毕业设计（论文）
 
 
 

类    型：	R毕业设计      □毕业论文
题    目：	常压二元筛板精馏塔的设计
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摘  要

本次设计是选用板式塔精馏塔，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。根据设计任务和工艺要求确定塔的直径和高度等工艺尺寸，进行流体力学验算，绘制塔板的负荷性能图，根据负荷性能图对设计进行分析。塔的平均温度为79.1℃，平均压力为112.6 kp_a,实际塔板数为26，塔径0.4米，板间距0.3米，为单溢流，降液管采用弓形，堰长0.462米，堰高0.0106米。此塔稳定系数2.87，平均表面张力12.215 mN/m。通过反复检验计算与校正修改，此次设计的筛板塔的各项数据都达到合格，可以投入生产。
 
 
关键词：精馏；  筛板塔；  水-乙醇；  设计

Abstract

This design was the choice of plate distillation tower for water - ethanol system, carried out at atmospheric pressure binary sieve plate distillation column design and selection of auxiliary equipment. According to the design task and process requirements to determine the diameter and height of towers process dimensions, checking for fluid dynamics, drawing tray load performance chart, according to the design load performance diagram analysis. Tower, the average temperature of 79.1 ℃, the average pressure of 112.6 kpa, the actual plate number was 26, and Tajikistan, 0.4-meter diameter, plate spacing of 0.3 m, for a single run-off, with arched downcomer, 0.462 meters long weir, weir high 0.0106 m. This tower stability coefficient 2.87, the average surface tension of 12.215 mN / m. Calculated by repeated testing and calibration changes to the design of the sieve plate towers have reached the required data can be put into production.

 
Keywords: Distillation;  Sieve;  Water - Ethanol;

目  录

摘  要
Abstract
目  录
1. 设计任务
2. 精馏塔的基本知识
2.1 塔设备的类型
2.2 精馏的分离原理
3. 工艺计算
3.1 精馏塔的物料衡算
3.2 塔板数的确定
3.2.1 理论版层数NT的求取
3.2.2 实际板层数的求取
3.3 精馏塔的相关工艺条件及有关物性数据的计算
3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算
3.5 塔板主要工艺尺寸的计算
3.6 塔板布置
3.7 筛板的流体力学验算
3.8 塔板负荷性能图
3.9 筛板塔设计计算结果
4. 结论
参考文献
致  谢
 

1. 设计任务

塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等过中广泛采用的气液传质设备。一般分为间接接触和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表是填料塔。在各种塔型中，当前应用最广泛的的筛板塔和浮阀塔。本次设计主要针对筛板塔进行。
筛板塔在十九世纪初就用于工业装置中，目前已形成了比较完善的设计方法。筛板塔的优点是：造价低；板上液面落差小，气体压将小，生产能力大；气体分散均匀，传质效率高。其缺点是筛孔易堵塞，不易处理易结焦和黏度大的物料。
设计目的：
A、初步掌握化工设计的基础知识，设计的原则方法。
B、建立工程经济意识，不但要理论正确，还要技术可行，经济合理。
C、学会查阅文献，查询技术资料的方法。
设计任务：针对水-乙醇体系，进行常压二元筛板精馏塔的设计及辅助设备的选型。
设计条件：分离水-乙醇体系的板式精馏塔
         1、进料F=6kmol/h    q=0     Xf=0.45
         2、压力：P顶=4kPa   单板压力0.7kPa
         3、采用电加热，塔顶冷凝水采用12摄氏度深井水
         4、要求：X_D=0.88   X_W=0.01
         5、选定： R/Rmin=1.6

2. 精馏塔的基本知识

2.1 塔设备的类型

塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触结构形式，可分为板式塔和填料塔^[1]。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或者喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程^[3]。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上流动，气液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程^[3]。

2.2 精馏的分离原理

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作。精馏是多次并且同时进行多次部分汽化和部分冷凝使混合液得到较完善分离的单元操作。

3. 工艺计算

3.1 精馏塔的物料衡算

已知原料液及塔底产品的摩尔分率：乙醇的摩尔质量   M醇=46㎏/Kmol
水的摩尔质量 M水=18㎏/Kmol  X_f=0.450  X_d=0.88   X_w=0.01

1. 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量

Mf=0.45×46＋(1－0.45)×18=30.6㎏/kmol
Md=0.88×46＋91－0.88)×18=42.64㎏/kmol
Mw=0.01×46＋(1－0.01)×18=18.28㎏/kmol

