乙醇-水精馏塔设计

1、符号说明：英文字母m2的负荷因子Aa 塔板的开孔区面积，Af 降液管的截面积 , m2AT塔的截面积 mC 负荷因子 无因次C20表面张力为 20mN/mdo阀孔直径D 塔径ev 液沫夹带量 kg 液 /kg 气ET总板效率R回流比Rmin 最小回流比M 平均摩尔质量 kg/kmoltm-平均温度 C g重力加速度 9.81m/s2F 阀孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2)hl 进口堰与降液管间的水平距离 m hc 与干板压降相当的液柱高度 mhf 塔板上鼓层高度 m hL板上清液层高度 mh1与板上液层阻力相当的液注高度ho 降液管底隙高度 mhow堰上液层高度 mhW溢流堰高度 mh

2、P与克服表面张力的压降相当的液注高度mH 浮阀塔高度 mHB 塔底空间高度 mHd 降液管内清液层高度 mHD 塔顶空间高度 m HF进料板处塔板间距 mHT 人孔处塔板间距 mHT 塔板间距 mlW 堰长 mLs 液体体积流量m3/sN 阀孔数目P 操作压力 KPa P-压力降 KPa Pp-气体通过每层筛的压降KPaN T理论板层数u 空塔气速 m/sV s 气体体积流量m3/sWc 边缘无效区宽度mWd 弓形降液管宽度mWs 破沫区宽度 m希腊字母0 -液体在降液管内停留的时间 sU -粘度 mPa.sP -密度 kg/m3(T表面张力N/m0 -开孔率无因次X'-质量分率无因次

3、下标Max 最大的Min 最小的L 液相的V 气相的m 精馏段n 提馏段D塔顶F 进料板W 塔釜一、概述乙醇-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

4、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。1.1设计依据 本设计依据于教科书理论及查阅教参文献为设计实例，对所提出的题目进行分析并做 出理论计算。1.2技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对 于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3设计任务及要求乙醇一水溶液年产量50000吨乙醇含量：42% （质量分数）料液初温：45C塔顶乙醇含量为90% （质量分数）塔釜乙醇含量不大于 0

5、.5% （质量分数）设计要求:原 料：物性附表：表一：乙醇一水汽液平衡数据摩尔分数x摩尔分数yT/C摩尔分数x摩尔分数yT/C0.000.001000.2608、0.01900.170095.50.32730.07210.389189.00.39650.09660.437586.70.50790.12380.470485.30.51980.16610.508984.10.57320.23370.544582.70.6763表二：塔板间距与塔径的关系塔径D/m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距Ht20030025035030045035060040060

6、01.4方案选择塔型选择：根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为6944kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。操作压力：由于乙醇-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作 压力选为常压根据乙醇一水体系的相平衡数据可以查得（表一）:其中 塔顶压强为：0kPa （表压）饱和蒸汽压力：0.25MPa （表压） 进料状态：虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序 波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔

7、径相同， 无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料 加热方式：精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量 供应；由于乙醇-水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直 接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器， 并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。1.5厂址厂址位于宁夏地区宁夏地区大气压为：二、工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分 数原料液的摩尔组成：XFnCH CH2OH3mCH CH2O

8、H3nCH3CH2OHn h2omCH CH2OH/(3M CH 3CH 2ohm ch 3CH 2OH1mCH CH 2OH3Mh2o）即詈寻o.2207同理可得：Xd=0.7788原料液的平均摩尔质量:Xw=0.0016Mf XfM CH3CH2OH(1Xf)Mh2。0.2207 46(1 0.2207)1824.18kg/kmol同理可得：MD=39.81kg/Kmol45C下，原料液中:H2O971Kg /M W=18.04kg/Kmol3m ,CH 3CH2OH 735Kg /m3由相平衡方程式y十可得y(x 1)x(y 1)由此可查得塔顶、塔底混合物的沸点，详见表三 表三：原料液、

9、馏出液与釜液的流量与温度名称料液（Xf）馏出液（XD）釜液（XW）X/%42900.4X （摩尔分数）0.22070.77880.0016摩尔质量（Kg/Kmol）24.1839.8118.04沸点温度t/ C82.9778.6299.622.1相对挥发度的计算及操作回流比的确定2.1.1相对挥发度的计算yiXd0.7788,Xi0.7427（塔顶第一块板）yF0.5376, Xf0.0016, ywXW因此可以求得:0.22070.0143(塔釜)4.105,全塔的相对平均挥发度：1=1.219， FW =9.0537 1 F W71.219 4.105 9.0533.562.2.2最小回流

