专业：化学工程与工艺班级：黔化升061姓名：唐尚奎指导教师：王瑾老师设计时间: 2007年1月前言在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。

塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。

塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。

前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。

筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。

五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。

筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。

本次设计就是针对水乙醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。

由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。

目录一、设计任务二、方案选定三、总体设计计算-------------------------------053.1气液平衡数据------------------------------ 053.2物料衡算------------------------------------- 053.3操作线及塔板计算------------------------- 063.4全塔Et%和Np的计算----------------------06四、混合参数计算--------------------------------074.1混合参数计算--------------------------------074.2塔径计算--------------------------------------084.3塔板详细计算-------------------------------104.4校核-------------------------------------------124.5负荷性能图----------------------------------14五、筛板塔数据汇总-----------------------------165.1全塔数据-------------------------------------165.2精馏段和提馏段的数据-------------------17六、讨论与优化-----------------------------------186.1讨论-------------------------------------------186.2优化--------------------------------------------18七、辅助设备选型--------------------------------187.1全凝器-----------------------------------------187.2泵-----------------------------------------------18八、英文字母说明-------------------------------------21九、参考文献------------------------------------------23一、设计任务1、设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计2、已知条件：A.进料F=6kmol/h q=0 Xf=0.45B.压力：p顶=4KPa 单板压降≤0.7KPaC.采用电加热，塔顶冷凝水采用12℃深井水D.要求：Xd=0.88 Xw=0.01E.选定R/Rmin=1.63、设计要求（1）物料流程图，塔版图，塔体工艺图（2）各接口尺寸（3）加热剂及冷却剂用量。

二、设计方案选定2.1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。

原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。

其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。

由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

2.2操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

2.3塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。

2.4加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。

由于原料温度稳定，为减少操作成本采用30度原料冷液进料。

2.5 由于蒸汽质量不易保证，采用间接，蒸汽加热。

2.6再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。

冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。

塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。

三、总体设计计算3.1汽液平衡数据（760mm Hg）乙醇%（mol) 温度液相X气相Y℃0.00 0.00 1001.90 17.00 95.57.21 38.91 89.09.66 43.75 86.712.38 47.04 85.316.61 50.89 84.123.37 54.45 82.726.08 55.80 82.332.73 58.26 81.539.65 61.22 80.750.79 65.64 79.851.98 65.99 79.757.32 68.41 79.367.63 73.85 78.7474.72 78.15 78.4189.43 89.43 78.153.2 物料衡算3.2.1已知：A.进料：F=6 kmol/h q=0 Xf=0.45B.压力：p顶=4KPa 单板压降≤0.7KPaC.采用电加热，塔顶冷凝水采用12℃深井水D.要求：Xd=0.88 Xw=0.01E、选定：R/Rmin=1.6D=(Xf-Xw)/(Xd-Xw)×F=(0.45-0.01)/(0.88-0.01)×6=3.03 kmol/hW=F-D=6-3.03=2.97 kmol/h查y-x图得Xd/(Rmin+1)=0.218∴Rmin=3.037 ∴R=1.6Rmin=4.859∵饱和蒸汽进料∴q=0L=RD=4.859×3.03=14.723 kmol/hV=(R+1)D=(4.859+1)×3.03=17.753 kmol/hL'=L+qF=14.723+0×6=14.723 kmol/hV'=V-(1-q)F=17.753-(1-0)×6=11.753 kmol/h1.3操作线及塔板计算1.精馏段操作线：Y=R×X/(R+1)+Xd/(R+1)∴Y=0.829X+0.1503.2.2.提馏段操作线：Y=(L'/V')×X-(W/V')×Xw∴ Y=1.253X-0.000253.3.理论塔板的计算利用计算机制图取得理论板数Nt=29.33块, 其中精馏段塔板Nt1=26.85块,第27块为加料板,提馏段Nt2=2.48块。

3.4全塔Et%和Np的计算3.4.1.精馏段：t=(t顶+t进)=(79.25+87.32)/2=83.285℃Xa=0.34 Xb=1-Xa=0.66Ya=0.59 Yb=1-Ya=0.41查得液体粘度共线图μa=0.382 cp, μb=0.592 cpαμL=YaXbμL/XaYb=1.454查得：Et1%=0.49(αμL) -0.245=0.5471Np1=Nt1/Et1=49.083.4.2. 提馏段：t=(t底+t进)/2=(99.9+87.32)/2=93.61Xa=0.045 Xb=1-Xa=0.955Ya=0.27 Yb=1-Ya=0.730查得液体粘度共线图μa=0.468cp, μb=0.532 cpμL=ΣXiμi=0.045×0.468+0.955×0.532=0.5291αμL=YaXbμL/XaYb=4.15查得：Et2%=0.49(αμL) -0.245=0.346Np2=Nt2/Et2=7.17∴Np=Np1+Np2=49.08+7.17=56.25圆整为57块其中精馏段49块，提馏段8块。