2. 物料衡算

原物料处理量   F=6kmol/h
总物料衡算     6=D＋W
乙醇物料衡算   6×0.45=0.88×D＋0.01W
 
联立解得    D=3.034
           W=2.96

3.2 塔板数的确定

3.2.1 理论版层数N_T的求取 

1.  乙醇和水属理想物系，可采用图解法求理论板层
2.  求最小回流比及操作回流比

采用作图法求最小回流比。在对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线(q线)，流线与平衡线的交点坐标为  Yq=0.45  Xq=0.425
故最小回流比：
Rmin= Xd－Yq/Yq－Xq=0.88－0.45/0.45－0.425=17.2
取操作回流比为R=1.6Rmin=1.6×17.2=27.52

3.  求精馏塔的气液相负荷            

F=6
   L=RD=27.52×3.034=83.49568  Kmol/h
   V=(R＋1)×D=(27.52＋1)×3.034=86.52968  
   L′=L=83.49568
   V′=V＋(1－q)F=92.52968

4.  求操作线方程

精馏操作线方程
   y=L/V·x＋D/V·Xd
=(83.49568/86.52968)×X＋(3.034/86.52968)×0.88
   y=0.96494X＋0.03086  
提馏段操作线方程
   y′=L′/V′·x′－W/V·Xw
=(83.49568/92,52968)×x′－(2.96/92.52968)×0.01
   y′=0.902366X′－3.19897×10^-3

5.  图解法求理论板层数

采用图解法求理论板层数，求解结果为
　 总理论板层数N_T＝15
　 进料板位置N_F＝13

3.2.2 实际板层数的求取

由t=(78.2＋80)/2=29.1   
查得 M水=0.98  M醇=1.09  Et=0.49(αμ_L) ^0.245   α=y(1－x)/x(1－y)=0.88
logμ_L=X水㏒M水＋X醇㏒U醇
logμ_L=10.5㏒1.09＋10.2㏒0.98        
μ_L=10^0..3035=2.0114
E_T=0.56357
所以， 精馏段实际版层数  N_精=12/0.56357≈21
        提馏段实际板层数  N_提=3/0.56357≈5

3.3 精馏塔的相关工艺条件及有关物性数据的计算

精馏段

1. 操作压力计算

塔顶操作压力 Pd=101.3＋4=105.3 kpa
每层塔板压降 △P=0.7  kpa
进料板压力   Pf=105.3＋0.7×21=120
精馏段的平均压力 Pm=(120＋105.3)/2=112.65

2. 操作温度的计算

依据压力（由泡点方程通过试差法计算泡点温度由安托尼方程计算
计算结果如下：
塔顶温度 Td=78.2℃  进料板温度Tf=80℃
精馏段的平均温度 Tm=(78.2＋80)/2=79.1℃

3. 平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量的计算
由Xd= y_l=0.88　查平衡线　得x_l=0.897
Mvdm=0.88×46＋(1-0.88)×18=42.64
Mlpm=0.879×46+(1-0.879)×18=42.612
    进料板平均摩尔质量的计算
    解理论板，得Yf=0.535
查平衡线，得Xf=0.125
    所以  Mvfm=0.535×46+(1-0.535)×18=32.98
          Mlfm=0.125×46+(1-0.125)×8=24.02
    精馏段的平均摩尔质量
          Mvm=(42.64+32.98)/2=37.81
          Mlm=(42.612+24.02)/2=33.316

4. 平均密度的计算

气相平均密度的计算
由理想气体
Pvm=PmMvm/RTm=112.65×37.81/8.314×(79.1+273.15)=1.456 kg/m³
液相平均密度计算
1/Plm=∑ai/pi
塔顶液平均密度计算
Td=78.2℃   查得   Pa=745㎏/㎡   Pb=973.8 kg/m³
Pldm=1/(0.88/745+0.12/973)=766.55 kg/m³
进料板液相平均密度的计算
由 tf=80℃ 查得 Pa=740 kg/m³  Pb=971.8 kg/m³
进料板液相的质量分率Aa=0.215×46/(0.215×46+0.785×18)=0.412
           Plfm=1/(0.215/740+0.785/971.8)=910.48
所以，精馏段液相平均密度为Plm=(812.5+791.6)/2=802.1 kg/m³

5. 液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式，即σim=∑xiσi
塔顶液相平均表面张力的计算
由 td=78.2℃   查得σa=18.2 mN/m    σb=62.9 mN/m σlpm=0.88×××18.2+××××0.12×62.9=23.564 mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
   Tf=80℃     查得σa= 17.8 mN/m   σb =62.6 mN/m
   精馏段液相平均表面张力为
σlm=(21.25+19.57)/2=20.41 mN/m

