提留段，圆整后的塔径取500mm4.4塔板结构参数的确定4.4.1溢流装置的设计溢流装置包括降液管、溢流堰、授液盘等几个部分，是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着重要影响。A 降液管截面积 AfB溢流堰包括堰高hw、堰长lw及howC 受液盘和底隙h0r 图4-2溢流装置 图4-3 塔盘布置4.4.2塔盘布置（如图4-4）A 受液区或降液区Af=0.01396m2B 入口安定区
21、和出口安定区Ws50 mmC 边缘区Wc=30 mmD 有效传质区：塔板上布置有筛孔的区域，称有效传质区，面积为Aa结合我的设计任务，由于流量较小，我选用U型塔板，如图4-4：图4-4 U形流型参数选择，取：hb=30mm,hw=50mm,lw=200mm.在CAD软件中求得：AT=0.19625m2,AF=0.01396m2，Aa=0.1185m2则AF/AT=0.07,在（0.06,0.12）的范围内。 =6.84mm6mm,符合要求。4.4.3 筛孔数及排列并计算开孔率 取孔径d0=6mm,开孔率取0.1，带入上述公式，得出孔距t=18mm，t/d0=3,在（2.5,5）范围内，符合基本
22、要求。 4.4.4 筛口气速和筛孔数的计算 ， 精馏段和提馏段的筛口气速和筛孔数分别用上述公式计算，得出：精馏段 u0=17.6m/s,n=419.2个 提馏段 u0=20.7m/s,n=419.2个 所以筛孔数取420个。5 精馏塔的流体力学性能验算5.1 分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算5.1.1液沫夹带校核，查图5-1，图5-1 液沫夹带关联图由，得=0.11将数据带入上述公式，得出精馏段ev=0.0734kg液/kg0.1kg液/kg同样的方法，可得出精馏段ev=0.0909kg液/kg0.1kg液/kg 则液沫夹带校核通过。5.2.2塔板阻力校核 精馏段的踏板阻力校核：
23、干板阻力 由d0=6mm,查图5-2图5-2 塔板孔流系数得，孔流系数C0=0.65带入公式，得h0=0.0473 液层阻力 Aa=(1-2Ad/AT)=0.16833m2 Fa=Vs/Aa(V)2=1.495根据Fa，查图5-3图5-3 充气系数图得，=0.59，则 hL=(hW+hOW)=0.59*(0.05+0.00684)=0.03354 液体表面张力所造成阻力非常之小，此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为： =0.0473+0.03354=0.08084 =0.08084*868.849*9.8=0.688Kp(0.7K,符合设计要求) 题馏段的踏板阻力校核
24、方法同上， 最后得出=0.0645Kp(0.7K,符合设计要求综上所述，塔板阻力校核通过。5.2.3溢流液泛条件的校核精馏段：液面落差一般较小，可不计。液体通过降液管阻力 hd，包括底隙阻力 hd1和进口堰阻力hd2。hd=hd1+hd2=0.0153(LS/lWhb)2+0=0.000183mHd=hW+hOW+(P1-P2)/Lg+hd=0.139m对于一般物系，值可取0.5，对于不易起泡物系，值约为0.60.7，对于易起泡物系，可取值0.30.4。乙醇-水属于不易起泡物系，取0.5。则Hd/=0.278mHT+hW题馏段方法同上得，Hd/=0.263m5s题馏段t=AdHT/Ls=0.0
25、1396*0.3/0.00030700=13.6s5s则液体在降液管内停留时间的校核通过。5.2.5 漏液限校核精馏段 =0.0073m=6.006m/s k=u0/u0=17.6/6=2.932提馏段用同样的方法得，k=u0/u0=20.7/7.0775=2.922综上所述，漏液限校核通过。5.2 分别作精馏段、提留段负荷性能图（1）负荷性能图的其它几条曲线的依据分别是: 雾沫夹带线 泛点率据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率80%计算。精馏段整理得：0.1194=0.4097VS+5.984LS提馏段整理得：0.1194=0.3476VS+5.984LS液泛线 根据确定液泛线，由于
26、很小，故忽略式中的精馏段：代入数据得：2.4996*10-7Vh2+57.893Lh2/3+0.03278Lh2=0.1提馏段:代入数据得：1.8000*10-7Vh2+57.893Lh2/3+0.03278Lh2=0.1液相负荷上限线 全塔LS,max在降液管中停留时间5s时求出。 漏液线 液相负荷下限线 以堰上液层高度how=0.006m计。分别作出精馏段和提馏段的踏板负荷性能图，如图5-4,图5-5图5-4 精馏段踏板负荷性能图图5-5 提馏段踏板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：1. 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。2. 塔板的气相负荷上限完全