四、混合参数计算4.1混合参数计算溶质C2H5OH 分子量：Ma=46.07kg/kmol溶剂H2O 分子量：Mb=18.016 kg/kmolρa=0.789g/ml ρb=1.000 g/ml4.1.1精馏段：进料板液体温度：t进=87.32℃塔顶温度：t顶=79.25 ℃tm=(87.32+79.25)/2=83.285℃Xm=0.34 Ym=0.59μa=0.382cp μb=0.592cpMl=Xm×Ma+(1-Xm)Mb=0.34×46.07+(1-0.34)×18.016=27.55kg/kmol Mg=Ym×Ma+(1-Ym)Mb=0.59×46.07+(10.59)×18.016=34.56 kg/kmol质量分率: Wa=XmMa/Ml=0.34×46.07/27.55=0.6855Wb=1-Wa=1-0.6855=0.31451/ρl= Wa/ρa+Wb/ρb=0.6855/0.789+0.3145/1.00ρl=845.1kg/m3 P=105325Paρv=PMg/RT=105325×34.56/(8314× (273.15+79.25))∴ρv=1.2424 kg/m34.1.2提馏段：t进=87.32℃t底=99.9℃ tm=93.61℃ Xm=0.045Ym=0.27 Ml=Xm×Ma+(1Xm)Mb=0.045×46.07+(10.045)×18.016=19.278 kg/kmolMg=Ym×Ma+(1-Ym)Mb=0.27×46.07+(1-0.27)×18.016=25.59 kg/kmol质量分率: Wa=XmMa/Ml=0.045×46.07/19.278=0.1275 Wb=1-Wa=1-0.1275=0.87251/ρl= Wa/ρa+Wb/ρb=0.1275/0.789+0.8725/1ρl=1.0341 kg/m3 P=105325Paρv=PMg/RT=105325×25.59/(8314× (273.15+93.16))∴ρv=0.8839 kg/m3 σa=58.46 dyn/cm ,σb=18.4 dyn/cmσ=ΣXσ=0.688×58.46+(1-0.688)×18.4=45.96dyn/cm4.2塔径计算4.2.1精馏段：Ls=L×Ml/(3600ρl)=442.03×27.55/(3600×845.1)=0.004 m/sVs=V×Mv(3600ρv)=543.39×34.56/(3600×1.1952)=4.365m/s tm=83.285℃此温度下液体的表面张力σa=18.2dyn/cm σb=67.3 dyn/cmσ=Xmσa+(1-Xm)σb=0.34×18.2+0.66×67.3=50.606两相流动参数：Flv=Ls/Vs×(ρl/ρv) 0.5=0.00013/0.137×(845.1/1.2424) 0.5=0.0247初设板间距HT=0.5 m清液层高度HL=0.06m∴HT-HL=0.44 m查得：Cf,20 =0.093液气气相负荷因子：Cf = [(σ/20)0.20] × Cf,20 =0.112气体气速：un,f = Cf [(ρl-ρv)/ρv] 0.5=0.112×[(845.1-1.2424) / 1.2424]0.5 = 2.919 m/s空速：un=0.7un,f=0.7×2.919=2.0433 m/s初估塔径：D=(Vs/(0.785un)) 0.5=(0.137/(0.785×2.0433)) 0.5=0.292 m圆整为D=0.3 muf=vs/(0.785×D2)=0.137/（0.785×0.32）=1.939 m/s 实际泛点百分率：uf/un,f=1.939/2.919=0.6643 4.2.2提馏段：Ls=L’×Ml/(3600ρl)=14.723×19.278/(3600×1034.1)=0.000076 m/sVs=V’×Mv(3600ρv)=11.753×25.59/(3600×0.8839)=0.0945 m/stm=93.61℃此温度下液体的表面张力σa=18.2dyn/cm σb=67.3dyn/cmσ=Xmσa+(1-Xm)σb=0.045×18.2+0.955×67.3=65.091两相流动参数：Flv=Ls/Vs×(ρl/ρv) 0.5=0.000076/0.0945×(1034.1/0.8839) 0.5=0.0275初设板间距HT=0.5 m清液层高度HL=0.06m∴HT-HL=0.44 m查得：Cf,20=0.0947液气气相负荷因子：Cf=[(σ/20) 0.20]×Cf,20=0.1199气体气速：un,f=Cf[(ρl-ρv)/ρv] 0.5=0.1199×[(1034.1-0.8839)/0.8839] 0.5=4.099 m/s空速：un=0.7un,f=0.7×4.099=2.869 m/s初估塔径：D=(Vs/(0.785un)) 0.5=(0.0945/(0.785×2.869)) 0.5=0.205 m圆整为D=0.25 muf=vs/(0.785×D2)=0.0945/（0.785×0.252）=1.926 m/s实际泛点百分率：uf/un,f=1.926/4.099=0.4704.3 塔板的详细计算4.3.1.