毕业论文设计--乙醇丙醇筛板精馏塔设计化工原理课程设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计

吉 林 化 工 学 院

课 程 设 计

设计题目：乙醇-丙醇筛板精馏塔设计

课程设计任务书

1、设计题目：乙醇—丙醇二元筛板精馏塔设计
2、设计基本条件：
（1）操作平均压力：常压；
（2）进料温度：tF=0.25（泡点）；
（3）塔顶产品含量：xD=0.98 (质量分率)；
（4）塔釜液含量0.035（质量分数）
（5）加料热状况q=0.99
(6) 回流比R=(1.1~2.0)
（7）塔顶采用全冷凝、泡点回流；
（8）单板压降0.7 ；
3、设计任务：
（1）完成精馏塔工艺设计计算、设备设计计算（物料衡算、能量衡算和设备计算）；
（2）精馏塔附属设备的简单计算和选用
（3）撰写设计说明书（word文档上机打印）；
（4）绘制乙醇—丙醇精馏工艺流程图

目录
摘要 5
绪论 6
第一章 精馏塔的工艺条件及有关物性计算 7
1.1：设计条件的确定： 7
1.2：精馏塔全塔物料衡算 7
1.2.1：温度的确定： 7
1.2.2：饱和蒸汽压p的计算 8
1.2.3:物料相对挥发度的计算： 8
1.2.4密度的计算 9
1.2.5: 塔顶液相平均表面张力的计算 11
1.2.6: 粘度的计算 12
1.3.1：理论板数的确定 13
1.3.2:实际塔板数的确定 14
1.4.:气液负荷计算： 15
1.4.1精馏段的气液体积流率： 15
1.4.2提馏段的气液体积流率 15
第二章 热量衡算 16
2.1.比热容及汽化热的计算 16
2.1.1塔顶温度下的比热容 16
2.1.2进料温度下的比热容 16
2.1.3塔底温度下的比热容 17
2.1.4塔顶温度下的气化潜热 17
2.2.热量衡算： 17
2.2.1．0℃时塔顶上升的热量 17
2.2.2回流液的热量（此点为泡点回流） 18
2.2.3塔顶馏出液的热量 18
2.2.4进料的热量 18
2.2.5塔底残液的热量 18
2.2.6冷凝器消耗的热量 18
2.2.7再沸器提供的热量 18
第三章 塔板设计计算 19
3.1塔体工艺尺寸的计算 19
3.1.1精馏塔塔径的计算 19
3.1.2精馏塔有效塔高的计算 21
3.2塔板工艺尺寸的计算 21
3.2.1溢流装置的设计 21
第四章 筛板塔的流体力学验证 24
4.1：塔板压降 24
4.2，雾沫夹带量的验算 25
4.3.泛液的验算 25
第五章 塔板负荷性能图 27
5.1：液沫夹带线 27
5.2,，液泛线 28
5.3.液相负荷上限线 31
5.4.漏液线（气相负荷下限线） 31
5.5.液相负荷下限线 33
第六章 附属设备设计 35
6.1：塔封头 35
6.2.塔顶空间 35
6.3.塔顶空间 35
6.4.人孔 35
6.5.进料板处板间距 36
6.6.裙座 36
6.7.塔体总高度 36
6.8主要接管尺寸的选取 36
第七章 结果汇总表 39
主要符号说明 41
主要符号说明表 41
结束语 43
化工原理课程设计教师评分表 45

摘要
在这次任务中，设计的是筛板精馏塔和预热器。塔满足的要求：对摩尔分数为0.25的乙醇—丙醇混合液进行分离，塔顶采出产品中，乙醇所占摩尔分率为0.98；釜液苯的摩尔分率为0.035。
先进行物料衡算，据物料的物理性质及相关参考资料，选择适当的回流比和塔效率，初步求出塔的理论板数和实际板数，建立塔的框架。以此为基础，展开物料物理性质和塔工艺尺寸的计算：塔径，精馏段板间距，提馏段板间距；选用单溢流弓形降液管和凹形受液盘；并用流体力学对筛板进行验算，干板阻力、液沫夹带量、漏液量和液泛等均在工程设计要求范围之内，设计出了合格的精馏塔。
塔顶采用全凝器，进料液用釜液预热。