10、比及操作回流比的确定当进料为饱和液体时：RminJ_Xdm(1 Xp)m 1 XF1 yF1 0.77883.56 1 0.22073.56 (1 0.7788)刀1 0.5376.取R350000 10287.2kmol/hF 300 24 24.18Ro pt(1.22)Rmin，贝y 尺pt 0.24 1.41.1塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为300天，每天开车24h计算，进料量由全塔的物料衡算方程可写出：V0 F D7込0 FxfW, y。0DX WXXdXwW L L则可得：qF RD qF,q 1（泡点）D 80.6kmol /h,W 375.

11、9kmol /h,V0169.3kmol /h2.3.2 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：由汽液平衡数据查得组成Xf=0.2207的乙醇一水溶液泡点温度为82.97C，在平均温度（82.97+45） /2=64 C下，由附录查得乙醇与水的相关物性如下：乙醇的汽化潜热：rA=1000kJ/kg水的汽化潜热：rB=2499kJ/kg则可得平均汽化潜热：r rAxA rBxB 1000 0.22072499 (1 0.2207)2168kJ/kg精馏段：V=（R+1）D则塔顶蒸汽全部冷凝为泡点液体时，冷凝液的热负荷为QC Vr (R 1)Dr (1.1 1) 80.6 39.81 2168

12、1.4608 1 07kJ /h4.182kJ / kgc，于是冷凝水用量可求得:WcQcC(t2 ti)4608 107349306kg/h4.182 (30 20)2.3.3热能利用以釜残液对预热原料,则将原料加热至泡点所需的热量Qf可记为:QfWfCfQf?tF1),其中 tFm82.97 4563.98C，在进出预热器的平均温度以及tFm63.98C的情况下可以查得比热4.188kJ / kg C，所以:Qf50000 103300 244.188 (82.9745)1.104 106kJ/h釜残液放出的热量:QWWWC (tW1那么平均温度tWm誉 77.3C61.425 10 kJ

13、 /h查其比热为CW 4.19kJ/kg C ，因此Qw 422.54 18.04 4.19 (99.6255)可知，QW Qf，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点2.4理论塔板层数的确定由上述计算可知xF0.2207, Xd 0.7788, XwO.OO16；R 1.1,q1.按平衡数据可得平衡曲线如图所示，在对角线上找到a点，该点横坐标为 xD 0.7788 。由精馏段操作曲线截距虽 07788R 11.1 10.371,找出b点，连接ab即为精馏段操作曲线;以对角线上f点(XfO.2207)为起点，因为q=1，所以作Xf0.2207与ab的交点为d,由Xw 0.0016在对角线上确定

14、点 c,连接C、d两点可得提馏段操作线，从a点起在平衡线 与操作线之间作阶梯，求出总理论板数，由图可知所需总理论板数为19块，第15块板加料，精馏段需板14块板，提馏段需5块板。2.5全塔效率的估算用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算:7 1 F W V1.219 4.105 9.053 3.56塔顶操作压力PdP表101.325k Pa每层塔板压降P0.7k Pa塔釜操作压降FWPd0.7 41 101.325 0.7 41130.025kPa进料板压降PfPd0.7 32 101.325 0.7 32123.725kPa精馏段平均压降Pm(PdPf)/2(101.

15、325 123.725)/2 112.525k Pa提馏段平均压降Pn(PfFW)/2(123.725 130.025)/2126.875k Pa3.13.2操作温度由乙醇-水体系的相平衡数据可以得到:精馏段的塔板数为:精馏段的工艺条件操作压力全塔的平均温度：ttD t F tWtm378.43 82.97 99.62 87 C在温度tm下查得H2O0.326mPaS,乙醇=0.388 mPa S因为 LXi Li，所以可得:LF 0.2207 0.388 (1 0.2207)0.3260.339mFaS全塔液体的平均粘度:Lm ( LFLD LW ) / 3(O.3390.3880.326)

