乙醇水精馏塔设计

1、综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初 步掌握化工单元操作的基本程序和方法。熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果。树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。二、设计任务及操作条件 在一常压操作的连续精馏塔内分离乙醇-水混合物。生产能力（塔顶产品）操作周期进料组成3000 kg/h300天/年25%（质量分数，下同）塔顶馏出液组成> 94%塔底馏出液组成< 0.1%操作压力进料热状况4kPa （塔顶表压）泡点单板压降:< 0.7 kPa筛板设备型式三、设

2、计内容：）精馏塔的物料衡算;）塔板数的确定：(5)(6)(7)(8)(9)(10)(11)精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算; 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 塔板主要工艺尺寸的计算；塔板的流体力学验算：塔板负荷性能图；精馏塔接管尺寸计算；绘制生产工艺流程图；绘制精馏塔设计条件图；对设计过程的评述和有关问题的讨论。设计计算（一）设计方案选定本设计任务为分离水-乙醇混合物。原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至84 C后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25C后送至产品塔釜残液送至废热锅炉。原料液连续加入精馏塔中，

3、并连续收集产物和排出残液。其 由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。 优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。 采用特殊精馏。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。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，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。30度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 原料冷液进料。

4、5由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。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。（二）精馏塔的物料衡算原料液处理量为3000kg/h,（每年生产300天），塔顶产品组成 94% （w/w）乙醇。原料25% （w/w）乙 醇水溶液，釜残液含乙醇 0.1%（w/w）的水溶液。分子量 M 水=18 kg/kmol ； ML醇=46 kg/kmol 。1.原料液及塔顶、塔底产品的摩

5、尔分率原料摩尔分数：Xf=(0.25/46)/(0.25/46+0.75/78)=0.1154塔顶摩尔分数塔釜残液的摩尔分数:Xd=( 0.94/46)/ (0.94/46+0.06/18)=0.860Xv=(0.001/46)/(0.001/46+0.999/18)=0.00042 原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=0.1154*46+(1-0.1154)*18=21.2312kg/kmolMD=0.860*46+(1-0.86)*18=42.08kg/kmolM=0.0004*46+(1-0.0004)*18=18.0112kg/kmol3物料衡算原料的处理量 F=3000/( 300

6、*24)/21.2312=19.63 kmol/h总物料衡算 19.63=D+W乙醇的物料衡算19.63*0.1154=0.86*D+0.0004*W解得：塔顶采出量D=2.626塔底采出量W=17.004（三）精馏工艺条件计算1.理论塔板数 M的求取错误!未找到引用源。确定回流比R乙醇一水属于理想物系,可采用图解法求回流比R和理论塔板数。错误!未找到引用源。由手册查得乙醇一水物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见下图。常压下乙醇一水溶液的t-x-y 图7常压下乙醇一水溶液的t-x-y 图钢圧下乙醇-水溶的乂-丫圍错误！未找到引用源。求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比，在图1中对

7、角线上,自点G（0.115 , 0.115 ）作垂线ec即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为y=0.45x=0.115故最小回流比为 Rmin =(0.86-0.45)/(0.45-0.115)=1.22取操作的回流比为R=2R min=2*1.22=2.44取整 R=2.5错误！未找到引用源。 求气液相负荷L=RD=2.5*2.626=6.565V= (R+1)D=3.5*2.626=9.191L =L+F=6.565+19.63=26.195V =V=9.191错误!未找到引用源。求操作线方程精馏段操作线方程为:Y=L*X/V + D*X d/ V = 0.714 x +0.246提馏段操

8、作线方程为：Y/ = L / *X " /V / - W*X W V / =2.85 x -0.0007 确定理论塔板数。结果见上图，得理论塔板数 Nt =15块（不包括再沸器），精馏段 12块，提馏段3块（不包括再沸器）错误!未找到引用源。确定实际塔板数。精馏段实际塔板数N 精=12/0.52=23 块提馏段实际塔板数N 提=3/0.52= 6 块精馏塔工艺参数汇总表精馏塔工艺参数汇总NpN精N提EtNRRmin292360.52152.51.224.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4. 1操作压力计算4.1.1塔顶操作压力P D =101.3+4= 105.3 kPa4.1.

