乙醇_水体系板精馏塔计算化工原理课程设计报告书

1、.符号说明Ap 塔板鼓泡区面积， m2 ；Af 降液管截面积， m2 ；A0 筛孔面积 ， m2 ；AT 塔截面积 ， m2 ；C 负荷系数 ，无因次 ；Cf 泛点负荷系数，无因次 ；C20 20dyn/cm时的负荷系数，无因次Cp 比热， kJ/kg&S226;K ；d 0 筛孔直径 ， m ；D 塔径 ， m ；D 塔顶产品流量 ， kmol/h 或 kg/h ；eV 雾沫夹带量 ， kg( 液 )/kg( 气 ) ；E 液流收缩系数 ，无因次F 原料流量 ， kmol/h 或 kg/h ；g 重力加速度 ， m/s2 ；h d 液体通过降液管的压降 ， m ；ht 气相通过塔板的

2、压降， m ；hl 板上液层的有效阻力， m ；h 0 降液管底隙高度 ， m；hp 与单板压降相当的液柱高度， m ；h 与克服表面张力的压强降相当的液柱高度ET 总板效率或全塔效率，无因次 ；h d 干板压降 ， m ；hf 板上鼓泡层高度， m；hL 板上液层高度， m ；h 0w 堰上液层高度， m ；h W 溢流堰高度 ， m ；， m；Hd 降液管内清液层高度， m ；H T 塔板间距 ， m ；I 物质的焓 ， kJ/kg ；K 稳定系数 ，无因次 ；lw 堰长 ， m ；LS 塔内液体流量 ， m3/s ；M 分子量 ；n 筛孔总数 ；.专业专注. . .N T 理论板数 ；N

3、 实际板数 ；P 操作压强 ， Pa；P 单板压强 ， Pa；Pp 通过一层塔板的压强降， Pa/ 层；Q 热负荷 ，kJ/h ；q 进料热状况参数 ，无因次 ；Q B 再沸器热负荷 ， kJ/h ；Q C 全凝器热负荷 ， kJ/h ；QL 热负荷损失 ， kJ/h ；r 汽化潜热 ， kJ/kg ；R 气体常数 ， 8314J/kmol&S226;K；R 回流比 ，无因次t 温度 ， 或 K；t 孔心距 ， m；T 温度，或 K；TS 塔顶温度 ， 或 K；TS 回流液温度 ， 或 K；u 空塔气速 ， m/s ；Umax 极限空塔气速 ， m/s ；Ua 按板上层液上方有效流通面

4、积计的气速， m/s ；u 0 筛孔气速 ， m/s ；u 0M 漏液点气速 ， m/s ；u o 降液管底隙处液体流速， m/s ；V 精馏段上升蒸气量 ， kmol/h ；Vh 塔内气相流量 ， m3/h ；Vs 塔内气相流量 ， m3/s ；V 提馏段上升蒸气量 ， kmol/h ；W 釜残液流量 ， kmol/h或 kg/hW h 加热蒸气量 ，kg/h ；W c 边缘区宽度 ， m ；W d 弓形降液管的宽度 ， m ；W S 破沫区宽度 ， m ；y 气相组成 ，摩尔分率 ； 相对挥发度 ，无因次 ； 液体在降液管内停留时间 粘度 ， mPa&S226;s ； 液体的表面张

5、力 ， N/mx 液相组成 ，摩尔分率 ；Z 塔的有效高度 ， m 。o 板上液层充气系数，无因次 ；，无因次 ；密度 ， kg/m3 ； 校正系数 ，无因次 。.专业专注.目录 1 5.专业专注.11.151.251.351.45252.152.2663.173.1.173.1.273.273.2.1N83.2.2103.3103.3.1103.3.23.3.3113.3.41415.专业专注. . .3.4163.4.13.4.2183.5193.5.1193.5.2213.6223.6.1233.6.2233.6.33.6.4253.6.5263.73.7.13.7.2283.7.33.

