乙醇精馏塔化工原理课程设计分离乙醇水混合物精馏塔设计

1、化工原理课程设计分离乙醇-水混合物精馏塔设计学 院： 化学工程学院 专 业： 学 号： 姓 名： 指导教师： 时 间： 2012年6月13日星期三 化工原理课程设计任务书 一、设计题目：分离乙醇-水混合物精馏塔设计二、原始数据：a） 原料液组成：乙醇 20 % 产品中： 乙醇 含量 94% 残液中 4%b） 生产能力：6万吨/年c）操作条件 进料状态：自定 操作压力：自定 加热蒸汽压力：自定 冷却水温度：自定三、设计说明书内容：a）概述b）流程的确定与说明c）塔板数的计算（板式塔）； 或填料层高度计算（填料塔）d) 塔径的计算e）1）塔板结构计算；a 塔板结构尺寸的确定； b塔板的流体力学验算

2、；c塔板的负荷性能图。 2）填料塔流体力学计算； a 压力降； b 喷淋密度计算 f）其它（1） 热量衡算冷却水与加热蒸汽消耗量的计算（2） 冷凝器与再沸器传热面的计算与选型（板式塔）（3） 除沫器设计g）料液泵的选型h）计算结果一览表目录前言 2一、概述 2二、精馏系统工艺流程的确定 3三、物料衡算 3四、塔板数计算 3 1、理论塔板数的确定 2、总板效率估计 3、计算实际塔板数五、塔板结构的工艺设计 5 1、初选塔板间距 2、塔径计算 3、塔板上溢流型式的确定 4、塔板布置 5、塔板各部分面积和对应气速计算六、塔板流体力学校核 10 1、板上溢流强度检查2、气体通过塔板的压力降计算3、液面

3、落差校核 4、漏液点气速校核 5、降液管内液面高度和液体停留时间校核七、塔板负荷性能图 12 1、负荷性能图的绘制 2、塔板结构设计评述八、塔总体结构 13 1、塔高的计算 2、接管 3、人孔和手孔九、精馏塔附属设备选型设算 18参考资料 18附录 1、乙醇水溶液的密度 182、乙醇水溶液汽液平衡数据（常压） 193、乙醇水蒸汽在沸腾条件下的密度 204、苯、甲苯的密度、表面张力和汽化潜热 205、总传热系数（列管换热器）的大致范围 206、乙醇水混合物的热焓 21摘 要精馏是利用物质沸点的不同，多次的进行混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分蒸发的过程，以达到分离的目的。塔设备是炼油和化工生产的重

4、要设备，其作用在于提供气液两相充分接触的场所，有效地实现气液两相间的传热、传质，以达到理想的分离效果，因此它在石油化工生产中得到广泛应用。一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、出口管等部件组成，同时考虑到安装和检修的需要，塔体上还要设置人孔和手孔。平台扶梯和吊柱等部件，整个塔体由塔裙座支撑，在塔内，根据生产公益要求，装有多层塔板，为气液亮相提供接触的场所，塔板性能的好坏直接影响传质效果，是塔板塔的核心部件设计目的：1着重加深学生对于化工原理理论知识的掌握。2积极引导学生去思考，培养他们灵活运用所学知识去解决问题的能力，以及查阅资料、处理数据的能力。第一

5、章 课程设计报告内容一、精馏流程的确定乙醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。二、塔的物料衡算(一)料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数(二)平均摩尔质量(三)物料衡算总物料衡算 易挥发组分物料衡算联立以上三式得 三、塔板数的确定(一)理论塔板数的求取根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x图乙醇水气液平衡数据液相中乙醇的摩尔分数气相中乙醇的摩尔分数液相中乙醇的摩尔分数气相中乙醇的摩尔分数0.00.00.250.5510.010.110.300.57

6、50.020.1750.40.6140.040.2730.50.6570.060.340.60.6980.080.3920.70.7550.10.430.80.820.140.4820.8940.8940.180.5130.950.9420.20.5251.01.0乙醇水图解法求理论塔板数2.乙醇水体系的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a（）作平衡线的切线并延长与y轴相交，截距 取操作回流比故精馏段操作线方程即3.作图法求理论塔板数得（不包括再沸器）。第10层为加料板。(四)物性参数和实际塔板数的计算4.1温度常压下乙醇水气液平衡组成与温度的关系温度T液相中乙醇的摩尔分率%气相中乙醇的摩尔分

