化工原理连续精馏塔课程设计Word文档格式.docx
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化学工业出版
社：
北京.2004，01
7.化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；
北京.2004，01
8.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,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，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
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）Xf：
原料组成
D:
塔顶产品流量（kmol/h）XD塔顶组成
20/46
20/46+80/18
W:
塔底残液流量（kmol/h）Xw塔底组成
45
W—46—
4555
4618
9/46
g/46+92/-lS
Xd=
50/4fi
90/46+LO/18
总物料衡算：
F=D+W
易挥发组分物料衡算：
FXf=DXd+WXw
联立以上式子得：
F=kmol/h
D=kmol/h
W=kmol/s
基本物性参数
温度
T顶=C
T进=C
T底=C
Tm精=（T顶+T进）/2=+/2=C
Tm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*yA+MB*yb=46*+18*=
液相：
ML精=MA*Xa+MB*Xb=46*+18*=
提馏段
M提=MA*yA+MB*yb=46*+18*=
ML提=MA*Xa+MB*Xb=46*+18*=
操作压力
Pd=+=kpa
Pf=+*16=kpa
Pw=+*19+5=kpa
Pm精=（Pd+Pf）/2=+/2=kpa
Pm提=（Pf+Pw/2=+/2=kpa
密度
混合液密度
1aAaB
lAB
混合气密度：
V
PM
RT
（T为热力学温度,
K）
aA=*46/（*46）+*180）=
p精，v=p精MV精/RTm精=**+=kg/m3
p精，l=1/（789）+）=kg/m3
aB=*46/（（=*460+（18*）=
p提，v=p提MV提/RTm提=**+=
kg/m3
3
p提，l=1/（789）+）=kg/m
混合液体表面张力
乙醇表面张力:
■温度，c
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
c,mN/m
水表面张力:
温
度，c
100/
c，m
N/m
精馏段的平均温度约为80C,由表可查得
c精，水=mN/m
c精，乙醇=mN/m
Cm精=C精，水*XA+C精，乙醇*XB=*+*=m
提馏段的平均温度约为90C,由表可查得
c提，水=mN/m
c题，乙醇=mN/m
cm提=c提，水*xa+c提，乙醇*xb=*+*=mN/m
相对挥发度
a=10
F
x=5
1=
a1=10F
x=15
F2=
a2=
x=25
3=
a3=
x=35
F4=
a
4=
x=45
F5=
5=
x=55
F6=
6=
x=65
F7=
7=
x=75
F8=
8=
x=85
9=
a9=
【，=（a1+a2+a3+a4+a5+a6+a7+a8+a9）/9=
混合物的粘度
精馏段温度约为80C
^查表，得卩水=•S,卩醇=•s
提馏段温度约为91C
表，得卩水=•s,卩醇=•s
（1）精馏段粘度：
口i=（1醇x1+（1水（1-xi）=*+*=mpa•s
（1）提留段粘度：
12=1醇x2+1水（1-x2）=*+*=mpa•s
平均粘度：
1=（11+12）/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
最小回流比Rmin=
理论塔板数的确定：
log3.09
log宀）（』）
1XdXw
NLin——
logm
简捷法求理论塔板数
log（需）（曽）
知道：
Nmin—R
min—
通过吉利兰图，可查得
N―仏跟R%的关系
N2R1
在VNNminv范围内
N2
令丫一NNmin令N2
X=
RRmin
R1
有：
Y=Rmin=
R3=Rmin=
R5=Rmin=
R7=Rmin=
即:
Rs一Rmin
Xi=+1）=
2XNmin
1-X
N4一
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=CT底=C
Tm=（+）/2=89C
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：
NNt7.218819块
Np18.819块j
Et0.382
确疋进料位置
X>
80
F=F=m'
...D*F1.91，
精
Xd1Xf）
log匸）（h）
lOgm
0.8010.24）
log（）（）
10.800.24,—
12.92
X
R12*YN
N精=一仏
1-Y
实际精馏段层数为:
2*0.3942802.92
1-0.394280
6.1
Np,精=—』16块
log1.91
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：
Vs
22,4*V*T*P22.4*358.93*（273.1580.425）*101.32巾门屮冷
3600*T*p273.15*105.55*3600
Ls
L*M238.16*30.043z
0.0026m/s*3600849.72*3600
（2）提馏段
气相:
Vs
22,4*V*T*P
22.4*358.93*（273.152.68m3/s
3600*T
273.15*112.5*3600
LS
L'
*M
*3600
771.25*19.420.0044m3/s
945.5*3600
精馏段塔径计算
气，液相负荷:
L=R*D=*=
Umax=C
LVV
0.0604*
902,111,17
1,17
1.676m/s
u=umax*=m/s
D=4Vs4*272Gm
\uV3.14*1.173
塔径圆整后：
D=1800mm=m
塔截面积为：
At==
实际空塔气速为：
u=Vs/At==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lw取lW==
溢流堰高度（出口堰高）hw
hwhLhow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Iw/d=查得
W/D=，A/At=
W=,Af=
3600*0.236*0.5“c
26.8s9.2
数值大于5S，设计合理降液管底隙高度
h0
Lh
3600*Lw*u。
'