6、7.43.7.5334.1334.1.1334.1.2344.1.334.专业专注. . .4.1.4354.2354.2.1354.2.2364.34.3.14.3.24.44.5374.6374.755.15.35.2 40.专业专注.概述塔设备是化工、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。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为塔板式和填料式两大类。而工业上的塔板主要是应用于蒸馏和吸收传质单元操作的过程。此次的设计主要是板式精馏塔的设计。 精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作 ，广泛用于石油 、化工 、轻工

7、、食品、冶金等部门 。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分数，可分为二元精馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响汽液平衡的添加剂，可分为普通精馏和特殊精馏（包括萃取精馏 、恒沸精馏和加盐精馏）。乙醇 水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色 、无毒 、无致癌性 、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业 。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州 、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来 ，乙醇多以蒸馏法

8、生产，但是由于乙醇 水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此 ，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的 。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。§1设计任务1 1设计题目 ：水 - 乙醇体系板精馏塔设计1 2已知条件 ：生产能力4000kg/h （原料 ）、 xF=40% ， xD=90% ， xW=1% 、常压精馏 、塔顶全冷凝、塔底间接加热、泡点回流 、q=1 、操作回流比 、 R=2Rmin1 3

9、设计要求（ 1 ） 能满足工艺条件 ，达到指定的产量和质量 。（ 2 ） 操作平稳 ，易于调节 。.专业专注.（ 3 ） 经济合理（ 4 ） 生产安全1 4化工生产对塔设备的要求（ 1 ）生产能力大 。（ 2 ）高的传质传热效率 。（ 3 ）操作稳定 ，操作弹性大 。(4) 分离效率好§2 设计方案流程选定 【1】2.1 操作条件的确定2.1.1精馏方式的选择 ：本设计采用连续精馏方式。连续精馏具有产品质量稳定，生产能力大等优点。将原料液送入精馏塔，由于该物系属于易分离物质且在所在涉及浓度范围内乙醇- 水的相对挥发度较大，因而无须采用特殊精馏。2.1.2操作压力 ：本设计中水和乙醇在

10、常压下因为液态混合物，且沸点适中 ，故选在常压下进行 。2.1.3塔板形式 ：塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式两类，工业以错流式塔板为主。常用的错流式塔板主要为泡罩塔、筛板塔 、浮阀塔板 。 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 ，压降较低 ，在乙醇和水这种粘度不大的分离工艺有较好的表现 。2.1.4进料热状况的选择 ：加料方式选择加料泵打入，设计中考虑操作费用和设备问题，由题目已知给定q=1 进料（泡点）。2.1.5加热方式的选择 ：蒸馏大多采用间接蒸汽加热，由题目给定为塔底间接加热。乙醇和水体系也可采用直接蒸汽加热 ，可

11、以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并间接省掉加热设备，但其釜液浓度相应降低 ，故需要在提馏段增加塔板以达到生产需求。.专业专注. . .2.1.6回流比的选择 ：回流比的选择是精馏操作的重要工艺条件。其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低 ，故在做回流比取最小回流比的两倍，即 R=2R min 。2.1.7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泡点回流入塔。冷凝器安装在较低的框架上，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。冷凝剂优选为水 ，水的初温由气候条件决定 。

12、 水与被冷却流体之间一般应用5-35 温度差 。 水的出口温度一般不超过40-50 。 蒸馏釜产品主要为水 ，一部分用来补充加热蒸汽 ，其余储槽备用西式其他工段污水排放。2.1.8工艺流程布置图 （见附图 ）2.2 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质 、高产、安全、低消耗的原则。为此 ，必须具体考虑如下几点：满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的

13、设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此 ， 在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动 。 再其次 ，要考虑必需装置的仪表(如温度计 、压强计 ，流量计等 )及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热 ，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也

14、影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样 ，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。.专业专注.保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如 ，塔是指定在常压下操作的 ，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。§3精馏塔工艺计算3.1 物料衡算 ：【2】生产能力 4000kg/h （原料）， 塔顶产品组成 xDFW=95% ，原料进料x =45%

