乙醇—水溶液精馏塔设计

1、乙醇-水溶液连续精馏塔设计目 录1. 设计任务书 32. 英文摘要前言 43. 前言 44. 精馏塔优化设计 55. 精馏塔优化设计计算56. 设计计算结果总表227. 参考文献 238. 课程设计心得 23精馏塔设计任务书一、设计题目乙醇一水溶液连续精馏塔设计二、设计条件1 .处理量：15000 （吨/年）2 .料液浓度：35（wt%3 .产品浓度：93（wt%4 .易挥发组分回收率：99%5 .每年实际生产时间：7200小时/年6.操作条件： 间接蒸汽加热； 塔顶压强：1.03 atm （绝对压强） 进料热状况：泡点进料；三、设计任务a）流程的确定与说明；b）塔板和塔径计算;c）塔盘结构设

2、计i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii. 流体力学验算；iii. 塔板负荷性能图。d）其它i.加热蒸汽消耗量；ii.冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e）有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。乙醇一一水溶液连续精馏塔优化设计、八前乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种 原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无 水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想 要得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为 乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多

3、数分离过程，即同时进行多次部分汽 化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏 操作是在直立圆形的精馏塔进行的，塔装有若干层塔板或充填一定高度的填 料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从 塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再 沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能 实现整个操作。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩 塔和筛板塔的优点，已成为国应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业 中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的

4、结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼 油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68），F1型浮阀又分轻阀和重阀两种， 但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用 轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率 高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结 焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能 正常操作。精馏塔优化设计计算在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇一一水溶液，要求料液浓度为35%,产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年 操作条件：间接蒸汽加

5、热 塔顶压强：1.03atm （绝对压强） 进料热状况：泡点进料一精馏流程的确定乙醇一一水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全 冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用 间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图二塔的物料衡算1.查阅文献，整理有关物性数据 水和乙醇的物理性质名称分子式相对 分子 质量密度20 C kg / m 3沸点101.33kPaC比热容(20 C) Kg/(kg.C)黏度(20 C)mPa.s导热 系数(20 C)/(m.C)表面力(20 C)N/m水h2o18.029981004.1831.0050.599

6、72.8乙醇c2h5oh46.0778978.32.391.150.17222.8常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇一水系统t x y数据如表1 6所示表1 6乙醇一水系统tx y数据沸点t/C乙醇摩尔数/%沸点t/C乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.8227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.1P 48.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179

7、.2P 65.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.6P 75.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.2P 85.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46;水相对分子质量：1825C时的乙醇和水的混合液的表面力与乙醇浓度之间的关系为：(T 67.83364 2.9726x 0.09604x20.001

8、63X31.348 10 5x4 4.314 10 8x5式中(T 25C时的乙醇和水的混合液的表面力，N / m； x乙醇质量分数，。其他温度下的表面力可利用下式求得1.2 TC E6 TC T式中 C 1温度为T1时的表面力；N/m；c 2温度为T2时的表面力；N/m；Tc混合物的临界温度，To=ExiTci , K ；Xi组分i的摩尔分数；Tci组分i的临界温度，K。2.料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数Xf =0.35/ 46.070.35/ 46.07 0.65/18.02=0.1740.93/46.070.93/ 46.07 0.07/18.02=0.838、，0.01/46.07X

9、W =0.01/46.07 0.99/18.02=0.00393.平均摩尔质量Mf=0.174 46.07+ (1-0.174)18.02=22.9 kg/kmolM d = 0.838 46.07+ (1-0.838)18.02=41.52kg/kmolM W =0.0039 46.07+ (1-0.0039)18.02=18.12kg/kmol4.物料衡算已知：F= 15000 10 =74.83kmol/h7200 27.84总物料衡算F=D+W=74.83易挥发组分物料衡算0.838D+0.0039W=74.83 0.174联立以上二式得：D=15.25kg/kmolW=59.57kg