9.2
3600*1.26*0.1
0.0203m
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=80mm
4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/do=3
t=3*d0=
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==
i2
1.88m2
鼓泡区面积：
Aa=2x.rx2-sin1彳
180r
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+Ap1+△p
把压力用液柱高度来表示:
hp=hc+h1+h°
干板压降
hc=0.051U°
-
c。
U0
14.36m/s
d。
/S=1查表得G=
hc=（）2（）
气体通过充气液层的压降
hi=B（hw+how）
Fo
uaV
AtAf
1.132m/s
Fo1.132*1.331.305
hi=*=
液体表面张力产生的压降
h.一般很小，可以忽略
hp=+=
pphpLg0.1185*849.72*9.81987.8pa
液面落差
很小，可以忽略不计
液泛
Hd=hp+m+hd
hd0.2
漏液
0.2
0.002
Hd=++=
>
L
（hw+Ht）*
设计合理
10%时，取动能因子F°
=10
筛板相对漏液量为
K=uo/u
o,min
vKv2
故无明显漏液现象
液沫夹带
hf==
5.7*10-6
Hthf
3.2
5.7*10
1.132
0.5-0.015
0.011
ua=s
ev=液体/kg气体v液体/kg气体
塔板负荷性能曲线
漏液线
曲线1
VS，min=donuo=**38602*=s
液沫夹带线
曲线2
取ev=液/kg气，求Vs,Ls关系如下
Ua
ev
2,4
hf==（hw+how）=+h
ow
how=
2.84
1000
3600*LS3
1.08
0.634LSs
hf=+3
HT-hf=Ls
5.7*10-6
VS20.1
2.40.375-1.58Ls3
VS2.932-15.24LS3
Ls//
（m3/s）
Vs/（m3/
s）
液相负荷下限线
曲线3
E=1
.0.01*100021.08c3/
Ls,min=0.00198m/s
2.843600
液相负荷上限线
曲线4
取停留时间为5S
Ls,max=（Af+AT）/5=（*）/5=m3/s
液泛线
曲线5
Hd
Ht
hp
ho
hd
hc
h1
h
hL
hw
how
带入相关数据得:
联立解:
1hw
1howhchdh
aVs
bcLs
dLs^
0.051
A0C02
0.00348
0.2556
0.153
（lwh0）2
318.3
2.84*10
3E1
釧1.026
Ls/（m3/s）
Vs/（m3/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,max2.692
1.64
Vs,min1.64
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20min。
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6~8块塔板才设一个人孔，，需经常清洗时每隔
3〜4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。
管径计算如下
取uF0.5m/s
945kg/m
4一0.00315
:
3.140.5
89.58mm
VS0.00315m/s
查标准系列选取1084mm
经计算，实际流速u=s
回流管
采用直流回流管取uR0.5m/sld762.33kg/m3
Vsd
0.0216
0.780.22
0.000971m3/s
762.33
Dd
40.000971
49.74mm
查标准系列选取57
3.5mm
塔底出料管
取uw1.0m/s直管出料
Lw
964.82kg/m
VSw
0.1506
津津964.82
0.00287m3/s
Dw
46
18
4°
.0028785.51mm
查标准系列选取894・5mm
塔顶蒸汽出料管
直管出气
LD
取出口气速u
940.51kg/m
20m/s
VSD
0.03256
0.001186m3/s
940.51
40.001186
3.14*20
8.69mm
查标准系列选取14
2mm
塔底进气管
采用直管
取气速u23m/s
964.82kg/m
Vsw
0.00064m3/s遊空進940.51
40.00064
\3.1420
6.40mm
查标准系列选取142mm
第六章附属设备的计算
热量衡算
0C的塔顶气体上升的焓Hv
tD温度下，即C
Cpd
Cp1XdCp2（1Xd）3.54
t1=30C温度下
0.7788
4.250.22123.684
CP1
2.59KJ/（Kg.K）
CP2
4.174KJ/（Kg.K）
Cp
CpiXd
Cp2（1
Xd）2.59
4.1740.22122.94KJ/（Kg.K）
CP1XW
CP2（1
Xw）2.59
0.0329
4.1740.96714.122KJ/（Kg.K）
w温度下，即
Cp13.88KJ/（KgK）
Cp24.218KJ/（KgK）
CPW
CP1XWCP2（1Xw）3.88
0.03294.240.96714.207KJ/Kg.K
D温度下，即C
r1720KJkg
r22117KJkg
Mdr2（1xD）7200.7788
2117
0.22121029.02KJ/kg
0C的塔顶气体上升的焓
Qv
塔顶以0C为基准
HvUCpDtDV1FM®
1.01*3600
温度由C到30C的热量变化
1570876.855kj/h
3.684
78.211.0136001029.0240.61
Q1VCPotD乂。
卩缶（1.010.01139.08）
（1.010.116942.0836002.81301570876.855j/h
3600
3.68478.21
温度由99C到30C的热量变化
Q2L2CpwtDL2CP1t12.921*3600*4.207*99.07
3110282.09KJ/h
2.921*3600*4.122*30
回流液的焓HR
QrHr0.6733.64878.21360069807.80kj/h
塔顶馏出液的焓Hd
因馏出口与回流液口组成一样，所以
0.01140.6136003.68478.21463350.97kj/h
CP3.684KJ/kg.K
QdHdDCpt°
冷凝器消耗的热量
QCDR1HV
Hr40.7832.97152980381
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