精馏塔课程设计
一.设计目的.................................................. ..
二.设计内容和要求................................................
三.设计方案简介..................................................
四.工艺参数计算.................................................. .2
五.辅助设备的选取.................................................
优.浮阀塔工艺条件图...............................................
七.分析讨论.................................................. .
八.参考文献..................................................
设计任务书
乙醇-水连续精馏塔的设计
工艺条件及数据：
原料液流量：5200kg/h 含乙醇35%（质量分数）
馏出液95%，釜液2.5
泡点进料
操作条件：
操作压力为常压
平均操作温度125oC
操作回流比为最小回流比的1.5倍
全塔效率为50%
板间距：400mm
设计结果：
设计说明书一份
设计图纸：负荷性能土、塔板分布图、浮阀塔工艺条件图、工艺流程图
一.设计目的
综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法
熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果
树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力
二.设计内容和要求
常压下连续精馏分离乙醇——水溶液，要求：
泡点进料，原料液流量：5200kg/H 乙醇的质量分率：35%；塔顶馏出液的质量分率：95%；釜液的质量分率：2.5%;操作回流比为最小回流比的1.5倍；板间距：400mm；全塔效率：50%；设该塔采用浮阀塔板，试确定该塔的主要尺寸，并绘出其设备的工艺简图
三.设计方案简介
本设计任务为分离乙醇-水的混合物，应采用连续精馏流程，泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝器在泡点下一部份回流至塔内，其余部分经冷却器冷却后送至储罐，操作回流比取最小回流比的1.5倍，塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐，塔板采用浮阀塔
四. 工艺参数计算
I.设计参数的确定
根据精馏段物料流率和组成，并近似近似按塔顶压力和温度考虑，可求得本塔的设计参数如下表 气相平均摩尔质量Mv,kg/kmol 37.335 液相平均摩尔质量Ml,kg/kmol 32.405
气相密度ρv，kg/m3 1.28 液相密度ρL,kg/kmol 823.5
气相体积流率Vh,m3/h 3.15 液相体积流率Lh,m3/h 液相表面张力σ，mor/h 39.45
Ⅱ..精馏塔的物料衡算
由M乙=46g/mol;M水=18g/mol;
乙醇的摩尔百分含量
Xf=
Xw=
Xd= 平均摩尔质量
Mf=0.174×46 (1-0.174)×18=22.872kg/kmol
进料液的摩尔流量
w|~)u5p0F= =227.352kmol/h
6N*x}wp8`qV]R+I e0FXf=DXd WXw
pDq? L0F=D W
解得： W=184.543kmol/h D=42.809kmol/h
Ⅲ塔板数的确定
理论塔板数NT的求取
乙醇-水属理想物系，可采用图解法求理论塔板数
由《化工原理》下册P29表1-7查得乙醇-水物系的气液平衡数据，绘制X-Y图（附后）
②最小回流比及操作回流比的求取
因精馏段过点（0.8814，0.883）和点（0.174，0.332）
斜率= =
解得：Rmin=3.47
[因操作回流比为最小回流比的1.5倍
所以操作回流比R=1.5×3.47=5.205
③求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=222.82kmol/h V=(R 1)D=265.629kmol/h