16、/30.351全塔效率 Et0.49( L) 0.2450.49(3.560.351) 0.24546.4%2.6实际塔板数NpNpNtEt1941 块0.464（含塔釜）14/0.464 32其中,塔顶温度tD78.43 C进料板温度tF 82.97C塔釜温度tW 99.62C精馏段平均温度tm (78.43 82.97)/280.7 C提馏段平均温度 tn (82.97 99.62)/291.29C位置进料板塔顶（第一块板）质量分数Xf 0.42y,Xd 0.9yF0.748X 0.881摩尔分数xF 0.2207y xD 0.7788y 0.5376x10.7427摩尔质量（kg/kmo

17、l ）MLf 24.18Mld 39.81Mvf33.05MvD 38.79液相平均摩尔质量:3.3平均摩尔质量及平均密度3.3.1平均摩尔质量精馏段整理精馏段的已知数据列于下表，由表可得:M Lm24.18 39-81 31.99kg/kmol气相平均摩尔质量:M Vm233.05 38.7935.92 kg / kmol位置进料板塔釜质量分数Xf 0.42血 0.004yF0.748yW 0.0357摩尔分数xF 0.2207xw 0.0016yF0.5376yW 0.0143摩尔质量（kg/kmol ）M-f 24.18M-W 18.04Mvf33.05Mvw 18.4液相平均摩尔质量:

18、同理可得:提馏段MLn18.04 24.1821.11kg/kmol气相平均摩尔质量:M Vn218.4 33.05 25.73kg/kmol3.3.2平均密度精馏段（1）在平均温度下查得:33水=971.3kg/m,乙醇 734kg/ m液相平均密度为：XLm1X-mLm乙醇水30 420 881其中，平均质量分数 xLm=0.6513所以， Lm 802kg/m(2)气相平均密度由理想气体状态方程计算，即PmM VmVmRtm112.525 35.921.37kg / m38.314 (80.7273.15)同理可得提馏段LnVn901kg / m晋 8.31；寫.；9252；15) 1.

19、08kg/m3126.875 25.7323.3.3(1)25122.3 10 N/m，且乙醇的临界温度为243C，水的临界温度为374.2 C,则混合液体平均表面张力的计算塔顶液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为 90%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力(25C)可得液体的临界温度为:XjTc 0.7788 2430.2212 374.2271.8将混合液体的临界温度代入可得0.7523N /mtD( TmCD Tp )1.2(刀8.1 78.43 )1.2T25C25C(TmCD T25C( 278.1 25 )解得：tD 0.1678N / m(2)进料板液相平均表面张力的计算当乙醇

20、的质量分数为 42%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力(25C)可得325C 26.5 10 N/m，且乙醇的临界温度为243C，水的临界温度为374.2 C,则混合液体的临界温度为:TmCFxiTiC 0.2207 2430.7793 374.2345.2将混合液体的临界温度代入可得tF0.7869N /m(TmCF Tf )1.2(345.2 82.97)1.225CTmCF T25C345.2 25解得：tF 0.2085 N / m(3 )塔釜液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为0.5%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力(25C)可得25C 61.3 10 N /m，且乙醇的临界温

21、度为243 C，水的临界温度为374.2 C,则混合液体的临界温度为:TmCWXjTjc 0.0016 243 0.9984 374.2373.9 C将混合液体的临界温度代入可得tw(TmCWTW、1.2TmCW T25C393.9 99.62)1.20.7625N/m)(393.925解得:tw 0.4674 N / m所以,精馏段液相平均表面张力:Lm(0.16780.2085)/2318.82 10 N/m提馏段液相平均表面张力:Ln(0.20850.4674) / 2333.79 10 3N /m4.1.1精馏段、提馏段的气液相负荷 精馏段的汽液相负荷：LRD 1.180.6 88.6

22、6kmol/hLmLM Lm88.66 31.993.54m3/h0.00098m3/sLm802V(R 1)D(1.1 1) 80.6169.26kmol/hVMVm169.26 35.9233Vm4438m /h1.233m3 /sLn1.37提馏段的汽液相负荷：LL qFRD F 1.1 80.6 287.2375.86kmol/hLM Ln375.86 21.11Ln8.81m3/h0.00245m3/ sLn901VV (1 q)F V 169.26kmol/h,q1VM Vn169.26 25.73Vn4032m3/h1.120m3/sVn1.08四、塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计

23、算塔径计算（1 ）由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大, 以上计算结果可得：为便于制造，取两段的塔径相等，根据汽塔的平均蒸汽流量:Vs汽塔的平均液相流量:LsVmVn2LmLn21.2331.120 3 , 1.176m /s20.00098 0.00245 c 3, 0.0017m / s汽塔的气相平均密度:Vm Vn21.37 倔 1.2氷g/m3汽塔的液相平均密度:Lm Ln22802 901851kg/m3（2）由上可知功能参数:咼匚(竺空厚0.038xq V 1.176 51.23查史密斯关联图得:C200.073,则可得:C C20()0.20.073(18)0.20.0720.