10、/kmol三塔板数的确定1. 理论塔板数Nt的求取根据乙醇水气液平衡表1-6，求最小回流比Rmin和操作回流比R。因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线，当操作线与q线的交点尚未落 到平衡线上之前，操作线已经与平衡线相切，如图g点所示此时恒浓区出现在g点附近，对应的回流比为最小的回流比最小回流比的求法是由点a(XD ,xd)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求Rmin作图可知 b=0.342 b=- =0.342 Rmin =1.45 R 1由工艺条件决定 R=1.6Rmin故取操作回流比 R=2.32求理论板数Nt塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压poi组分饱和蒸气压/kpa塔顶进

11、料塔底水44.286.1101.33乙醇101.3188.5220.0求平均相对挥发度塔顶d=Po = 101=2.29Fo44.2进料188.5 c F =2.86.1塔底220.0w =2.17101.33全塔平均相对挥发度为=2.23m= . VT= .2.189 2.29 =2.17理论板数Nt由芬斯克方程式可知l Xd 1 Xw l gg 1 Xd XwN min =lg0.8381 0.00391 0.8380.0039lg2.231=7.96RRmin2.32 1.452.32 10.262由吉利兰图查的Nt N処0.41Nt 2即 Nt 7.97Nt 20.41解得Nt=14.

12、2（不包括再沸器）进料板lgNminXd1XfXflg0.8381 0.838lg m1 0.1740.174 lg 2.2412.97前已经查出Nt Nmin 0.41Nt 2即出3 0.41Nt 2解得N=6.42 故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即Nf=7总理论板层数Nt =14.2 （不包括再沸器）进料板位置Nf =72、全塔效率Et因为 Et =0.17-0.616lg m根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘 计划经济为m=0.174 0.41+（ 1-0.174）0.3206=0.336Et =0.17-0.616lg0.336=0.4623、实际塔

13、板数N精Et13N提9.220Et6精馏段塔板数:提馏段塔板数:四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例：1、操作压力为Pm塔顶压力：Pd =1.04+103.3=104.34若取每层塔板压强P =0.7则进料板压力：Pf =104.34+13 0.7=113.4kpa113 44 104 34 精馏段平均操作压力Pm=24； 104.34 108.89kpa2、 温度tm根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得塔顶tD =78.36oC进料板tF =95.5 oCtm精=78.36 95.5286.93 oC3、平均摩尔质量M塔顶xD = y1 =0.838yD =0.825Mvd =

14、0.838 46.07+（ 1-0.838）18.02=41.52 kg/kmolM LD =0.825 46.07+（ 1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol进料板:yF = 0.445xf =0.102Mvf = 0.445 46.07+（ 1-0.445）18.02=30.50 kg/kmolMlf =0.102 46.07+（ 1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量41.5 3O.5M V，精 = 36.O1 kg/kmolkg/kmol41.15 2O.88 ,M L,精=31.OO4、平均密度液相密度 L,m塔顶:L,m1= Wa

15、L,mL ,AO.93789WbL,BO.O75972.53L,m =796.7Kg /m0.102 46.07进料板上 由进料板液相组成Xa=0.102Wa=0.2250.102 46.07(1 0.102) 18.02 = 79624286O.5LF ,m3LF,m =924.2Kg /m故精馏段平均液相密度L,m精=796 924.2 860.5 Kg / m3气相密度V ,m_PM提V,m精 =RT108.89 36.018.314 (2731.31 Kg/m386.93)5、液体表面力nm= Xi ii 1m.D =0.838m,F =0.10217.8+(1-0.838) 0.63

16、=15.0mN/m 16.0+(1-0.102) 0.62=2.20mN/mm,精=15.01 2.20 8.59 mN/m&液体粘度L,mL,m = X Ii 1LD =0.838 0.55+(1-0.838) 0.37=0.521 mR.sL F =0.102 0.34+(1-0.102) 0.29=0.295mR.s0.521 0.295“L,M 精=0.408 mFa.s2以提馏段为例1、平均摩尔质量M塔釜yw = 0.050xw =0.0039Mvw =0.050 46.07+(1-0.050) 18.02=19.42 kg/kmolM Lw =0.0039 46.07+(1-0.0