关键词：乙醇—丙醇、筛板精馏塔、计算机编程和图解、精馏段、提馏段。

绪论
化工生产中，产品一般为混合物，要得到高纯度组分则必须对粗产品进行分离；如液固的分离有过滤操作，混合气体的分离有吸收操作；同样混合液体的分离操作有蒸馏和精馏。　
对工厂大批量生产过程中，精馏操作广泛用于液体混合物的分离；精馏塔又分为筛板塔、浮阀塔和喷射型塔等。相比之下：筛板塔具有容易堵塞，漏液量较大和操作弹性小的缺点；但它结构简单、设计简便、操作容易、生产能力大、压降小又经济的优点；故在生产尤其是中试装置中应用颇多。
这次设计将让学生深深体会到知识在生产中的应用，很大的提高学生的自学能力，在设计过程中初步了解理论在世纪中的应用的重要，对实际过程有了初步的了解，增强我们动手能力也提高了我们的综合应用知识的能力。这次设计对学生的就业和考研深造均有很大帮助。我一定尽我所能完成此设计任务，不辜负大学里这种锻炼自己的机会，不辜负老师中对我们的指导，争取给老师一份满意的答卷，给自己满意的作品！

第一章 精馏塔的工艺条件及有关物性计算
1.1：设计条件的确定：

1.2：精馏塔全塔物料衡算：

（表1一1）乙醇—丙醇平衡数据（三：物性函数计算：
p=101.325kPa）
序号
液相组成
气相组成
沸点/℃

序号
液相组成
气相组成
沸点/℃
1
0.000
0.000
97.16

7
0.546
0.711
84.98
2
0.126
0.240
93.85

8
0.600
0.760
84.13
3
0.188
0.318
92.66

9
0.663
0.799
83.06
4
0.210
0.339
91.60

10
0.844
0.914
80.59
5
0.358
0.550
88.32

11
1.000
1.000
78.38
6
0.461
0.650
86.25

1.2.1：温度的确定：
利用上表中的数据，用数值插值法确定。
进料温度：==89.67C

1.2.2：饱和蒸汽压p的计算
由安托因公式得：

由温度-气相组成关系得：

由（1）（2）（3）得
塔顶：=78.66， =102.7, =48,12
塔底：=96.24， =198.24， =97.68
进料：=89.67， =156.17， =75.74
1.2.3:物料相对挥发度的计算：
由以求得的饱和蒸汽压得， ，
精馏段的平均相对挥发度：
提留段的平均相对挥发度：
平均相对挥发度：
1.2.4密度的计算：
利用式 计算混合液体密度和混合气体密度。
塔顶温度：=78.66
气相组成：
进料温度：

塔底温度：

表1-2 不同温度下乙醇丙醇类密度表：

70
80
90
100
110

754.2
742.3
730.1
717.4
704.3

759.6
748.7
737.5
723.1
714.2
利用上表中数据利用数值差值法确定进料温度，塔顶温度，塔底温度下的乙醇（o）和水（w）的密度。

1.2.5: 塔顶液相平均表面张力的计算

温度t,℃
70
80
90
100
110
,mN/m
19.27
18.28
17.29
16.29
15.28
,mN/m
20.34
19.40
18.45
17.50
16.57

进料板液相平均表面张力的计算

塔底液相平均表面张力的计算

精馏段的平均表面张力：
提留段的平均表面张力：
1.2.6: 粘度的计算
表3-4 .混合物的粘度
名称
温度
60
80
100
乙醇
0.601
0.495
0.361
丙醇
0.899
0.619
0.444
根据图表1-3 和公式
已知全塔平均温度t=88.57
纯乙醇：
纯丙醇：
1.3.1：理论板数的确定
由以上的计算得
相平衡方程：
又q=0.96 q线方程：(2)
由（1）（2）求得x=0.25 y=0.41
则
平衡方程： （1）
精馏段操作线： （2）
提留段操作线： （3）
第一块塔板上的气相组成：
第一块下降的液相组成由（1）求取：=0.959
第二块塔板上升的气相组成由（2）求取：=0.962
=924
依次由（1）（2）式求得：
=0.934
=0.870
=0.888
=0.793
=0.824
=0.693