L=L F=450.172kmol/h
V,=V=265.629kmol/h
求操作线方程
精馏段操作线方程：
Y= =0.839X 0.142
提馏段操作线方程：
Y= =1.69Xm-0.00688
⑤图解法求理论塔板数
采用图解法求理论塔板数，如附图所示，总理论塔板数为： NT =25，进料板的位置NF=23
⑥实际塔板数的求取
由全塔效率为50%，实际塔板数N= =50
N精=23×2=46
N提=2×2=4
精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
以精馏段为例进行计算
操作压力的计算
塔顶操作压力：PD=101.325KPa
每层塔板压降近似为0
进料板的压力：PF=101.325KPa
精馏段的平均压力：Pm=101.325KPa
操作温度计算
由泡点方程通过内差法计算各温度：
塔顶温度TD=78.2℃；进料板温度TF=84℃
精馏段的平均温度Tm=（78.2 84）/2=81.1℃
平均摩尔质量的计算
由XD=y1=0.8814查平衡曲线得：X1=0.8812
塔顶液相的平均摩尔质量；
MVD=0.8814×46 (1-0.8814)×18=42.68kg/kmol
MLD=o.8812 ×46 (1-0.8812)×18=42.67kg/kmol
进料板的摩尔质量yF=0.174
由平衡曲线得：XF=0.038
VF=0.174×46 （1-0.174）×18=22.87kg/kmol
LF=0.038×46 (1-0.038)×18=19.064kg/kmol
平均摩尔质量：
MV=(42.68 22.87)/2=32.78kg/kmol
(vr tf)v2\ ]0ML=(42.67 19.064)/2=30.867kg/kmol
④平均密度计算
c!p(rc-Yw,_+K0气相平均密度计算
ρvm= = =1.13kg/m3
5^ h9Olu+Y9sr0液相平均密度计算
塔顶TD=78℃查手册ρ水=973kg/m3,ρ乙醇=744.4kg/m3
进料TF=84℃查手册ρ水=969kg/m3,ρ乙醇=737.3kg/m3
塔顶密度ρLDH= =753kg/m3
进料板的液相质量分数： &[jt0=0.0152
进料板的液相密度:
ρLDM= =964.6kg/m3
精馏段的平均密度ρLDM= =858.8kg/m3
液体平均表面张力的计算
塔顶表面平均张力由T=78℃查手册得：
σ水=62.9×103N/m,σ乙醇=18.46 ×103N/m
进料板的表面张力由T=84℃查手册得：
σ水=61.8×103N/m,σ乙醇=17.88 ×103N/m
σD=18.46×0.8814×103 62.9×103×(1-0.8814)=30.02×103N/m
σF=17.88×103×0.038＋61.8×103×(1-0.038)＝60.39×103N/m
精馏段的液相平均表面张力
σLM =（30.02×103 60.39×103）/2=45.2×103N/m
Ⅴ.塔径和塔高的计算
①塔径的计算
H8mVYIA0VS= =2.20m3/s
Ls= m3/s
液气流动参数FLV= 1/2= 1/2=0.0278
查《化工原理课程设计》P105图5-1得：
"zM^oC4h,~0C20=0.074
C=C20 0.2=0.074 0.2=0.0871
Umax=C =2.40m/s
取设计的泛点率为0.7，则空塔气速为：
U=0.7Umax=1.68m/s
塔径D= =1.29m圆整得：D=1.4m
②精馏塔有效高度的计算
Z精=（N精-1）HT=(46-1)×0.4=18m
Z提=（N提-1）HT=（4-1）×0.4=1.2m
在进料板的上方开人孔一个，φ=0.5m,开手孔两个，φ=0.2m
H总=H有效 H人孔 H手孔 H上空 H下空
UFgNW_| w0=19.2 0.5×1.1×1＋0.2×1.1×2＋0.2×20
=29.14m
WMqUyE0Ⅵ.液流型式、降液管及溢流堰等尺寸的确定
①液流及将液管的型式：因塔径和流体量适中，选取单溢流弓形降液管
②降液管尺寸：取降液管截面积与塔截面积之比Ad/At=0.0878
气体流通截面积：A= =1.31m2
解得：At=1.436m2
解得：Ad=0.126m2
根据 值查图2-10，可得弓形降液管宽度与塔径之比 =0.143，故降液管宽度bd=0.143×1.4=0.2m
7`g)F4H k8m0选取平行受液盘，并取降液管底隙hb=0.035m.