7、率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中数据由内差可求得tF tD tWtF=83.1tD =78.5tW =92.1

8、 精馏段平均温度:=80.8提留段平均温度:=87.64.2气液组成塔顶温度: tD=78.5气相组成: yD=0.8042进料温度: tF=83.1气相组成 yF=塔底温度: tW=92.1气相组成 yw=0.2621(1) 精馏段定性温度tm =80.8 查x-y-t图得液相组成x1:气相组成y1:所以(2) 提留段定性温度：=87.6查x-y-t图得液相组成x2:气相组成y2:所以4.3液体粘度全塔温度：（一）乙醇的粘度1），温度: =85.3 查表，得乙醇=0.429mpa·s, （二）水的黏度1），温度: =85.34),4.4相对挥发度在85.3查x-y-t图得4.5全塔

9、效率的估算全塔效率 （2） 实际塔板数块 其中，精馏段的塔板数为：17块 提留段：4块4.6 操作压力（1）操作压力计算 塔顶操作压力 101.35+0.5=101.85kPa每层塔板压降 P0.5kPa进料板压力101.30.5×7109.85kPa精馏段平均压力 kPa提馏段平均压力 kPa（2）密度乙醇与水的密度温度/2030405060708090100110乙醇密度/kg/m3795785777765755746735730716703水密度/kg/m3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0已知：（为质量分数）1

10、,液相密度(1) 塔顶 因为 tD =78.5 查的(2) 进料板 因为查的所以 =0.4（3）塔釜因为tW =92.1 查表的=0.07998（4）精馏段平均液相密度（5）精馏段平均液相密度2.气相密度（1）精馏段 （1）提馏段 4.7 液体表面张力乙醇表面张力：温度，2030405060708090100110，m N/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4水表面张力温度，020406080100，m N/m75.6472.7569.6066.2462.6758.91乙醇临界温度 水临界温度 查的x=0.3895在80时 精馏段在80.8提留段 x

11、=0.0772五、气液负荷计算（1）精馏段（1）提馏段六、塔和塔板主要工艺尺寸计算(一) 塔的有效高度计算初选板间距，则由公式（二） 塔径D参考表4-1，初选板间距,取板上液层高度表4-1 板间距与塔径的关系塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT/mm200300250350300450350600400600(1)精馏段塔经计算图4-5 Sminth关联图查图4-5可知，依照下式校正C取安全系数为0.75，则故按标准，塔径圆整为1m，塔截面积为实际空塔气速为在范围内提留段塔径计算 横坐标数值： 查图可知C20=0.06 , 取安全系数为0.75 则空

12、塔气速按标准塔径圆整后为=1m在范围内（三）溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1.溢流堰长 单溢流 为0.7D，即 2.出口堰高由 ，（1） 精馏段图4-9 液流收缩系数计算图查图4-9，知E =1 则故 （2） 提馏段查图4-9，知E =1 则故 3.弓形降液管滴面积 由 图4-11 弓形降液管的宽度和面积查图4-11，得 ，故=0.785 由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即提馏段： (符合要求)提馏段： (符合要求)4.1.2.4降液管底隙高度（1）精馏段（2）提馏段.5受液盘受液盘凹形和平形两种，对于塔径为以上的塔，常采

13、用凹形受液盘，这种结构在低流量时仍能造成正液封，且有改变液体流向的缓冲作用。凹形受液盘的的深度一般在50mm以上。选用凹形受液盘：深度（三）塔板布置1.取边缘区宽度，安定区宽度2.依下式计算开孔区面积见附图其中:出口堰高 how堰上液层高度 降液管底隙高度 进口堰与降液管的水平距离 进口堰高 降液管中清液层高度 板间距 堰长 弓形降液管高度 无效周边高度 安定区宽度 D塔径 R鼓泡区半径 x鼓泡区宽度的1/2 t同一横排的阀孔中心距 (单位均为m) （四）筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，一般碳钢的板厚，取，故孔中心距依下式计算塔板上的筛孔数n，即个依下式计算塔板上的开孔区的开孔率，