=0.579
=0.645
=0.467
=0.552
=0.373
=0.474
=0.303
因，
依次使用（1）（3）式，求得：

由于=0.024<=0.035,则全塔理论板数块（包括再沸器），加料板为第11块理论板。
精馏段理论半数：
提馏段理论半数：
1.3.2:实际塔板数的确定
由公式：
已知乙醇，丙醇溶液平均粘度计算公式
代入数据的=0.510
所以塔板效率为E=0.483
精馏段实际塔板数为N=21
提留段实际塔板数为N=17
实际的总板数为38块
1.4.:气液负荷计算：
1.4.1精馏段的气液体积流率：
由精馏段的气液负荷：V=126.49Kmol/h， L=103.75Kmol/h 可得：
1.4.2提馏段的气液体积流率：
由提馏段的气液负荷

第二章 热量衡算
2.1.比热容及汽化热的计算
表2-1 不同温度下乙醇—丙醇的比热容

乙醇kJ/kmolk
126.96
138.46
151.34
丙醇kJ/kmolk
161.4
173.4
159.6
表2-2不同温度下乙醇—丙醇的汽化热

　乙醇（kJ/kg）
879.77
838.05
792.52
　丙醇（kJ/kg）
757.60
725.34
690.30
2.1.1塔顶温度下的比热容

2.1.2进料温度下的比热容

2.1.3塔底温度下的比热容

2.1.4塔顶温度下的气化潜热

2.2.热量衡算：
2.2.1． 时塔顶上升的热量，塔顶以为基准。
，其中
则
2.2.2回流液的热量（此点为泡点回流）
此温度下：
则
2.2.3塔顶馏出液的热量，因馏出口与回流口相同，所

2.2.4进料的热量

2.2.5塔底残液的热量

2.2.6冷凝器消耗的热量

2.2.7再沸器提供的热量（全塔范围内列衡算式）塔釜热损失10%，则=0.1

再沸器的实际热负荷

第三章 塔板设计计算
图3-1史密斯关联图

3.1塔体工艺尺寸的计算
3.1.1精馏塔塔径的计算
（1）精馏段塔径 D 的计算
选板间距=0.40m，取板上液层高度 =0.06m ，故－=0.34m

查史密斯关联图 得 ，C20=0.072
依式校正到物系张力为18.31mN/m时的C：

取安全系数为0.70 = 0.70=1.4450.70=1.012m/s
则精馏段塔径D=

按标准塔经圆整为D=1.2m
则精馏段塔截面积为AT=
实际空塔气速为U=0.91m/s

（2）提馏段塔径D 的计算：
选板间距=0.40m，取板上液层高度 =0.06m ，故－=0.34m

查史密斯关联图得 ，C20=0.071
依式校正到物系张力为18.00mN/m时的C：

取安全系数为0.70 = 0.70=1.3070.70=0.916m/s
提馏段塔径D=

按标准塔经圆整为D=1.2m
提馏段塔截面积为At=
实际空塔气速为
U=0.93m/s
3.1.2精馏塔有效塔高的计算
1) 精馏段有效塔高的计算
Z精=（N精-1） HT=(21-1) 0.40=8m

2) 提馏段有效塔高的计算
Z提＝（N提－1） HT=(17-1) 0.40=6.4m

3.2塔板工艺尺寸的计算
3.2.1溢流装置的设计
由精馏段塔径D=1.2m则溢流装置可采用单溢流，弓型降液管，平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：
1) 溢流堰长 =0.65D=0.70×1.2=0.78m
2) 出口堰高 h=h-h
式中 ：h ——板上液层高，取0.06m
h——板上方液头高度
选用平行堰，则堰上液头高度可由下式计算：