6. 平均粘度的计算

液相平均粘度依下式，即  ㏒μvm=∑xi㏒μi
塔顶液相平均粘度的计算
由  td=78.2℃  查得μa=1.04mpa.s       μb=0.93mpa.s
㏒μvm=0.88㏒1.04+0.12㏒0.93=0.1121
μvm=1.2945mp.s
进料板液相平均粘度的计算由  tf=80℃  查得
μa=1.09mpa.s    μb=0.89 mpa.s
   ㏒μvfm=0.215 ㏒(1.09)+0.785 ㏒(0.89)=-0.0317
   μvfm=0.9296 mpa.s
精馏段平均表面张力为  μlm=(0.9296+1.2945)/2=1.11205 mpa.s

3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算

1. 塔径的计算

   精馏段的气液相体积流率为
Vs=Vmvm/3600pvm=86.5297×37.81/(3600×1.456)=0.6242
Ls=LMvm/3600pvm=83.4957×33.316/(3600×838.515)=9.22×10^-4
   由μmax=c[(ρ_l-ρ_v)/ρ_v] ^0.5   C查表得
   Lh/vh(Pl/Pv)^0.5=9.22×10×3600/0.6242×3600×(838.515/1.456)^0.5
=0.03545
   取板间距HT=0.30m    板上液层高度Hl=0.06m
   所以  HT-Hl=0.24m  查得  →C₂₀=0.095
   C= C₂₀（σv/20）^0.2=0.095×(33/20)^0.2=0.105
   μmax=0.105×[(838.515-1.456)/1.456]^0.5=2.518m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
       M=0.7μmax=0.7×2.518=1.7626
       D=(4Vs/∏μ)^0.5=[4×0.6242/(∏×1.7626)]^0.5=0.671m
   按标准塔径圆整后为   D=0.7m
   塔截面积为  AT=∏D²/4=∏×0.7²=0.38485㎡
实际空塔气速 M=0.6242/0.38485=1.62693m/s
（2）精馏塔有效高度的计算
   精馏段有效高度为  Z精=（N精-1）HT=（21-1）×0.3=6m
                     Z提=（N提-1）HT=(5-1)×0.3=1.2m
   在进料板上方开人孔，其高度为0.8m
   故精馏塔有效高度为   Z=Z精+Z提+0.8=6+1.2+0.8=8m

3.5 塔板主要工艺尺寸的计算

1. 溢流装置的计算  P=1.0m
   1. 堰长  Lw   取Lw=0.66   D=0.66×0.7=0.462m
   2. 溢流堰的高度  hw   hw=hl-h₀w

h₀w=2.84/1000E(Ln/Lw)^2/3
=2.84/1000×1×(9.22×10^-4×3600/0.462)^2/3
=0.0106
hl=0.06m
    所以  hw=0.06-0.0106=0.0494m

3. 弓形降液管宽度Wa和截面积Af

由 Lw/D=0.66   查得Af/At=0.0722    Wa/D=0.124
        故Af=0.0722At=0.0722×0.38485=0.02778
          Wd=0.124D=0.7×0.124=0.0868m
验算液体在降液管中停留时间，即
        t=3600A+Ht/Lh=3600×0.02778×0.3/(9.22×3600×10^-4
=90.39s>5s  故降液管设计合理

4. 降液管底隙高度h₀=Ln/3600Lwμ₀

       取μ′₀=0.08m/s 则h₀=9.22×10^-４×３６００/(3600×0.8×0.467)
=0.025m
       Hw- h₀=0.0494-0.025=0.0244m>0.006m
       故降液管底隙高度设计合理
    选用凹形受液盘，深度h′w=24㎜

3.6 塔板布置

1. 塔板的分布      D﹤800㎜   故采用整体式
2. 边缘区宽度确定  取Ws=W′s=0.065m    Wc=0.035m
3. 开孔区面积计算

开孔区面积Aa=2[x(2²-x²)+ (∏r²sinx/r)/180]
其中x=D/2-(Wa+Ws)=0.7/2-(0.0868+0.065)=0.1982m
故Aa=2×[0.1982×(0.315²-0.1982²)^0.5+(∏×0.315×sin^-10.1982/0.315)/180]
=0.2321