15、 ，釜残液含乙醇x =1.0%的水溶液 。3.1.1 原料液及塔顶 、塔底产品的平均摩尔质量乙醇的摩尔质量M C2H50H=46kg/kmol水的摩尔质量M H2O =18kg/kmolM FXFMC2H 5OH(1XF )MH 2O0.446(10.4) 1829.2kg / k mo lM DXDMC2H5OH(1X )MH200.9546(10.95)1846.4kg / k mo lDMwXWMC2H 5OH(1XW )MC 2H 5OH0.0146(1 0.01)18 18.28kg / kmol3.1.2 物料衡算原料处理FG4000136.99k mo l hM F29.2/总物

16、料衡算F=D+W=136.99由公式 FXF=DX D +WX W136.99 ×0.4=0.95D+ （ 136.99-D ）×0.01联立解得.专业专注.D=59.75kmol/hW=77.24kmol/h表 1 物料衡算汇总F原料水乙醇摩尔流量摩尔组成平均分子量Kmol/h%g/mol+136.9929.282.1944054.79660釜液W水77.2418 2876.4799乙醇D馏出液水乙醇0.77159.7546.42.99556.7695.专业专注.3.2塔板数的确定理论板层数N 的求取乙醇与水的平均相对挥发度的计算【3 】已知乙醇的沸点为78.3 ， 水的

17、沸点为100 。查表 【4】可得乙醇在78.3 的 Antoine参数为 A=7.30342B=1630.868C=-43.596水的在 78.3 的 Antoine参数为 A=7.07406B=1657.459C=-46.13当温度为78.3 时 ，lg PA ° 7.303421630.8682.0059PA ° 101.36KPa78.3273.1543.596lg PB ° 7.074061657.4591.64546PB ° 44.20KPa273.1578.346.131PA2.29PB查表可得乙醇在100 的 Antoine参数为 A=6.

18、84806B=1358.124C=-71.034水的在 100 的 Antoine参数为 A=7.707406B=1657.459C=-46.13当温度为100 时 ， lg PA °6.848061001358.1242.35269PA ° 225.26KPa273.1571.0347.074061657.46PB ° 101.32KPalg PB °100 227.02PA2.222PB平均挥发度122.292.222.25最小回流比及操作回流比计算因 q 1 ，故 Xe=X F=0.4将 xF 代入相平衡方程xe2.250.40.6ye1 1.25

19、0.41 ( 1)xe.专业专注. . .XDye0.950.61.75R minxe0.60.4yeR=2Rmin=3.53.2.1.3 逐板法求塔板数因 XF=0.4 XD=0.95 X W =0.01q1R=3.52.25则相平衡方程yy(1)x1) y2.25 1.25 y(精馏段操作线方程RxXD0.217(2)yR0.778xR 11求精馏塔的气、液相负荷L=RD=3.5 ×59.75=209.125kmol/hV=(R+1)D=（ 3.5+1 ）×59.75=268.875kmol/hL'=L+F=209.125+136.99=346.115kmol/

20、hV' =V=268.875kmol/h提馏段操作线方程为y'L'' xWxW1.287x0.002873(3)VV '操作线交点横坐标（q=1 ）： xF=0.4理论板数计算 ：先交替使用相平衡方程(1) 与精馏段操作线方程(2) 计算如下y1 =0.95 带入 （ 1） x1=0.894再带入 （ 2）得 y2y2 =0.907x2=0.813y3 =0.852x3=0.719y4 =0.770x4=0.598y5 =0.676x5=0.481y6=0.585x6=0.385 x f第 6 板为加料板 。.专业专注. . .以下交替使用提馏段操作线方

21、程(3) 与相平衡方程(1) 计算如下x6=0.385y7=0.493x7=0.302y8=0.386x8=0.218y9=0.278x9=0.146y10=0.185x10=0.0916y11=0.115x11=0.0546y12 =0.0674x12=0.0311y13 =0.0372x13=0.0169y14 =0.0189x14=0.00849 Xw总理论板数为12 块（包括再沸器 ）， 精馏段理论板数为5 块，第 6 块为进料板 。3.2.2实际板层数的求取由塔顶和塔底平均温度得（由后面的计算倒推）tDtW78.05 97.6387.84 t =22查手册得， 由内插法可得在87.8

