乙醇水分离过程连续精馏塔的设计

1、化工原理课程设计标题:乙醇-水分离过程连续精馏塔的设计学 院 医药化工学院 专 业 应用化学 班 级 10化妆品（1）班 姓 名 沈梓锋 学 号 1015512115 指导教师 朱继芳、龙春霞 2012年 12 月 21日目 录1 设计方案的确定12 操作条件和基础数据1 3 精馏塔的物料衡算1 31 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率1 32 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2 33 物料衡算24塔板数的确定2 41 理论板层数NT的求取 2411 求最小回流比及操作回流比 2412 求精馏塔的气、液相负荷 4413 求操作线方程 4414 图解法求理论板层数 5 42 塔板效率的求取6

2、43 实际板层数的求取75精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算6 51 操作压力计算7 52 操作温度计算7 53 平均摩尔质量的计算8 54 平均密度的计算8541 气相平均密度计算 8542 液相平均密度计算 8 55 液体平均表面张力计算9 56 液体平均粘度计算106精馏塔的塔体工艺尺寸计算10 61 塔径的计算10611 精馏段塔径的计算 10612 提馏段塔径的计算 11 62 精馏塔有效高度的计算12 63 精馏塔（板式塔）的高度计算127塔板主要工艺尺寸的计算13 71 溢流装置计算13711 堰长lW 13712 溢流堰高度 hW 13713 弓形降液管宽度Wd和截面积Af1

3、3714 降液管底隙高度ho 14 72 塔板布置14721 塔板的分块14722 边缘区宽度确定14723 开孔区面积计算14724 筛孔计算及其排列148筛板的流体力学验算15 81 塔板降15811 干板阻力h c计算 15812 气体通过液层的阻力hl计算15813 液体表面张力的阻力h计算 16 82 液面落差16 83 液沫夹带16 84 漏液16 85 液泛179塔板负荷性能图17 91 漏液线17 92 液沫夹带线18 93 液相负荷下限线19 94 液相负荷上线线19 95 液泛线1910 主要工艺接管尺寸的计算和选取 22 101 蒸汽出口管的管径计算22 102 回流液管

4、的管径计算22 103 进料液管的管径计算23 104 釜液排出管的管径计算23 105 人孔相关尺寸的选取2411塔板主要结构参数表2412设计过程的评述及有关问题的讨论2513参考文献2614. 主要符号说明2715. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） 291设计方案的确定本设计任务为分离乙醇水混合物提纯乙醇，采用连续精馏塔提纯流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，回流比较大，故操作回流比取最小回流比的1.1倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔

5、底产品经冷却后送至储罐。2 操作条件和基础数据进料中乙醇含量（质量分数） w f=0.30；产品中乙醇含量（质量分数） wd=0.90；塔釜中乙醇含量（质量分数） w W=0.006；生产能力 D'=10吨/年；塔顶操作压力 4kPa (表压)操作；进料热状况 泡点进料；根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算如下。3精馏塔的物料衡算31 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 水的摩尔质量 32 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.144×46+(1-0.144) ×18=22.032MD=0.818×46+(1-0.818) 

6、5;18=40.904MW=0.0007836×46+（1-0.00007836）×18=18.02233 物料衡算每年300天，每天工作24小时，其产量为20500吨/年故塔顶产品流量为 总物料衡算 乙醇的物料衡算 联立解得 4塔板数的确定41 理论板层数NT的求取411求最小回流比及操作回流比 乙醇-水是非理想物系，先根据乙醇-水平衡数据（见下表1）【1】，绘出平衡线，如图（a）所示，然后由a（0.818，0.818）点出发作平衡线的切线，由于是泡点进料，此切线与q线交于d点，d点坐标为（）。 表1 乙醇-水平衡数据液相中乙醇摩尔分数气相中乙醇摩尔分数液相中乙醇摩尔分数

7、气相中乙醇摩尔分数0.00.00.250.5510.010.110.300.5750.020.1750.400.6140.040.2730.500.6570.060.340.60.06980.080.3920.700.7550.100.430.800.820.140.4820.8940.8940.180.5130.950.9420.200.5251.01.0因为，在图上读出于是 取操作回流比为2，则412 求精馏塔的气、液相负荷413 求操作线方程精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为414 图解法求理论塔板数采用图解法求理论板层数，如图（b）所示。 （图B）求解结果为：总理论塔板数 进料板位