4. 筛孔计算及其排列

固无腐蚀性，用δ=3㎜碳钢板，取筛孔直径d_o=5㎜,筛孔按正三角形排列
取孔心中心距t=3d_o=3×5=15㎜
筛孔数 n=1.55A₀/t²=1.155×0.2321/0.015²=1191 个
开孔率为φ=0.907（d_o/t）²=0.907×(0.005/0.015)²=10.1％
    气体通过阀孔气速为
    U₀=Vs/A₀=0.6242/(0.101×0.2321)=26.63m/s

3.7 筛板的流体力学验算

1. 塔板压降

干板阻力hc的计算
hc=0.051(U₀/C₀)²(Pv/Pl)
   由d_o/δ=5/3=1.67   查得  C₀=0.882
   所以  hc=0.051×(26.63/0.882)²×(1.1456/838.515)
           =0.0707 m液柱
气体通过液层阻力h1的计算
h₁=βhl
Ua=Vs/(At-Af)=0.6242/(0.38485-0.2778)=1.748
F₀=1.748×1.456^0.5=2.1㎏^1/2/ls.m^1/2)    
  得   β=0.52
所以h₁=βhl=β（hw+ h₀w）=0.52×(0.0106+0.0494)=0.0312
液体表面张力的阻力计算
   hσ=4σl/plgd_o  代入数据 得hσ=0.0032m
   气体通过每层的塔板压降为
ΔPp=HpPlg=0.0707×838.515×9.81=664pa<0.7kpa(设计允许值)

2. 液面落差

固落差很小，且塔径为液流向不大，故忽略其影响

3. 液沫夹带

Ev=5.7×10^-6/σl(Ua/(Ht-hf)^3.2
Hf=2.5hl=2.5×0.06=0.15m
故Ev=5.7×10^-6/33×10^-3×[1.748/(0.3-0.15)^3.2=0.053㎏液/㎏气＜0.1㎏
所以，在本设计中液沫夹带量Ev在允许范围内。

4. 漏液

对筛板塔，漏液点气速U₀min可由式5-23计算
即U₀min=4.4 C₀[(0.0056+0.13hl-hg)Pl/Pv]^0.5
=4.4×0.772×[( 0.0056+0.13×0.06-0.0032)838.515/1.456]^0.5
=8.23m/s
U₀=23.63m/s> U₀min
稳定系数为
K= U₀/ U₀min=23.63/8.23=2.87>1.5  故本设计中无漏洞
液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd=φ(HT+hw)   
取φ=0.5  φ(HT+hw)= 0.5×(0.3+0.0494)=0.1747m
Hd=Hp+hl+hd   
板上不设进口堰hd=0.153(μ′₀)²=0.153×(0.08)²=0.001m   液柱
       Hd=0.001＋0.1051＋0.06=0.1661  液柱
Hd≤φ(HT+hw)  故不会发生液泛

3.8 塔板负荷性能图

1. 漏液线

由U₀min=4.4 C₀[(0.0056+0.13hl-hg)Pl/Pv]^0.5                           U₀min=Vsmin/A₀
hl=hw+h_0ww
h_0ww=2,84/1000E(Ln/Lw)^2/3
Vsmin=4.4 C₀[0.0056+0.13×(hw+2,84/1000E(Ln/Lw)^2/3-hσ)Pl/Pv]^0.5
代入数据得  Vsmin=3.035（0.00945+0.125Ls^2/3）^0.5

2. 液沫夹带线

Ev=0.1㎏液/㎏气   求Vs-Ls
E v=5.7×10^-6/σl(Ua/(Ht-hf)^3.2=2.8Vs
hf=2.5hl=2.5lnw+ h_0ww得hw=0.0494 h_0ww=2.84/1000×1×(3600Ls/0.60)=0.88Ls^2/3
hf=0.1235+2.22 Ls^2/3
HT- hf=0.1675-2.22 Ls^2/3
得   ev=5.7×10^-6/33×10^-3[1.373Vs/(0.1765-2.22 Ls^2/3)]^2/3=0.1
Vs=1.34-12.05 Ls^2/3

3. 液相负荷下限线

取堰上液层高h_0ww  T′p最小液体负荷标准
h_0ww=2,84/1000E(3600/ Lw)^2/3=0.0106
Lsmin=(0.0106×1000/2,84)^2/3×0.66/3600=0.000477 m³/s
 