式中溢流收缩系数E可近似取1.025
对于精馏段：
所以出口堰高：h=0.06-0.0013=0.047m
对于提馏段：
出口堰高：h=0.06-0.023=0.037m

弓形降液管的参数

3) 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af
由 查化工原理教材下册P图 10-40 得 Wd/D=0.123，Af/AT=0.067
故 Wd=0.123×1.2=0.1476m
Af=0.094×1.1304=0.0757m2
4) 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,即

故降液管设计符合要求。
5) 降液管底隙高度h的计算
取液体通过降液管底隙的流速，则降液管底隙高度h可依下式计算：
对于精馏段：

故有
对于提馏段：
所以可知降液底隙高度设计合乎要求，且选用凹形受液盘深度为100mm。
（4）塔板布置
因D=1.2m>0.9m,故采用分块式塔板
区边缘宽度，安定区宽度
依式
而
代入
（5）开孔数n及开孔率
由于所处理的唔系无腐蚀性，可选用板厚为的钢板，取筛孔的孔径为
孔中心距t，t==15mm，筛孔成正三角形排列
筛孔数n：
开孔率：
每层塔板上的开孔面积
气体通过筛孔的气速：

第四章 筛板塔的流体力学验证
4.1：塔板压降
气象通过筛板压降相当的液柱高度
（1）干板压降相当的液柱高度
依，查平筛孔的流量系数表知，根
则：精馏段
提馏段：
（2）气体通过板上液层压降相当的液柱高度
精馏段：

由充气系数与的关联图，查取板上液层充气系数
依式：
提馏段：

由充气系数与的关联图，查取板上液层充气系数
依式
（3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度
依式

故：
则单板压降：精馏段：（设计允许值）
提留段：（设计允许值）
4.2，雾沫夹带量的验算：已知公式
依式：
则精馏段液/kg气<0.1kg液/kg气
提馏段：液/kg气<0.1kg液/kg气
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带
4.3.泛液的验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清夜层高度

精馏段：

取，则
故精馏段：则在设计负荷下不会发生液泛
提馏段：

取，则
故提馏段，则在设计负荷下不会发生液泛
根据以上塔板的各项流体力学验证，可以认为精馏段与提馏段塔径及各工艺尺寸是合格的。

第五章 塔板负荷性能图
5.1：液沫夹带线
精馏段：
取液沫夹带极限值液/kg气
其中
（1）

近似取
（2）
已知并将式（1）（2）代入

则：
整理得：
在操作范围内，任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中
表5-1 精馏段雾沫夹带线计算结果

1.646
1.574
1.514
1.460
提馏段
取液沫夹带极限值液/kg气

（1）

近似取
故
（2）
已知并将式（a）（b）代入

则
整理得：
在操作范围内，任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中
表5-2 提馏段雾沫夹带线计算结果

1.842
1.704
1.612
1.535
5.2,，液泛线
（1）精馏段：联立式（3-99）及式（3-73）得

近似取故
（3）
由式

整理
则
整理：
故（4）
由式 （5）
则
将及式（3）（4）（5）代入
与式
即
整理得：（2）
在操作范围内取若干值，依式（2）计算值，列于下表，依表中数据作出液泛线（2）如“精馏段负荷性能图“中的（2）所示
表5-3 液泛线计算结果（精馏段）

5.20
4.65
4.24
3.84
（2）提馏段
联立式（3-99）及（3-73）得

近似取
故：
（）
由式

则：

整理：
(d)
由式：

将代入

即
得：
整理得： （）
在操作范围内，取值，依式（）计算值，列于下表中，仪表中数据作出泛液线（）如“提馏段负荷性能图”中的（）
表5-4 液泛线计算结果（提馏段）