③溢流堰尺寸：取溢流堰高hw=0.05m
由 值查图2-10，得堰长与塔径之比 =0.7，故溢流堰长lw=0.7×1.4=0.98m,并可求得溢流强度 m3/m.h
因溢流强度不大，取液流收缩系数E=1，故堰上方液头高度how=2.84×103E( )2/3=11.5mm
流体的底隙流速ub= 0.0647m/s
Ⅶ.浮阀个数及排列
选取F1型浮阀，重型，其阀孔直径d0=0.039m
初取阀孔动能因子F0=u0 =11，故阀孔气速u0=10.35m/s,故浮阀个数n= ,取浮阀个数n=178 设计条件下阀孔气速u0= m/s；动能因子F0=u0 =11.0
塔板上浮阀的开孔率ψ= =0.148
Ⅷ.塔板流动性能的校核
①液沫夹带的校核
为控制液沫夹带量ev不过大，应使泛点率F1≤0.8-0.82,F1按以下二式计算并取其中较大的值 F1= 或F1=
乙醇-水溶液为正常物性体系，物性系数K=1，根据气相密度ρV及塔板间距HT值，有图2-14可查得泛点负荷因素CF =0.12
对单流型，塔板上液体流过的长度ZL=D-2bd=1.4-2×0.2=1m;塔板上液流面积Ab=AT-2Ad=1.436-2×0.126=1.184m2
9n cM/vnP3aG L0故F1= = =0.583
%{E2b4J2~dS#C0或F1= = =0.594 所得F1=0.594＜0.8，故不会产生过量液沫夹带
②塔板阻力hf计算
由hf=h0 hl hσ
干板阻力h0可计算如下：
临界孔速u0,k= ,u0,k＜u0 =10.35,故h0应按浮阀全开情况，即下式计算：h0=5.34 m液柱
塔板上液层阻力hl=0.5（hw how）=0.5(0.05 0.0115)=0.031m液柱
表面张力产生的阻力hσ= m液柱
故hf=0.0384 0.031 0.00055=0.06995m液柱
③降液管液泛校核
降液管中的清夜柱高度Hd=hw how hf hd
.wd&O ge/q0其中，液体流过降液管及其底隙的阻力hd= m液柱
略去液面梯度 ，并将前所得有关值代入得：
Hd=0.05 0.0115 0.06995 0.00064=0.013164m液柱
取降液管中泡沫层相对密度φ=0.6，则降液管中泡沫层的高度Hd= m
而HT hw=0.45 0.05=0.5m＞Hd,故不会产生降液管液泛
④液体在降液管中停留时间的校核
液体在降液管中的停留时间
，故所夹带的气体可以释出
⑤严重漏液校核
取漏液点气速 为阀孔动能因子F0=5时相应的值，则 = m/s
稳定系数k= ,故不会产生严重漏液
Ⅸ.塔板负荷性能图
①过量液膜夹带线关系式
在F1= 式中，令F1=0.8，并将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入，整理之可得Vs=3.356-37.47Ls
或Vh=12081.6-37.47Lh （I）
②液相下限关系式
A tq/g5V3t0由how=2.84×103E( )2/3，令E=1，取how=0.006m并将lw代入，可解得Lh =3.01m3/h （Ⅱ）
Ud+inh I0③严重漏夜线关系式
令F0=5，则
或Vh=3598.92m3/h （Ⅲ）
④液相上限关系式
在 中，令 并将Ad和HT值代入，可得： 或Lh=36.288m3/h （Ⅳ）
⑤降液管液泛线关系式
由降液管液泛校核条件式或 ，将 ，hf和hd计算式代入，可得 将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入并整理之，可得： （Ⅴ）
⑥根据式I——Ⅴ，以Lh为横坐标，Vh为纵坐标，可作的本题塔板的负荷性能图（附图）图中，OAB线为操作点，点D为设计点由图可读得其气相负荷上限Vh，max=11652m3/h,气相负荷下限Vh，min=3624m3/h,其操作弹性为
Ⅹ.设计计算的主要结果
设计结果汇总表
塔板的主要结构参数 数据 塔板的主要流动性能参数 数据
塔的有效高度Z0，m 29.14 液泛气速uf，m/s 2.4
实际塔板数Np 50 空塔气速u，m/s 1.68