4. 液相负荷上限线

以t=4s作停留时间下限    t=4+HT/Ls=4
Lsmin=A+HT/4=0.02778×0.3/4=0.002835
 

5. 液泛线

令Hd=φ(HT+hw)  由Hd=Hp+hl+hd  Hp=hc+h1+h₆
h₁=βhl   hl=hw+h_0ww
   得  φHT+(φ-β-1) hw=(β+1) h_0ww+ hc+h1+h₆
   忽略h₆ 将h_0ww与Ls′ hd与Ls  hc与Ls的关系代入上式
   得  a′Vs²=b′－c′Ls²－d′Ls^2/3
         a′= 0.051/(A₀C₁)²×(ρ_v/ρ_l)    b′=φHT+(φ-β-1) hw
       c′=0.167/( hw h₀)²      d′=2.84×10^-3 E(1+β)(3600/Lw)^2/3
   得a′=0.051/(0.101×0.532×0.772)²×(1.456/838.515)=0.1
b′=0.5××0.4+(0.5-0.6)×0.047=0.148
c′=0.153/(0.66×0.032)²=343.01
d′=2.84×10^-3×1×(1+0.61)×(3600/0.66)^2/3=1.421
   故 0.108Vs²=0.148-343.01 Ls²-1.421 Ls^2/3
      Vs²=1.37-3176 Ls²-13.16 Ls^2/3   

3.9 筛板塔设计计算结果

 
 
 
 
表 1  筛板塔设计计算结果

序号		项目		数值
1		平均温度  tm		79.1
2		平均压力  pm		112.65
3		气相流量  Vs   m3/s		0.6242
4		液相流量  ls     m3/s		9.22×10-4
5		实际塔板数		26
6		塔径  m		0.7
7		板间距  m		0.3
8		溢流形式		单溢
9		降液管形式		弓形
10		堰长  m		0.462
11		堰高  m		0.0106
12		板上液高度  m		0.06
13		堰上液层高度 m		0.0494
14		降液管底隙高度m		0.025
15		安定区宽度  m		0.10
16		边缘区宽度  m		0.038
17		开孔区面积		0.2321
18		筛孔数目		1191
19		孔中心距  m		0.012
20		开孔率  %		10.1％
21		空塔气流  m/s		1.62693
22		筛孔气液  m/s		26.63
23		稳定系数		2.87
24		每层塔板压降  Pa		0.7
25		液沫夹带  Kg液//Kg气		0.053
26		液相负荷上限  m3/s		0.102
27		液相负荷下限  m3/s		0.010
28	平均表面张力		12.215

 
 
 
 
 
 
表 2  汽液平衡数据（760mm Hg）

液相X	气相Y	温度T℃
0.01	0.00	10
1.90	17	95.5
7.21	38.91	89.0
9.66	43.75	86.7
12.38	47.04	85.3
16.61	50.89	84.1
23.37	54.45	82.7
26.08	55.80	82.3
32.73	58.26	81.5
39.65	61.22	80.7
50.79	65.64	79.8
51.98	65.99	79,7
57.72	68.41	79.3
67.63	73.85	78.74
74.72	78.15	78.41
89.43	89.43	78.15

4. 结论

通过计算本次设计的筛板塔的平均温度79.1℃，平均压力112.65kp_a,实际塔板数为26，塔径0.7米，板间距0.3米，为单溢流，降液管采用弓形，堰长0.462米，堰高0.0106米，板上液高度是0.06，堰上液高度是0.0494米.安定区和边缘区宽度分别是0.10和0.038，开孔面积0.2321平方米，孔中心距是0.012，开孔率为10.1%，每层塔板压降0.7帕，液沫夹带0.053kg液/kg气，气相负荷上限0.102 m³/s，气相负荷下限0.010m³/s，平均表面张力12.215 mN/m。经过反复计算与校验，此塔设计的各项数据合格，可以投入生产
     
 
 
 
 
 

参考文献

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2. 路秀林，王者相等．塔设备[M]．北京：化学工业出版社，2004.
3. 柴诚敬等．化工原理课程设计[M]．天津：天津科学技术出版社，1994
4. 陆美娟.化工原理[M].上册.北京：化学工业出版社，1995.
5. 刘佩田，闫晔．化工单元操作过程[M]．北京：化学工业出版社，2004
6. 丁杰等．化工工艺设计[M]．上海：科学技术出版社，1989
7. 刘道德等．化工设备的选择与工艺设计[M]．湖南：中南工业大学出版社，1992
8. 刘承先．化学反应操作实训[M]．北京：化学工业出版社，2006
9. 贾绍义等．化工传质与分离过程[M]．北京：化学工业出版社，2001.