4,77
4.31
4.00
3.73
5.3.液相负荷上限线
精馏段：取液相在降液管中停留时间为4s，则

液相负荷上限线（3）在坐标图上为与气体流量无关的垂直线，如（3）所示
提馏段：取液相在降液管中停留时间为4s，则

该液相负荷上限线（）在提馏段坐标图上为与气体流量无关的垂直线，如（）所示
5.4.漏液线（气相负荷下限线）
精馏段：由，代入漏点气速式：

则
前已算出为0.0791 ，代入上式并整理得：

此即气相负荷下限线关系式，在操作范围内任取n个值，依式计算相应的值，列于下表中，依表中数据做气相负荷下限线（4）如精馏段负荷性能图所示
表5-5 漏液线（气相负荷下限线）（精馏段）

0.582
0.617
0.639
0.657
提馏段：由，代入漏点气速式：

则
前已算出为0.0791 ，代入上式并整理得：

此即气相负荷下限线关系式，在操作范围内任取n个值，依式计算相应的值，列于下表中，依表中数据做气相负荷下限线（）如提馏段负荷性能图所示
表5-6漏液线（气相负荷下限线）（提馏段）

0.514
0.548
0.570
0.587
5.5.液相负荷下限线
精馏段：取平直堰，堰上液层高度作为液相负荷下限线条件，取
依式
整理得： （5）
此值在图上做线（5）即为液相负荷下限线
提馏段：取平直堰，堰上液层高度作为液相负荷下限线条件，取
依式
整理得： （）
此值在图上做线（）即为液相负荷下限线
将精馏段5条线与提馏段5条线分别绘于（）图，5条线所围区域为精馏段（提馏段）塔板操作区，p为操作点，op为操作线，op线与线（1）的交点相应气相负荷为，可知本设计塔板上限有无沫夹带控制，下限由漏液
精馏段负荷性能图

提馏段负荷性能图
临界点的操作弹性：

临界点的操作弹性：

第六章 附属设备设计
塔总体高度利用下式计算

6.1：塔封头
本实验采用椭圆形封头，由公称直径，查《化工原理课程设计》（王卫东编）附录2得曲面高度，直边高度，内表面积A=1.7117 ，容积V=0.2714 ，则封头高度
6.2.塔顶空间
设计中取塔顶间距，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.2m。
6.3.塔顶空间
塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为5min，取塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m，则：

6.4.人孔
对的板式塔，为安装，检修的的需要，一般每隔6到8塔板设一个人孔，本塔中共有45块塔板，须设5个人孔，每隔人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距
塔板分块数
塔径,mm
800~1200
1400~1600
1800~2000
2200~2400
塔板分块数
3
4
5
6

6.5.进料板处板间距
考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处间距。
6.6.裙座
考虑到再沸器，取裙座高
6.7.塔体总高度
=(38-1-5-1)*0.4+0.8+5*0.6+1.2+2.55+0.34+3=23.29
6.8主要接管尺寸的选取
（1）进料管
料液流速：F=100Kmol/h
料液密度：
体积流率：
取管内流速：(取值)
则进料管的直径：
取进料管的尺寸：
进料管参数表