流动型式: 选取单溢流型4.3.2.堰的计算:A、精馏段：堰长取lw=0.6D=0.6×0.3=0.18m堰高hw=0.04 mlh/lw2.5=0.00013×3600/0.18 2.5=34.046又lw/D=0.6 查得：E=1.03堰上清液高how=0.00284E(Lh/lw) 2/3=0.00553 m清液层高度hl=hw+how=0.04+0.00553=0.04553 m降液管底隙高ho=hw-0.008=0.032 mB、提馏段：堰长取lw=0.6D=0.6×0.25=0.15 m堰高hw=0.04 mlh/lw2.5=0.00013×3600/0.15 2.5=53.705又lw/D=0.6 查得：E=1.03堰上清液高how=0.00284E(Lh/lw) 2/3=0.00137 m清液层高度hl=hw+how=0.04+0.00137=0.04137m降液管底隙高ho=hw-0.012=0.028Ｃ.塔板的布置(1)精馏段：选取碳钢为筛板的材料，板厚δ=4 mm，孔径do=6 mm 取孔中心距t=18 mm，t/do=3开孔率φ=Ao/Aa=0.907/(t/do) 2=0.1008Ao—开孔面积，Aa—开孔区面积Af—降液管截面积，At—空塔截面积取外堰前的安定区：Ws1=0.02 m取内堰前的安定区：Ws2=0.02 m边缘区：Wc=20mm （D≤2.5m）lw/D=0.6r = D/2-Wc=0.3/2-0.02=0.13 mWd=0.1×0.3=0.03x=D/2-(Wd+Ws)=0.1An=2[x×(r2-x2) 0.5+r2arcsin(x/r)]=0.0463开孔区面积/塔板面积=0.0463/(0.785×0.32)=0.6553 m2 筛孔总面积A0=An×φ=0.0463×0.1008=0.004667 m2孔数：N=A0/u=0.004667/(0.785×0.0062)=165.15取整：N=166 孔(2)提馏段：选取碳钢为筛板的材料，板厚δ=4 mm，孔径do=6 mm 取孔中心距t=18 mm，t/do=3开孔率φ=Ao/Aa=0.907/(t/do)2=0.1008Ao—开孔面积，Aa—开孔区面积Af—降液管截面积，At—空塔截面积取外堰前的安定区：Ws1=20mm取内堰前的安定区：Ws2=20mm边缘区：Wc=20mm （D≤2.5m）lw/D=0.6r = D/2-Wc=0.25/2-0.02=0.105 mWd=0.1×0.25=0.025x=D/2-(Wd+Ws)=0.08An=2[x×(r2-x2) 0.5+r2arcsin(x/r)]=0.030开孔区面积/塔板面积=0.030/(0.785×0.252)=0.7856 m2 筛孔总面积A0=An×φ=0.030×0.1008=0.003024 m2孔数：N=A0/u=0.003024/(0.785×0.0062)=107.006取整：N=108 孔４.4校核4.4.1精馏段A.压降校核δ=4mm，do/δ=1.5，查图得Co=0.78Hc—干板压降，Co—孔流系数下板阻力Hc=0.051（ρv/ρl）×（Uo/Co）2Uo筛孔汽速，Uo=Vs/Ao=0.137/0.004667=29.355∴ Hc=01062（m液柱）Hl—液层有效阻力，Fo—气相动能因子Ua=Vs/(At-2Af)=0.137/0.063162=2.169Fa=Ua(pv)0.5=2.4176查表得β=0.6Hl=β(hw+how)=0.6×0.04553=0.02732m（液柱）总压降--Hp=Hl+Hc=0.1335（m液柱）≤0.6 kg液/kg气∴合格B.液沫夹带的校核Ug--气体通过有效截面的面积的速率Ug=Vs/(At-Af)=2.0477 m/shf板上鼓泡层高度Φ物系的起泡系数hf=hl/Φ=0.07167 m , Φ=0.6∴Ev=(5.7E10-3/σ)(Ug/(Ht-hf)) 3.2=0.01392 kg(液)/kg（汽）≤ 0.1 kg(液)/kg(汽)∴不产生过量液沫夹带，合格.C.液泛校核Hd降液管液面高度，hd液相流经降液管的阻力hd=0.153(Ls/(lw×ho)) 2=0.0000779 ｍHd=hw+how+hd+Hp=0.179 m, Φ=0.6Hd/φ=0.2984 m≤0.44 m∴合格，不会产生液泛D.停留时间的校核Af=0.003744 m2τ=Af×Ht/Ls=0.003744×0.5/0.004=27.91 ≥(3∽5s)∴合格E.漏液校核hσ-表面张力压头, Uom-漏点气速, Co-孔流系数hσ=4σ/9810ρl×do=0.00407 (m液柱)do/δ=1.5 查图得Co=0.78Uom=4.4Co×((0.0056+0.13hl-hσ)×ρl/ρv)0.5＝6.381 m/s K=Uo/Uom=4.6≥1.5∴操作弹性大，不会发生严重漏液，合格。