9、2每层塔板压降 P = 0.7 kPa4.1.3进料板压力Pf = 105.3 + 0.7 * 23 = 121.4k Pa4.1.4精馏段平均压力Pm = ( 105.3+121.4)/2= 113.35k Pa通过试差法计算出泡点温度塔顶温度进料板温度F = 84 .0 C4. 2操作温度计算依据据操作压力，由泡点方程，其中乙醇与水的饱和蒸气压由安托因方程In P*=A - B /(T +C)计算，计算过程略.计算结果如下：tD = 78.0 °C精馏段平均温度温tm =( 78.0 + 82.0 ) /2 = 81.04.3平均摩尔质量的计算由XD=y1=0.86，查平衡曲线得

10、：X= 0.825塔顶液相的平均摩尔质量:MVDmF0.86 X 46 +(1-0.86) X 18 = 42.08kg/kmolkg/kmolM ldF 0.825 X 46 +(1- 0.825 ) X 18 = 41.1进料板的摩尔质量，由图解理论板得F =0.415由平衡曲线得：X= =0.25VFm=0.415 X 46+ ( 1-0.415 )x 18 = 29.62kg/kmolMLFm=0.25 X 46 +(1-0.25) X 18 = 25kg/kmol平均摩尔质量:Vm=(42.08 + 29.62)/2=35.85 kg/kmolLm=(41.1 + 25)/2=33.

11、05kg/kmol34.4平均密度计算气相平均密度计算P vm= Pm * MVm / R * T m =113.35 * 35.85/8.314 * (81.0 + 273.15)=1.337 kg/m液相平均密度计算塔顶Td=78 C查手册p水=973 kg/ m 3p乙醇=744.4 kg/m进料Tf=82 C查手册p水=969 kg/ m 3P乙醇 =737.3 kg/m塔顶密度P ldH= 1/X d/ P a + (1-X d)/P b = 735.3 kg/ m进料板的液相质量分数:a= Xf*M/X f*Ma+(1-X f)Mb = 0.46进料板的液相密度：P ldm= 1/

12、 a / p a + (1-a)/p b= 833.3 kg/ m精馏段的平均密度Pldm=(735.3+833.3)/2 = 784.3kg/ m4.5液体平均表面张力的计算塔顶表面平均张力由 T=78C查手册得:a 水=62.9mN/m,a乙醇 =18.46mN/mb lDm=18 X 0.86+62.9 X (1-0.86)=24.68mN/m进料板的表面张力由 T=84C查手册得:b 水=61.8 X 103N/m, b 乙醇=17.88 X 103N/mbiFm=17.88 X 0.25 + 61.8 X (1-0.25)= 50.82mN/m精馏段的液相平均表面张力b LM = (

13、24.68+50.82 3) /2=37.75mN/m5 塔径和塔高的计算5.1 塔径的计算 精馏塔的气，液体体积流率为Vs= 0.07 m 3/sLs= 0.0001 m 3/s由 Umax= C L V0.5=0.027查图表亠Vh V取板间距HT=0.4m板上液层高度hL=0.06m查化工原理课程设计 P105图5-1得:C20 = 0.074C = C20 *(丄)°.2 =0.074 * = 0.08420Umax = CL = 1.59 m/s取设计的泛点率为0.7，则空塔气速为:U = 0.7 Umax = 1.113m/s塔径D= =0.28m圆整得：D=0.3m*

14、0.32 =0.071 m241m/s塔截面积为：A _ D24实际空塔气速为：0.070.0715.2精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度Z 精=(N 精-1) Ht=(23-1)X 0.4 = 8.8 m提馏段的有效高度Z 提=(N 提-1) Ht= (6-1 )X 0.4 = 2m在进料板的上方开人孔其高度为©=0.8m,故精馏段的有效高度为:Z= Z 精 + Z 提+0.8=10.6 介 11m6. 塔板主要工艺尺寸的计算6.1 溢流装置的计算：因塔径和流体量适中，选取单溢流弓形降管。堰长Iw取 Iw 0.66D0.2m溢流堰高度hw由 hw hL how选用平直堰，堰上液层

15、高度how2/3Lh=0.0002m取板上清液层高度hL =0.6m故 hwhL how0.6 0.00020.0598 m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由业0.66D查化工原理课程设计P112图5-7得W 0.124DA 0.0722At故 Af O.。722*。.。71 0.00513mWi 0.124* D 0.124*0.3 0.0372m液体在降液管停留的时间，即3600Af H T3600*0.00513*0.4Lh0.0001* 360020.52s 5s431故降液管设计合理。降液管底隙高度h。Lhh03600lwU0'取 Uo'0.08 m/s，则hw h00