24、02 20 cj L V 0.0720.7 1.89 1.323m/sD 輕V V3.14 1.323根据他镜系列尺寸圆整为Dmax(851 1.23J 1.89m/ s1.231.064m1200mm由此可由塔板间距与塔径的关系表选择塔板间距Ht 0.45mHdHbHtHt Hf Np S此时，精馏段的上升蒸汽速度为：4Vm41.2331 0c1m“m221.091m/ smD23.14 1.22提馏段的上升蒸汽速度：4Vn41.120ccc,2 0.991m/sD23.14 1.224.2塔高的计算精馏塔的塔体总高度（不包括裙座和封头）由下式决定:H Hd (Np 2 S)Ht SHt H

25、f Hb式中:0.8（塔顶空间，m）2（塔底空间，m）0.45（塔板间距，m）0.6（开有人孔的塔板间距，m）0.6（进料板高度，m）41（实际塔板数，m）3（人孔数目/不告扩塔顶空间和塔底空间的人孔，m）所以，H 0.8 (412 3) 0.45 3 0.6 0.6 221.4m4.2塔板工艺尺寸的计算4.2.1溢流装置计算因本设计塔径 D=1200mm，则可选用单溢流型分块式塔板，各项计算如下:(1)堰长lW取 lW 0.66D 0.66 1.20.792m(2)溢流堰高度有 hw hLhow，选用平直堰。堰上层流高度how由下式计算可得:how 2SE(r)2/31000l w2.841

26、0001 (O.0017 3600 )230.7920.011m取板上液层高度nhW0.06m,贝 UhiL how0.06 0.011 0.049m(3)弓形降液管宽度 Wd和截面积Af,0.66查弓形降液管的宽度与面积关系图可得:Af'0.0722,40.124，其中ArDWdAfWdZD23 14221.22 1.13m2则可得:420.0722Ar 0.0722 1.13 0.0816m0.124D0.124 1.2 0.1488m0.792 0.08验算:液体在精馏段降液管内的停留时间:AfHTLm鵠泸37開5s液体在提馏段降液管内的停留时间:AfHTLnO.。816 O.4

27、5 15s 5s0.00245由此可知降液管设计合理。降液管底隙高度hohoLsIw o取 00.08m/s，则:hoLsIw o0.027mhwho 0.049 0.027 0.022m 0.006m由此可知降液管底隙高度设计合理。4.2.2 塔板布置及浮阀数目与排列本实验采用F-i重阀，重量为33g，孔径为39mm。(1 )浮阀数目阀动能因数F 11 ,则由式o可得气体通过阀孔时的速度9.92m/s因此浮阀数目N4VsdTT4 1.176 100 个3.14 0.0399.92取边缘区宽度WC0.06m，破沫区宽度0.07 m。3.14 0.0392 116(2)排列由上述可得:D1.2R

28、-Wc0.0422D1.2X-(WdWs)2A2xJr22 X丄ccO0.54m(0.14880.07)0.3812m21 XR sin (R)C 匚/2 . 1/0.38121 C 2 -0.54 sin ()0.74m180o0.56浮阀排列方式采用等腰三角形，取同一横排的孔心距t 75mm 0.075m，则可按下式估算排间距，即：t' A 074 0.0987m 98.7mmNt 100 0.075考虑到塔径的直径较大且各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，则：A 20.3812 Jo.542 0.38122因此排间距不宜采用99mm，而应该小于此值，故选取 t 70mm0