a
b
c

45
76
10
40
15
5
120
150

（2）釜液出口管
已知釜液流率为103.74 Kmol/h
釜液密度：
则：
取管内流速为：

取管尺寸：
塔釜出料管参数表

a
b
c

89
108
15
80
35
6
120
150

（3）塔顶蒸汽管
体积流速：
取

取管尺寸
塔顶蒸气管参数表

a
b
c

273
325
25
250
120
8
150
200

第七章 结果汇总表
筛板精馏塔结果汇总表

项 目
符 号
单 位
计算数据
精馏段
提馏段
平均分子量
气相

kg/kmol
49.84
56.30
液相

kg/kmol
51.39
57.01
各段平均温度

℃
84.17
92.96
平均密度
气相

1.83
740.25
液相

2.06
732.39
各段平均表面张力

18.31
18.00
各段平均粘度

105.95
115.75
平均流量
气相

m3/s
1.0327
1.0287
液相

m3/s
0.002194
0.004681

实际塔板数

块
21
17
板间距

m
0.4
0.4

塔有效高度

m
8
10.8

塔径

m
1.2
1.2

空塔气速

m/s
0.91
0.93

塔板液流形式

单流型
单流型

项 目
符 号
单 位
计算数据
精馏段
提馏段
溢流装置

溢流管形式

弓形
弓形
堰长

m
0.78
0.78
堰高

m
0.046
0.037
溢流堰宽度

m
0.1476
0.1476
管底与受液盘距离

m
0.031
0.067
板上清夜层高度

m
0.06
0.06
孔径

mm
5
5

孔间距

mm
15
15

孔数

个
4030
4030
筛孔流速

m/s
13.06
13.01
塔板压降

kPa
0.452
0.454

液体在降液管中停留的时间

s
15.27
10.19
降液管内清液层高度

m
0.1310
0.05142
液沫夹带泛点率

0.024
0.026

液相负荷上限

0.00757
0.00757

液相负荷下限

5.874
5.874
弹性操作

2.31
2.75

主要符号说明
主要符号说明表
符 号
说 明
单 位
符 号
说 明
单 位

苯

堰长

甲苯

溢流堰高度

塔顶

堰上层高度

进料板

弓形降液管高度

塔釜

截面积

液相

塔截面积

气相

液体在降液管中停留时间

摩尔质量

降液管底隙高度

最小回流比

边缘区高度

实际塔板数

开孔区面积

压强

孔中心距

温度

开孔率

密度

阀孔数目
个

表面张力

气体通过阀孔气速

粘度

干板阻力

塔板间距

气体通过降液层阻力

板上液层高度

气体通过表面张力阻力

空塔气速

气体通过每层塔板液柱高度

直径

气体通过每层塔板的压降

有效高度

液沫夹带量

符 号
说 明
单 位
符 号
说 明
单 位

进料温度

管中心距

水蒸气温度

管程流动面积

逆流平均温差

管内流体流速

密度

管内雷诺准数

比热容

管程压降

传热系数

管程给热系数

粘度

管束中心线的管数

壳程流动面积

修正系数

壳程内流体流速

估计传热系数

壳程内诺准数

传热面积

壳程给热系数

外壳直径

管外流动摩擦系数

公称压降

取垢校正系数

管程数

挡板数

管长

壳程压降

管数

计算的传热系数

挡板间距

实际传热面积

结束语

参考文献：
（1）张受谦，《化工手册》，济南，山东科学技术出版社，1984年
（2）王卫东，《化工原理课程设计》，化学工业出版社，2006年
（3）赵红玲，王风坤，陈圣坤等译，吴江涛审定，原著第五版，《气液物性估算手册》，化学工业出版社
（4）王志魁，《化工原理》，第三版，北京，化学工业出版社，2004年
（5）贾绍义，柴诚敬，化工单元过程及设备设计课程设计，天津，天津大学出版社，2002年，38—71，101—133。

化工原理课程设计教师评分表
评价单元
评价要素
评价内涵
满分
评分
平时成绩
20%
出勤
能按时到指定设计地点进行课程设计，不旷课，不迟到，不早退。
10

纪律
学习态度认真，遵守课程设计阶段的纪律，作风严谨，按时完成课程设计规定的任务，按时上交课程设计有关资料。
10

说明书质量
30%
说明书格式
符合课程设计说明书的基本要求，用语、格式、图表、数据、量和单位及各种资料引用规范等。
10

工艺设
计计算
根据选定的方案和规定的任务进行物料衡算，热量衡算，主体设备工艺尺寸计算，附属设备的选型等。
20

制图质量
30%
制图图形
图纸的布局、线形、字体、箭头、整洁等。
20

制图正确性
符合化工原理课程设计任务书制图要求，正确绘制流程图和工艺条件图等。
10

答辩
20％
对设计方
案的理解
答辩过程中，思路清晰、论点正确、对设计方案理解深入，主要问题回答正确
20

指导教师综合评定成绩：

实评总分　　　　　　　　；成绩等级　　　　　　　　　

　　　 指导教师（签名）： 2011 年 月 日
注：按优（90-100分）、良（80-89分）、中（70-79分）、及格（60-69分）、不及格（60分以下）五级评定成绩。
化工原理教学与实验中心
年 月 日
45