16、.05980.006250.0540.006m故降液管底隙高度设计合理6.2塔板布置边缘宽度的确定，查化工原理课程设计P114 取Ws 0.07mWc0.05m，所以开孔的面积Aa2r . 1 x Sin 180 rWdWs0.15代入式中解得:0.15 0.03720.07 0.0428m0.05 0.1mAa =0.084m2筛孔的计算筛孔的孔径d05mm，3mm孔中心距t为3do3*0.0050.015m筛孔的数目为1.155* 0.0840.0152hp h h 1%0.0535开孔率为0.907doT=10.1 %气体通过阀孔的气速为:U0VsA0.078.25 m/s0.101*0

17、.0847. 塔板流动性能的校核7.1液沫夹带的校核液沫夹带量ev，即5.7*10 6Ua3.2Hthfhf 2.5* 0.06 0.15m代入得：ev 0.025kg液/kg气故设计中液沫夹带量ev在允许范围内。7.2 塔板压降干板阻力h0可计算如下:2he 0.051 U0-c0查化工原理课程设计图5-10，得c0 0.0772代入故 he 0.016 m液柱气体通过液层阻力 h|hlhL 由 Ua0.070.071 0.005131.06代入得：h|0.0336F0 ua * J2.O5 1.52查化工原理课程设计 图5-11，得m液柱液体表面张力的阻力 h4 LLgd。0.0039气体

18、通过每层板的液柱高度 p=hp Lg 0.0535* 784.3*9.81411.60.7kpa 设计允许值7.3降液管液泛校核降液管中的清夜柱高度 Hd三Ht hw因为乙醇-水为不易起泡物系，取0.6Ht hw 0.6 Ht hw0.6* (0.4 0.0598) 0.276m2hd0.153(u0')0.001故 Hd hd hp hL 0.0535 0.06 0.0010.1145 m液柱。故不会产生降液管液泛。7.4取漏液点气速 为阀孔动能因子F0=1.52时相应的值，贝U u0,min 6.75 m/sQ OC稳定系数k= 1.22 ,故不会产生严重漏液。6.758. 塔板负

19、荷性能图在 u0 ,min6.75 m/s 式中,Uo,minC。J 0.0056 0.13% h VVU0,m inVsminAhLhwhowhow2.84 E10002/3Lhlw并将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入，整理之可得Vs,min =O.O29*J3.96 90Ls2/3(1)8.2过量液沫夹带线关系式在操作范围内，取几个 Ls值，列与下表Ls m3/sO.OOO1O.OOO5O.OO1O.OO15Vs m3 /sO.O7O.13OO.24O.15作漏液线1由 ev =57士UaVsAtAfVs0.785 O.O567 j373Vshf =2.5 h| =2.5(hw + h

20、ow)Vs=0.11-2.12/3Ls(2)Ls m3/sO.OOO1O.OOO5O.OO1O.OO15Vs m3 /sO.1O5O.O97O.O13O.O82在操作范围内，取几个 Ls值,列与下表作液沫夹带线28.3液相下限关系式2/3令E=1，取how =0.006m代入，可解得.3 ,Ls,min=0.0002 m /S可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线8.4液相上限关系式4s作为液体在降液管中停留时间的下限,AfHTLs4，故Ls,max=Af-H=0.000513 m3/s(4)4可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线8.5液泛线由降液管液泛校核条件式或，将，hf和hd计算式

21、代入,即：令Hd(H ThW)，由Hd hphLhd ； hphch|h ； hi hL；hLhwhow联立得Ht (1)how hchd忽略h将 how 与 Ls，hd 与 Ls，hc与Vs的关系式代入上式,并整理得a Vs2b cLs2 dLs2/3式中0.0512(A0C0)()Lb Ht (1)hw0.153(iWh。)232.84*10 3E(1)(3600) 2/3)(石)可得将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入并整理之，可222 /3得：Vs0.055 37.2LS0.92LS在操作范围内，取几个 Ls值，列与下表Ls m3/s0.00010.00050.0010.0015Vs