塔内径D，m 1.4 设计泛点率
0.7
塔板间距HT，m 0.40 阀孔动能因子F0 11.0
液流型式 单溢流 阀孔气速u0，m/s 10.35
降液管总截面积与塔的截面积之比 0.0878 漏液点气速uw，m/s 4.70
弓形降液管堰长lw,m 0.98 雾沫夹带泛点率F1，% 58.3
弓形降液管宽度bd,m 0.2 稳定系数k 2.2
出口堰高hw,mm 50 溢流强度uu,m3/m.h 8.16
降液管底隙hb,mm 35 堰上方液层高度how,mm 11.5
边缘区宽度bc,mm 50 每块塔板阻力hf,mm液柱 69.5
安定区宽度bs,mm 75 降液管中液体停留时间τ，s 22.7
塔板厚度δ，mm 3 降液管中泡沫层高度 0.22
塔板分块数 4 降液管中清液层高度Hd,m 0.13164
浮阀形式 F1 底隙液速ub，m/s 0.0647
浮阀个数 178 气相负荷上限，m3/h 11650
浮阀的排列方式 错排 气相负荷下限，m3/h 3624
塔板开孔率ψ,% 14.8 操作弹性 322
Ⅺ.主要接管尺寸的选取
①进料管
有已知料液流率为5200kg/h,取料液密度为965kg/m3,则料液体积流率为
取管内流速uf=0.5m/s,则进料管的直径
取进料管尺寸为φ63.5×3.0
②回流管
由已知回流液流率为12298.6kg/h，取回流液密度为742.43kg/m3,则回流液体积流率为
取回流管尺寸为φ140×4.5
③釜液出口管
由已知釜液流率为3376kg/h,取釜液密度为920kg/m3,则釜液体积流率
取管内流速Uw =0.5m/s，则釜液出口管直径
取釜液出口管尺寸为φ57×3.0
④塔顶蒸汽管
近似取精馏段体积毕业论文http://www.youerw.com流率为塔顶蒸汽体积流率VT，并取管内蒸汽流速uT=15m/s，则塔顶蒸汽管直径
取塔顶蒸气管尺寸为φ180×5.0
⑤加热蒸气管
取加热蒸气管内蒸汽流速uT=0.6m3/s加热蒸气密度3.25kg/m3,流速取15m/s,则加热蒸气管径
取加热蒸气管尺寸为φ245×6 五.辅助设备的选取 红樱桃化工网 Ac6Ak7m(
①冷凝器
冷凝器选用单壳程的列管式换热器，冷凝剂选用冷水，冷水走管程，蒸汽走壳程，该冷凝器为全冷凝器，对全凝器作热量衡算并忽略热量损失，选定冷水的入口温度为t1=25℃,出口温度为t2=40℃,选定回流液在饱和温度下进入塔内，由于塔顶馏出液几乎为纯乙醇作焓按纯乙醇计算，则
4P D U%|N0所以QC=Vr=256.629×16399=4.3×106J
冷水消耗量为
②再沸器
本设计分离乙醇-水体系，可以采用直接蒸汽加热，只需在精馏塔的底部通入水蒸气即可，不需要外加再沸器
优.浮阀塔工艺条件图
根据以上设计计算的结果和现场实际情况，并参考有关图纸，可画出本设计浮阀塔的工艺条件图河和某工厂的生产流程图（见附图）
七.分析讨论
设计新装置的主要目的是，确定最佳工艺要求，选择最佳尺寸，从而达到费用最省的设备、要进行精馏装置的设计需要非常熟悉分离作用与流体性能以及与设计变数之间的关系
一些工艺工艺装置的分离设备，现在不仅必须设计成使产品纯度更高和达到其他工艺要求，同时还要考虑环保方面的特殊措施为此投资和能耗费用会明显增加，所以，设计工程师对分离设备的设计比以往更要达到最优的经济性这就要求一方面要掌握与设备评价有关的特性数据，另一方面要了解组分分离的热力学知识，从而使计算的范围必须考虑到生产和操作的需要，从而得出综合的评价
在新装置的设计中，单元操作在很大范围内会受到生态要求的影响这一点从下面的事实中看的很明显：在生产工艺上，解决生态问题的最有效方法是确保废品量和排污量最少的那些方法此外，要在加工过程中一些适当的地方，从产品物流中除去有利于形成废品的物质另一种方法是及时除去副产品和废品，使之不利于集积除了这些措施外，还必须是投资和运行费用为最小
八.参考文献
姚玉英，化工原理，天津大学出版社，1999
（联邦德国）R.比利特，蒸馏工程，烃加工出版社，1988
史启才，化工单元过程及设备课程设计，化学工业出版社，2002 无