27、由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限VSMAX=0.31(0.4)m3/s气相负荷下限VSMIN=0.125(0.15)m3/s所以，精馏段操作弹性=0.31/0.125=2.48 。 提留段操作弹性=0.4/0.15=2.67。5.3 塔结构数据汇总表5-1 塔结构数据汇总项目符号单位计算数备注精馏段提馏段塔径Dm0.50.5板间距HTm0.30.3塔板类型U形流型降液管空塔气速um/s1.061.25堰长m0.20.2堰高m0.0500.050板上液层高度m0.070.07降液管底隙高m0.0300.030堰上方液头高度 hOWm0.0068
28、40.00684阀空气速m/s17.620.7降液管面积mm20.013960.01396塔盘面积mm20.196250.19625孔心距tm0.0180.018孔径m0.0060.006孔为正三角形式排列单板压降Pa688645降液管内清液曾高度Hdm0.1390.1316 塔的总体结构6.1 塔体总高度 板式塔的塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： 上式中： HD塔顶空间，0.5m；HB塔底空间，0.5m；HT塔板间距，0.3m；HT开有手孔的塔板间距，0.4m； HF进料段高度，0.6m； Np实际塔板数,54；S人孔数目，6个。总体高度为H=0.5+(54-2-6)*0.3+6*0.4
29、+0.6+0.8=18.1m6.2塔板结构 塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从300900mm时采用整块式塔板；当塔径在800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。本设计中塔径为500mm，所以采用整块式塔板。7 辅助设备的选择表7-1 换热器结果列表换热器名称介质温度，进出塔顶冷凝器壳程乙醇-水混合气体78.2178.21管程循环冷凝水1240塔底再沸器管程乙醇-水溶液8387壳程蒸汽1681687.1塔顶冷凝器的选择查第四章传热表4-8：取总传热系数K= 800 W/m2塔顶温度TD=78.21,查得：易挥发组分汽化潜热r1=600kJ/kg； 难
30、挥发组分汽化潜热r2=2312.2kJ/kgrD=r1y1+r2(1-y1)=600*0.86+2312.2*0.14=839.7kJ/kgQ=(R+1)DrD 得：Q=(4+1)*（5.152*42.08/3600）*839.7=252.84kJ/s传热面积： A=252.84*1000/(800*50.93)=6.2m2选型：则该换热器的公称面积为7m2，型号G273I257。其参数如表7-2：7.2塔底再沸器的选择查第四章传热表4-8：取总传热系数K= 3000 W/m2塔底温度TW=97.63，查得：易挥发组分比热c13.8kJ/kgK难挥发组分比热c24.25 kJ/kgK易挥发组分
31、汽化潜热r1=680kJ/kg难挥发组分汽化潜热r1=2264.5kJ/kg平均 =4.25*0.99+3.8*0.01=4.2455kJ/kgKrW=r1*XW+r2*(1-XW)=680*0.01+2264.5*0.99=2248.66kJ/kgQ=V*rW+ Vt =271.5KJ/s换热器面积A=271.5*1000/(3000*82.98)=1.1m2选型：则该换热器的公称面积为2m2，型号G159I252。其参数如表7-2：表7-2 换热器参数塔顶冷凝器塔底再沸器外壳直径D/mm273159公称压强Pg2525公称面积A/m272罐子排列方法管长l/m32管子外径d0/m2525管
32、子总根数3213管程数21壳程数11管程通道面积/m20.005030.004087.3管道设计与选择1、 塔顶回流管，得d=0.0115m 取：钢管16mm2mm2、 塔顶蒸汽出口管，得d=0.133m 取：钢管146mm6mm3、 塔顶产品出口管，得d=0.00575m取：钢管10mm2mm4、 进料管，得d=0.011m取：钢管16mm2mm5、 塔釜出料管，得d=0.014m取：钢管22mm3.5mm6、 塔釜回流管，得d=0.125m取：钢管146mm6mm7、 塔釜产品出口管，得d=0.089m取：钢管102mm6mm蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降，其值可参照表7-3
33、表7-3 蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压） 常压14006000Pa6000 Pa蒸汽速度/m/s 1220305050707.4 泵的选型1、进料泵流量F=5000000/(7200*937.69)=0.74m3/hr 扬程H50m选择IS50-32-200型号的泵2、回流泵塔顶：流量F=0.7475m3/hr 扬程H30 m选择IS65-50-160型号的泵塔底：流量F=1.1m3/hr 扬程H30 m选择IS65-50-160型号的泵7.5 辅助设备汇总表 7-4 辅助设备汇总辅助设备型号塔顶冷凝器G273I257塔底再沸器G159I252塔顶回流管钢管16mm2mm塔顶蒸汽出口管钢管146mm6mm塔顶产品出口管钢管10mm2mm进料管钢管16mm2mm塔釜出料管钢管22mm3.5mm塔釜回流管钢管146mm6mm塔釜产品出口管钢管102mm6mm进料泵IS50-32-200回流泵IS65-50-16030