29、.07m按t 75mm, t 70mm以等腰三角形叉排法方式作图(见附图)，阀数116个，其中，通道板上可排阀孔44个，弓形板可排阀孔 校核：14个。气体通过阀孔时的实际速度:4VsdfN4 1.1768.49m/ s实际动能因数：F 8.49 J1W9.42(在912之间)4 1.13开孔率：HH 100% 詈 100% 3士 12.3%开孔率在10%14%之间，满足要求。 五、流体力学验算5.1气体通过浮阀塔版的压降hphehih5.1.1干板阻力浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为:oe(73.1 )1/1.825V73.1 1/1.825(1)9.38m / so oe,则有:he

30、0.17519.9 亠-L19.9竺罗8510.034m5.1.2板上充气液层阻力取板上液层充气程度因数0.5，那么:5.1.3hlhL0.5 0.060.03m克服表面张力所造成的阻力因本设计采用浮阀塔，其张力引起的阻力很小，可忽略不计，因此，气体流经一层 浮阀塔版的压降所相当的液柱高度为：hP hC h10.034 0.030.064m单板压降Pphp Lg 0.064 851 9.81 534.3Pa5.2 淹塔为例防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(Ht hw)，Hd 可用下式计算，即:HdhphLhd(1)与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp 0.064m液体通过降

31、液管的压头损失hd ,因不设置进口堰，所以可按下式计算:hd。.毗）20.153 ()20.000967m0.792 0.027板上液层高度h1取hL0.06m，则有:H d hp m hd 0.064 0.000967 0.06 0.125m取校正系数0.5,Ht 0.45, hW 0.049,则可得:(Ht hw)0.5 (0.45 0.049)0.249m可见Hd (Hthw），符合防止淹塔的要求。5.3雾沫夹带泛点率F1Vs J_ 1.36LsZlKCpAb100%板上液体流经长度Zl D2wd 1.2 2 0.1488 0.9024m板上液流面积人At2Af 1.13 2 0.081

32、60.9668m2，水和乙醇可按正常系统按物性系数表查得K=1.0，又由泛点负荷图查得负荷系数Cf0.118,则可得:F11.176 牛1.00.1180.96681.360.00170.9024100%41.1%因F141.1%80%，所以雾沫夹带在允许范围内。六、塔板负荷性能图6.1雾沫夹带线取泛点率为80%弋入泛点率计算式 F1Vs1.36LsZlKCpAb有:0.81 23 Vs J: 1.36 0.9024 LsV851 1.23整理可得：Vs 2.4026 32.3Ls1 0.118 0.9668Ls(m3/s)0.00080.00123Vs(m /s)2.382.36雾沫夹带线为

33、直线，则在操作范围内任取两个Ls值，按上式算出相应的 Vs值列于表中:雾沫夹带线数据clS液泛线方程最终简化为:aVs bdLs3其中:a 1.91 105 乞 1.91lN1.23 20.0276851 1006.2 液泛线105b Ht1)hW0.5 0.45 (0.51 1.5) 0.060.1650.153 c TWhT1帛 11696.4LSmax漏液线AfHTO.。816 O.450.00734m2/s对于Fi型重阀，依FooJT 5计算,则有:Vsmin4V V4。.曲 10052-r= 0.538m / s 71.236.5液相负荷下限线取堰上液层高度how O.OOGm 作液

34、相负荷下限条件，依照：O.1532334.60.7922 0.0272d (1)E(O.667)2(1 0.5) 1 0.667Iw所以，此方程为：Vs2 5.89 12123.2LS 42.36 L在操作范围内任取若干个 Ls值，依上式算出相应的 Vs值列于表中。液泛线数据3Ls(m /s)0.00060.00090.00180.0024Vs(m3/s)5.585.495.225.066.3液相负荷上限线取5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则:广 0.006计算可得:2.84 e 3600LSmin 2/3 1000 IwLSmin(0.0061000 )3/22.84 16.6 操作线

35、性能负荷图由以上各线的方程式，Iw(0.006 1000 )3/236002.84 1可画出塔的操作性能负荷图,需 0.000676m3/s见附图。根据生产任务规定的汽液负荷，可知操作点P ( 0.0017,1.176 )在正常的操作范围内，连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制，由图可得：Vsmax 2.18m3/s, Vsmin 0.49m3 / s有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表X表X浮阀塔工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径D,m1.2板间距Ht"0.4塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速 ，m/s1.323溢流堰长度lw，m0.792溢流堰高度hW,m0.049板上液层咼度hL，m0.06降液管底隙高度ho,m0.027浮阀数N，个116等腰三角形叉排阀孔气速o，m