17、039) 18.02=18.12 kg/kmol提馏段的平均摩尔质量Mv,提= 30.50 19.42M L,提=20.88 18.12224.96 kg/kmol19.5 kg/kmol2、平均密度L,m1WaWbL,mL,AL,B塔釜，由塔釜液相组成xa =0.0039Wa=0.011 -538 3010.00035Lw,m3600 860.53Lw,m =961.5 Kg /m故提馏段平均液相密度L,m提-961.5 924.223942.85 Kg / m气相密度V ,mL,m提=PM提RT113.44 24.968.314 (273 98.01)0.92 Kg /m3五精馏段气液负荷

18、计算V= (R+1) D=(2.32+1)15.25=50.63 kmol/h0.375 m3/sVs = VMv精 = 50.63 36.013600 v,m精3600 1.31L=RD=2.32 15.25=35.38 kmol/h30.00035 m /sLM l精 =35.38 31.013600 L,m精 3600 860.5六提馏段气液负荷计算V =V=50.63kmol/hV M v 提3vs4 =0.382 m3/s3600 V,m提L =L+F=35.38+74.83=110.2 kmol / hLMl 提3600 L,m提=0.0006 m3/s七塔和塔板主要工艺尺寸计算1

19、塔径首先考虑精馏段：参考有关资料，初选板音距Ht =0.45m取板上液层高度hL =0.07m故 Ht -九=0.45-0.07=0.38mLs = 0.00035 860.5Vs ： Lv =0.37511.31查图可得C20 =0.校核至物系表面力为9.0mN/m时的C,即0.2C=C200.2=0.064hwfhow=0.064 860.531=1.64 m/sV 1.31可取安全系数0.70，贝Uu=0.70Umax =0.7 1.64=1.148 m/s故 D=l 4Vs =0.645 m按标准，塔径圆整为0.7m,则空塔气速为0.975 m/s2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为

20、Z精(N精 1) Ht =(13-1) 0.45=5.4m提馏段有效高度为Z提(N提 1) Ht=(20-1) 0.45=8.55m在进料孔上方在设一人孔，高为 0.6m故精馏塔有效高度为：5.4+8.55+0.6=14.55m3溢流装置采用单溢流、弓形降液管堰长lw取堰长 lw =0.75Dlw =0.75 0.7=0.525m出口堰高选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算2/3_ 2.84ow =1000E近似取E=1.03,则hw =0.07-0.017=0.053m降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由*0.750查化工设计手册D得 Wd=0.17, A- =0.08DAt故 Wd =

21、0.17D=0.12Af =0.08 2 D 2=0. m2停留时间AH =39.9s （5s 符合要求）Ls降液管底隙高度hh =hw-0.006=0.-0.006=0.047m3、塔板布置及浮阀数目击者及排列取阀孔动能因子F =9F9孑L速 u = =8.07m1.31浮阀数n= Vs =0.375=39(个)d42 2u0.0398.074取无效区宽度Wc =0.06m安定区宽度W5=0.07m开孔区面积A 2 x _R2x221 XR sin180RR=DWc=0.29mx= D (Wd Ws)2=0.16m1需=0.175m故Aa=2 0.16 .0.2920.1620.292sin

22、180浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一磺排的孔心距a=75mm=0.075m 估算排间距huAa0.175 ccch= =0.06mn a 39 0.075八塔板流体力学校核1气相通过浮塔板的压力降，由下式hp 九 hf h干板阻力5.34vu2 Lg= 5.341.31 8.0722 860.5 9.81=0.027 m液柱 液层阻力x取充气系数数 =0.5,有hf =hL =0.5 0.07=0. m液柱液体表面力所造成阻力x此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp=0.027+0.=0.062m常板压降Pp hp Lg =0.062 860.5 9.81=