8、置 第 16 块板42 塔板效率的求取操作温度计算： ASA由乙醇水的气液两相平衡图【1】可查得组成分别为的泡点温度：由乙醇水的气液两相平衡图可查得：塔顶和塔釜的气液两相组成为： 查化工物性算图手册得：则塔内相对挥发度：全塔液体平均粘度的计算：液相平均粘度的计算，即 塔顶液相平均粘度的计算由，查手册【2】得：解出 塔底液相平均粘度的计算由，查手册【3】得： 【1】解出 则全塔液相平均粘度为故 查奥康内尔（o' con ne ll）关联图【1】得： 因为筛板塔全塔效率相对值为1.1【1】，故精馏塔的全塔效率为 43 实际板层数的求取精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 5精馏塔的工艺条件及

9、有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。51 操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 52 操作温度计算从乙醇水溶液的气液相平衡图【1】查得各点的泡点温度（近似看作是操作温度）为：塔顶温度 进料板温度 精馏段平均温度为：53 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，查平衡曲线（见图（b），得进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图（b），得查平衡曲线（见图（b），得精馏段平均摩尔质量54 平均密度计算541 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即542 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由，查手册【2】得塔顶液相的质量分率进料板液相

10、平均密度的计算由，查手册【2】得进料板液相的质量分率精馏段液相平均密度为55 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由，查手册【2】得进料板液相平均表面张力的计算由，查手册得精馏段液相平均表面张力为56 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算由，查手册【2】得：解出 进料板液相平均粘度的计算由，查手册【3】得： 【1】解出 精馏段液相平均粘度为6精馏塔的塔体工艺尺寸计算61 塔径的计算611 精馏段的塔径计算精馏段的气、液相体积流率为由 式中C由式计算，式中C20由图（史密斯关系图）【4】查得，图的横坐标为取板间距，板上液层高度

11、，则查图（史密斯关系图）【4】得 取安全系数为0.7，则空塔气速为612 提馏段的塔径计算提馏段塔径计算，所需数据可从相关手册【1，2，4】查得，计算方法同精馏段。计算结果为 比较精馏段与提馏段计算结果，两段的塔径相差不大，圆整塔径，取塔截面积为实际空塔气速为62 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为故精馏塔的有效高度为63 精馏塔（板式塔）的塔高计算实际塔板数 ； 进料板数 ；由于该设计中板式塔的塔径，为安装、检修的需要，选取每8层塔板设置一个人孔【4】，故人孔数 ；进料板处板间距 ；设人孔处的板间距；为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距【4】，故选取塔顶间距 ；

12、塔底空间高度 【4】封头高度 ；【5】裙座高度 。故精馏塔的总高度为7塔板主要工艺尺寸的计算71 溢流装置计算因为塔径，一般场合可选用单溢流弓形降液管【4】，采用凹形受液盘。各项计算如下：711 堰长lW取 712 溢流堰高度hW由 选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即近似取E=1，则取板上清液层高度 故 713 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 查图（弓形降液管的参数）【4】，得故 依式 【4】验算液体在降液管中停留的时间，即故降液管设计合理。714 降液管底隙高度ho取 则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 【4】72 塔板布置721 塔板的分块因为，故塔板采用分块式

13、。查表（塔板分块数）【4】，则塔板分为4块。722 边缘区宽度确定取 ，723 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即其中 故 724 筛孔计算及其排列本次所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为8筛板的流体力学验算81 塔板压降811 干板阻力hc计算干板阻力hc由下式计算，即由，查图（干筛孔的流量系数）【4】得，故 812 气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hl由下式计算，即查图（充气系数关联图）【4】得：故 813 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即气体通过每层塔板的

14、液柱高度hp可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）82 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径（）和液流量（）均不大，故可以忽略液面落差的影响。83 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故 故在本次设计中液沫夹带量eV在允许范围内。84 漏液对筛板塔，漏液点气速u0，min可由下式计算，即实际孔速稳定系数为故在本次设计中无明显漏液。85 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即乙醇水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取，【4】则而 板上不设进口堰，hd可由下式计算，即故在本次设计中不会发生液泛现象。9塔板负荷性能图91 漏液线由 得 整理得 在操作

15、范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2。表2 0.0006 0.0045 0.658 0.736由上表数据即可作出漏液线1。92 液沫夹带线以为限，求VsLs关系如下：由 故 整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。表3 0.0006 0.0045 2.959 2.560由上表数据即可作出液沫夹带线2。93 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。则取，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。94 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可得，即故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上