22、4 下 ，乙醇 【5 】的粘度为A0.3790mpa s ， 水的粘度【9 】为B 0.3245mpa s可以有下式求得平均粘度xi i 【2】其中 xi- 进料中某组分的摩尔分数i - 该组分的粘度 ，按照塔的平均温度下的液体计则 av带入回归方程E1=0.563-0.276lglgav0.0815(lgav ) 2=0.594该算法为泡罩塔蒸馏塔总板效率，则筛板塔为E=1.1E1=0.653精馏段实际板层数N 精 = 5/0.653=8.专业专注.提馏段实际板层数N 提 =9/0.653=14进料板位置N r9总的塔板数Nc=8+14=223.3精馏塔有关物性数据的计算3.3.1操作压力计

23、算操作压力取 4kPa（塔顶表压 ）塔顶操作压力 ： PD 101.34105.3KPa因为板式塔的每个理论级压降约为0.4-1.1KPa ，取 p 0.7KPa【1 】则进料板压力 PF =105.3+0.79=111.6KPa ；塔底操作压力 PW105.30.714 115.1KPa105.3111.6精馏段的平均压力： Pm108.45 KPa2111.6115.1提馏段的平均压力： Pm'113.35KPa23.3.2操作温度计算查手册【6】得水和乙醇气液平衡数据，t 数据利用表 2 中数据由拉格朗日插值可求得tF 、tD 、 tW 。进料口84.182.7tF84.1t F

24、 =79.26 t F ：23.3740,16.6116.61塔顶 tD ： 78.1578.41tD78.15 ， t D =78.05 89.4374.729589.43塔釜 tW ：10095.5tw100， tW=97.63 01.901.00tFtD精馏段平均温度78.65 t 12提馏段平均温度tFtw88.445 t 22表 2 乙醇 水气、液平衡组成 （摩尔）与温度关系温度液相气相温度液相气相温度液相气相.专业专注. . ./ / / 1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373

25、.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由 xD=y 1 =0.95 ，查平衡曲线得 ： x1=0.93M V D mxDM A(1 xD ) M B0.9546 （10.95） 1844.6kg / kmolM LDmx1M A(1x1) M B0.93 46 （10.93） 1844.04kg / kmol进料板

26、平均摩尔质量计算由逐板计算法得：xF=0.385时，yF=0.585M VFMyF M A(1yF )M B0.58546(10.585)1828.78kg / kmolM LFMX M A(1 x ) M BFF0.38546(10.385)18.专业专注.28.78kg / kmol塔底平均摩尔质量计算由 xw0.01查平衡曲线得 yw0.015M vwm =0.01546+(1-0.015)18=18.42Kg/KmolM Lwm =0.0146+(1-0.01)18=18.28Kg/Kmol精馏段平均摩尔质量 ：MVM 1(44.634.38) / 239.49kg / kmolM L

27、M1( 44.0428.78) / 236.41kg / kmol提馏段平均摩尔质量MVM 2(34.3818.42) / 226.4kg / kmolMLM 2(28 .7818.28) / 223.53kg / kmol图 1 乙醇和水气液平衡曲线平均密度的计算表 3 不同温度下乙醇和水的密度.专业专注. . .温度/ 乙水温度 /乙水40787.9992.2100717.4958.460765.7983.2120690.6943.180742.3971.8气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即：精馏段tm1(tFt D ) / 2 78.525Vm1PmM Vm108.45 39.4

28、91.464kg / m3RTm8.3145 (78.525 273.15)提馏段t m2tFtW88.445 2Vm2PmM Vm113.35 26.41.006kg / m3RTm8.3145 (88.445 273.15)3.3.4.2 液相平均密度计算：液相平均密度依下式计算，即1/aiilm塔顶液相平均密度的计算由tD78.05，查表 3 用内插法得 ：A744.58kg / m3B 972.97kg / m3aD0.95460.98460.050.95181LDM0.98 / 744.58748.09kg / m30.02 / 972.97进料板液相平均密度的计算：由tF79.26