22、m3 /s0.0530.0490.04580.043作掖泛线5根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图，如下图所示。即作出操作线。由图可读得，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得s,min =Vs,max =故其操作弹性为设计计算的主要结果序号项目数值1平均温度tm，0C812平均压力Pm，kPa113.353气相流量Vs，（ m/s）0.074液相流量Ls，（ m/s）0.00015实际塔板数296有效段高度乙m117塔径，m0.38板间距，m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，m0.212堰咼，m0.059813板上液层高度，m0.614堰上液层高度，m0.0

23、00215降液管底隙高度，m0.0062516安定区宽度，m0.0717边缘区宽度，m0.0518开孔区面积，m0.08419筛孔直径，m0.00520筛孔数目43121孔中心距，m0.01522开孔率，%10.123空塔气速，m/s124筛孔气速，m/s8.2525稳定系数1.2226每层塔板压降，Pa411.627负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带ev，( kg液/kg气）0.02530气相负荷上限，m/s31气相负荷下限，m/s32操作弹性9. 主要接管尺寸的选取9.1 进料管有已知料液流率为5200kg/h,取料液密度为965kg/m3,则料液体积流率为取管内流速uf=0

24、.5m/s.则进料管的直径取进料管尺寸为© 63.5X 3.09.2 回流管由已知回流液流率为12298.6kg/h，取回流液密度为 742.43kg/m3,则回流液体积流率为取回流管尺寸为© 140 X 4.59.3 釜液出口管由已知釜液流率为3376kg/h,取釜液密度为920kg/m3,则釜液体积流率 取管内流速Uw =0.5m/s，则釜液出口管直径取釜液出口管尺寸为©57X 3.09.4 塔顶蒸汽管近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT，并取管内蒸汽流速 uT=15m/s，则塔顶蒸汽管直径取塔顶蒸气管尺寸为©180X 5.09.5 加热蒸气管

25、取加热蒸气管内蒸汽流速uT=0.6m3/s加热蒸气密度3.25kg/m3,流速取15m/s,则加热蒸气管径取加热蒸气管尺寸为© 245 X 6。10. 辅助设备的选取 10.1 冷凝器冷凝器选用单壳程的列管式换热器，冷凝剂选用冷水，冷水走管程，蒸汽走壳程，该冷凝器为全冷凝器，对全凝器作热量衡算并忽略热量损失，选定冷水的入口温度为t1=25 C ,出口温度为t2=40 C ,选定回流液在饱和温度下进入塔内，由于塔顶馏出液几乎为纯乙醇作焓按纯乙醇计算，则 所以 QC=Vr=256.629X 16399=4.3 X 106J为冷水消耗量10.2 再沸器 本设计分离乙醇-水体系，可以采用直接

26、蒸汽加热， 只需在精馏塔的底部通入水蒸气即可，不需要外加再沸 器。符号说明英文字母A塔板鼓泡区面积，m2Af降液管截面积，m2;A筛孔面积，m2;塔截面积，m2;负荷系数，无因次；G020dyn/cm时的负荷系数，无因次泛点负荷系数，无因次；CP比热，kJ/kg&S226;K ;do筛孔直径，mD塔径，mevEthdhdhthfhlhLhohowhphWh。HdHTLsNT PpQBQC塔顶产品流量，kmol/h或kg/h ;雾沫夹带量，kg（液）/kg（气）；液流收缩系数，无因次；总板效率或全塔效率，无因次；原料流量，kmol/h或kg/h ；重力加速度， m/s2；干板压降，m液体

27、通过降液管的压降， 气相通过塔板的压降， 板上鼓泡层高度，m 板上液层的有效阻力， 板上液层高度，m降液管底隙高度，m 堰上液层高度，m与单板压降相当的液柱高度，m溢流堰高度，m与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m降液管内清液层高度，m塔板间距， 物质的焓， 稳定系数， 堰长，m塔内液体流量，m3/s ；分子量；筛孔总数；理论板数；实际板数； 操作压强，Pa； 单板压强，Pa；通过一层塔板的压强降，P a/层；进料热状况参数，无因次；热负荷，kJ/h ；再沸器热负荷，全凝器热负荷， 热负荷损失，mkJ/kg ；无因次；kJ/h ；kJ/h ；kJ/h ；TsT's汽化潜热，kJ/kg ；气体常数，8314J/kmo