14、即（在5%15%范围内）每层塔板上的开孔面积为七、筛板的流体力学验算（一）气体通过筛板压强降的液柱高度 依式 1. 精馏段：（1） 干板压强降相当的液柱高度依图4-13 干筛孔的流量系数查图4-13，（2） 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度图4-14 充气系数关系图由图4-14查取板上液层充气系数为0.59。 依右式 （3） 克服液体表面张力压强降相当的液柱高度依式（4-41）故 m 单板压强降<0.7kPa(设计允许值)2. 提馏段（1） 干板压强降相当的液柱高度依查图得，（2） 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度由图查取板上液层充气系数为0.6。 依右式 （3） 克服液体表面张

15、力压强降相当的液柱高度依式（4-41）故 m 单板压强降 <0.7kPa(设计允许值)（二）雾沫夹带量的验算（1）精馏段 式中，塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即=（0.4）=2.5=2.5×0.05=0.125故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。（2）提馏段 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带（三） 漏液的验算 （1）精馏段筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液。（2）提馏段筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液。（四）液泛的验算（1）精馏段为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度。取，则故，在设计负荷下不会发生液泛。（2）提馏段取

16、，则故，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体体力学验算，是合适的。八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1）精馏段 （a）近似取 ，故 （b）取雾沫夹带极限值为0.1kg液/kg气，并将式（a）、（b）代入,得下式：整理得 0.0020.0040.0060.0081.4261.321.2251.143（2）提馏段取雾沫夹带极限值为0.1kg液/kg气，并将式（a）、（b）代入,得下式：整理得 0.0020.0040.0060.0080.4340.3260.2340.153做出雾沫夹带（二）液泛线令=联立整理带入得式中 其中 b= c=0.153/ d=精馏段0.0040.0060.0

17、080.0101.5541.4351.3051,141提留段0.0040.0060.0080.0101,6191.4681.2851.057（三）液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为5s，精馏段提留段（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）(1) 精馏段 v=m。(2) 提留段 v=m。（五）液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度，作为液相负荷下限条件，依下式计算，取=0.006整理上式得1. 各接管尺寸的确定5.1. 进料管进料体积流量;取适宜的输送速度uf=2.0m/s, 故经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：42×4.5mm5.2. 釜残液出料管釜残液

18、的体积流量：取适宜的输送速度：uf=3m/s, 则 经圆整选取冷拔无缝钢管，规格：28×2mm5.3. 回流液管回流液体积流量：利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=2m/s那么经圆整选取冷拔无缝钢管，规格：23×1mm5.4. 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：取适宜速度uV=50m/s，那么 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：180×12mm一、 辅助设备的计算及选型1. 冷凝器热负荷 按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用12的水作为冷却剂，逆流操作，则 Q=Wr1r1=VMVDr1 查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度78

19、.5下， 乙醇汽化潜热：rA=595KJ/kg 水的汽化潜热：rB=1375KJ/kgr1=rixi=595×0.7788×46+（1-0.7788）×1375×18=26790.46KJ/Kmol故Q=164.92×26790.46/3600=1227.3KJ/s又由于Q=KAtm则因为 K=600J/s·(m2·K)所以 2. 再沸器热负荷 采用饱和水蒸气间接加热，逆流操作，则 Q=Wh2r2 查得塔釜温度92.1下乙醇汽化潜热rA=405KJ/kg 水的汽化潜热：rB=1543KJ/kgr2=rixi=405×

20、;0.007923×46+（1-0.007923）×1543×18=27701.55KJ/Kmol故Q=（L-W）Mflr=(3039.92-2085.37)×32452=8605KJ/s又由于Q=KAtm因为K=900J/s·(m2·K)所以 二、 设计结果一览表浮阀塔工艺设计结果项目数值塔径D/m1板间距HT/m精馏0.45提馏0.35板上液层高度hL/m0.05空塔气速精馏塔u/(m·s-1)1.247提馏塔u/(m·s-1)1.312溢流堰长度lW/m0.7溢流堰高度精馏段hw/m0.0434提馏段 hw/m0.0452降液管截面积Af/m20.07065降液管高度Wd/m0.15降液管底隙高度精馏段h0/m0.0334提馏段 h0/m0.0352筛孔数N/个2470开孔率 %10.08%塔板压降精馏段 hp/m0.079提馏段hP/m 0.0658雾沫夹带精馏段ev0.0244提馏段ev0.056降液管内的清液高度精馏段Hd/m气相负荷下限提馏段2.18精馏段1.9液相负荷上限提馏