29、 C ，查表得 ： A743.17kg / m3B 972.24kg / m3.专业专注. . .进料板液相的质量分数0.385460.615a F= 0.385 460.61518LFm =13817.31 kg/m0.615 / 743.170.385 / 972.24塔底液相平均密度的计算：由 tW 97.63查表 3得：A720.35kg / m3B 966.93kg / m30.01460.0252a W = 0.01460.9918LWM1958.66kg / m30.0252 / 720.350.9748 / 966.93精馏段液相平均密度为：LM 1LFMLDM/ 2817.3

30、1748.09/ 2 782.7kg / m3提馏段液相平均密度为：LM 2LFMLWM/ 2958.66817.31/ 2 887.98kg / m3液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm =xi i塔顶液相平均表面张力的计算由 tD78.05C 查表【7】得：A17.32mN / mB62.93mN / mLDM0.9517.32(10.95) 62.73 44.52mN / m进料板液相平均表面张力的计算由 tF79.26 C查手册得 ：A19.86mN / mB62.73mN / m.专业专注.LFM0.4017.21(10.40)62.7344.52mN / m塔底液

31、相平均表面张力的计算由 t w97.63 CA 15.41mN / m查手册得 ：B 59.25mN / mLWM0.01 15.44(10.01)59.2558.81mN / m精馏段液相平均表面张力为：Lm 1(LDMLFM ) / 2(19.644.52) / 232.06mN / m提馏段液相平均表面张力为：Lm 2(LWMLFM ) / 2(58.8144.52) / 251.67 mN / m液体的平均粘度计算液体平均粘度依下式计算，即Lmxi lgilg塔顶液相平均粘度的计算由 t79C查表 【】得：A0.444mpa s0.3655mp a sD8BlgLDmxD lgA(1x

32、D )lgB0.95 lg 0.444(10.95) lg 0.3655LDM0.44 mpa s进料板液相平均粘度的计算由t F79.26 C查表得A0.4352mp a sB0.3598mp a slgLFm xF lgA(1xF )lgB0.385lg 0.4352(1 0.385) lg 0.3598LFM0.3871mpa s塔底液相平均粘度的计算由 t w 97.63 C查表的A 0.3804mpa sB0.2910mp a s.专业专注. . .lgwM =X W lg A +(1-X W )lgB（1-0.01 ） lg0.2910LWM0.2918mpa s精馏段液相平均粘度

33、为：Lm(LDMLFM ) / 20.4135mpa s提馏段液相平均粘度为：Lm(LWMLFM ) / 20.33945mpa s表 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据汇总平均平均平均摩尔质量平均密度液相平均液相平压力温度( Kmol)( m3)表面张力均粘度KPa()汽相液相汽相液相( mN m)mPa s塔顶105.378.0544.644.04748.919.600.440进料板111.679.2634.3828.78817.344.520.3871塔釜115.197.6318.4218.28958.658.810.2926精馏段108.4578.6539.4936.411.46782.

34、732.060.4135提馏段113.3588.44526.423.531.006887.951.670.3394583.4精馏塔的塔体工艺尺寸的计算.专业专注.塔径的计算精馏段的气 、液相体积流率为VMVs13600LMLs13600VM 1VM 1LM 1LM 1268.87539.392.015m3 / s36001.464209.12536.410.002702m3 / s3600782.7提馏段的气 、液相体积流率为Vs2V'MVM2268.87526.681.981m3 / s3600 VM 236001.006Ls2L'MLM2346.11528.460.003081m3 / s3600 LM 23600 887.98由U m a xCL VV由下式计算c20 由史密斯关联图查取 ：精馏段 ：图的横坐标为 ：Ls1(L1)1 / 20.0027023600782.71 / 20.031Vs102.015()v136001.464取板间距H T0.40m板上液层高度 hL0.05m，则HT-h L=0.40-0.05=0.35m查图得 C200.07