23、523.4 R（0.7K Pa,符合设计要求）。2、淹塔为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合Hd Ht hw，其中Hd hp hLhd由前计算知hp=0.061m,按下式计算2 2Lsc C 0.000375 c ccccchd =0.153- =0.153=0.00002mlwh0.525 0.047板上液层高度 hL =0.07m,得：hd =0.062+0.07+0.00002=0.132m取 =0.5,板间距今为0.45m, hw=0.053m,有Ht hw =0.5 (0.45+0.)=0.252m由此可见：Hd Ht hw，符合要求。由下式可知 ev0.1kg液/k

24、g气3.210 6Ua=5.7Ht hf8591035.7 10 ev =60.375/(0.359 0.025)0.45 2.5 0.07=0.069浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册1.36LslLKCf入100%Il =D-2Wd =0.7-20.12=0.46Ab =At -2 Af =0.3875-2 0.=0.325式中Il板上液体流经长度，m;Ab 板上液流面积，m2 ；Cf 泛点负荷系数，取0.;K特性系数，取1.0.0.375泛点率=1.31860.5 1.311.36 0.00035 0.461.0 0.126 0.3225=36.2% （80%,符合要求）九塔板负荷

25、性能图1、雾沫夹带线按泛点率=80%+1.36 LsIl100%=80%1.31860.5 1.311.36 Ls 0.461.0 0.126 0.32550.80将上式整理得0.039Vs +0.626 Ls =0.0328Vs与Ls分别取值获得一条直线，数据如下表。Ls/(m3/s)0.000350.000853Vs /(m /s)0.8350.8272、泛液线通过式肌 hp h hd以及式hp入hf h得(Hp+hw)=hp hi. hd =hc hf h hi. Hd由此确定液泛线方程。2(片+人=5.34- 0.153七)2 (1 o) hw 3600LsL 2gLwholw简化上式

26、得Vs与Ls关系如下VS20.71 805.52 LS 7.08 LS3计算数据如下表。3Ls/(m /h)0.000350.000550.000650.000853Vs/(m /h)0.82150.81390.81050.80403、液相负荷上限线求出上限液体流量Ls值（常数）以降液管停留时间则Ls,max4、漏夜线对于F1型重阀，由F。比V；d0 n %4=5s0.03950.450.00356m3/s5S v5，计算得5. vd： n45 、厂253则 Vsmin 0.785 0.039400.209m /sJl?3l5、液相负荷下限线去堰上液层高度hw=0.006m根据how计算式求L

27、s的下限值2.84Ls,min10000.006取 E=1.03,min0.00028m3/s经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出Vs, m3 /s .:丿由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点P（ 0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区。 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液气比，即气相上限Vs,max =0.630 m3/s，气相下限Vs,min =0.209m3/ s，求出操作弹性K，即K=四=3.01 Vs,min.209十 精馏塔的主要附属设备1冷凝器(1) 冷凝器的选择：强制循环式冷凝器冷凝

28、器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵 之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量热流体为78.36T的93%勺乙醇蒸汽，冷流体为20C的水Q=qmiriQ=qm2r2Q单位时间的传热量，J/s或Wqmi, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s;ri ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kgri =600 kJ/ kg2=775 kJ/ kgqmi=0.153kg/sQ=qmiri=0.153X 600000=91800J/sQ=qm2r2=775000 qm2=91800qm2=0.i2 kg/s传热面积：A=QK tmtm =(78.36 40) (30 20)In(78.36 40)(30 20 )=21.2K 取 700W m2/ CA=91800700 21.26.2m22再沸器(1)再沸器的选择：釜式再沸器对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证 管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。 其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80% 以上(2) 加热蒸汽消耗量Q单位时间的传热量，J/s或Wqmi, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s;ri ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kgri =2257 kv/ kgr2=1333