16、限线4。95 液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得故 或 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表4。表4 0.0006 0.0045 3.37 3.09由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图C所示。图C 精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图（c）可查得故操作弹性为同理可得提馏段的五条负荷线如下：（1）漏液线：（2）液沫夹带线：（3）液相负荷下限线： （4）液相负荷上限线：（

17、5）液泛线：根据以上各线方程，可作出提馏段筛板的负荷性能图，如图D所示。在负荷性能图上，作出操作点B，连接OB，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图（c）可查得故操作弹性为10主要工艺接管尺寸的计算和选取101 蒸汽出口管的管直径计算由于是常压精馏，允许气速为6，故选取，则圆整直径为102 回流管的管径计算冷凝器安装在塔顶，一般流速为6，故选取，则圆整直径为103 进料管的管径计算由于料液是由泵输送的，一般允许流速为6，故选取；进料管中料液的体积流量故 圆整直径为104 釜液排出管的管径计算釜液流出速度一般范围为6，故选取；塔底平均摩尔质量计算由，得：

18、塔底液相平均密度的计算由，查手册【2】得塔底液相的质量分率塔釜排液管的体积流量故 圆整直径为105 人孔相关尺寸的选取 由于本次设计中塔径，为安装、检修的需要，每隔八层塔板设置一个人孔，本次设计中实际塔板数有40块，故要设置5个人孔。本次设计，人孔的直径选取，其伸出塔体的筒体长为220mm，并且设置人孔处的板间距为600mm。11 塔板主要结构参数表所设计筛板的主要结果汇总于表5。表5 筛板塔设计计算结果参数表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均温度81.5591.75各段平均压力PmkPa116.5116.8平均流量气相VSm3/s0.9681.578液相LSm3/s0.001390.0

19、034实际塔板数N块408板间距HTm0.40.4塔径Dm1.41.4空塔气速um/s1.101.816塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.920.98堰高hwm0.0490.064溢流堰宽度Wdm0.170.036管底与受液盘距离hom0.0260.036板上清液层高度hLm0.060.07孔径domm5.05.0孔中心距tmm15.015.0孔数n孔58015801开孔面积m21.131.13筛孔气速uom/s9.4813.893塔板压降hPkPa0.5580.568液体在降液管中停留时间s23.1615.13降液管内清液层高度Hdm0.1520.152雾沫夹带

20、eVkg液/kg气0.015220.01134负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VS·maxm3/s2.6152.890气相最小负荷VS·minm3/s0.8052.350操作弹性3.2481.22912 对设计过程的评述和有关问题的讨论121 筛板塔的特性讨论筛板塔式最早使用的板式塔之一，它的主要优点有：结构简单，易于加工，造价较低；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；踏板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压降较小，约比泡罩塔低30%；但也有一些缺点，即是：小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子的料液

21、；操作弹性相对较小。本次设计中的物系是乙醇水体系，故选用筛板塔。122 进料热状况的选取 本次设计中选用泡点进料，原因是泡点进料的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响。123 回流比的选取 一般筛板塔设计中，回流比的选取是最小回流比的1.12.0倍。本次设计中，由于最小回流比比较大，故选用。124 理论塔板数的确定 理论塔板数的确定有多种方法，本次设计中采用梯级图解法求取理论塔板数。利用求得的精馏段操作线、提馏段操作线及q线，在操作线和平衡线间画梯级得出理论塔板数，由此也得到了最佳进料位置。本次设计中求取到的理论塔板数为20块，进料板是第16块。125 操作温度的求解本次设计中，为计算方便，

22、均根据其组成选取泡点温度作为其操作温度。126 溢流方式的选择本次设计中，由于塔径为1.4m，不超过2.0m，可选用单溢流弓形降液管，此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便。127 筛板的流体力学验算结果讨论本次设计中，气体通过每层塔板的压降：；液面落差忽略（塔径及液流量均不大）；液沫夹带：；稳定系数： 降液管内液层高度： 综上数据表明，本次设计的结果塔板压降合理、液面落差的影响极小、液沫夹带量在允许范围内、不会发生漏液及液泛现象。128 塔板负荷性能图结果讨论由本次设计所得的数据计算得出的塔板负荷性能图如图（c）所示，图中A点为本次设计中精馏塔的操作点。由图中可看出，操作点在理论范围内，但偏边界位置，即该操作点并非最佳操作点，可能由于回流比取值较小导致的。参考文献1 杨祖荣，刘