乙醇水精馏塔设计

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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）3000 kg/h操作周期 300 天年进料组成 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 4kPa（塔顶表压）进料热状况 泡点单板压降： 0.7 kPa设备型式 筛板三、设计内容：(1)

2、精馏塔的物料衡算；(2) 塔板数的确定：(3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；(4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(5) 塔板主要工艺尺寸的计算；(6) 塔板的流体力学验算：(7) 塔板负荷性能图；(8) 精馏塔接管尺寸计算；(9) 绘制生产工艺流程图；(10) 绘制精馏塔设计条件图；(11) 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25后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再

3、沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。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。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30度原料

4、冷液进料。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；M乙醇=46 kg/kmol。1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料摩尔

5、分数：xF=（0.25/46）/(0.25/46+0.75/78)=0.1154塔顶摩尔分数 ： xD=（0.94/46）/（0.94/46+0.06/18）=0.860塔釜残液的摩尔分数： xW=(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MF=0.1154*46+(1-0.1154)*18=21.2312kg/kmolMD=0.860*46+(1-0.86)*18=42.08kg/kmolMW=0.0004*46+(1-0.0004)*18=18.0112kg/kmol3 物料衡算 原料的处理量 F=3000/（300*2

6、4）/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NT 的求取 确定回流比R乙醇水属于理想物系，可采用图解法求回流比R和理论塔板数。 由手册查得乙醇水物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见下图。常压下乙醇水溶液的t-x-y图常压下乙醇水溶液的t-x-y图 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

7、为 y=0.45 x=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=2Rmin=2*1.22=2.44 取整 R=2.5 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 求操作线方程精馏段操作线方程为: Y=L*X/V + D*XD/ V =0.714+0.246提馏段操作线方程为: Y= L*X/V - W*XW/ V =2.85-0.0007 确定理论塔板数。结果见上图，得理论塔板数NT =15块（不包

8、括再沸器），精馏段12块，提馏段3块（不包括再沸器） 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ETNTRRmin292360.52152.51.224精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算41 操作压力计算 4.1.1 塔顶操作压力 PD =101.34105.3 kPa 4.1.2 每层塔板压降 P = 0.7kPa 4.1.3 进料板压力P= 105.3 + 0.7 * 23 = 121.4kPa 4.1.4 精馏段平均压力 PM = ( 105.3+121.4)/

9、2= 113.35kPa 42 操作温度计算 依据据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中乙醇与水的饱和蒸气压由安托因方程P*=A - B /(T +C) 计算,计算过程略.计算结果如下: 塔顶温度 tD = 78.0 进料板温度 tF = 84 .0 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：X1= 0.825 塔顶液相的平均摩尔质量： MVDm=0.8646 +(1-0.86)18 = 42.08kg/kmol MLDm= 0.825 46 +(1- 0.825 ) 18 = 41

10、.1 kg/kmol 进料板的摩尔质量，由图解理论板得 yF =0.415 由平衡曲线得：XF =0.25 MVFm=0.41546+（1-0.415）18 = 29.62kg/kmol MLFm=0.2546 +(1-0.25) 18 = 25kg/kmol 平均摩尔质量： MVm=(42.08 + 29.62)/2=35.85 kg/kmol MLm=(41.1 + 25)/2=33.05kg/kmol 4.4 平均密度计算气相平均密度计算vm = Pm * MVm / R * Tm =113.35 * 35.85/8.314 * (81.0 + 273.15)=1.337 kg/m3液相

11、平均密度计算塔顶TD=78查手册水= 973 kg/ m3, 乙醇 = 744.4 kg/m3进料TF=82查手册水= 969 kg/ m3, 乙醇 = 737.3 kg/m3塔顶密度 LDH= 1/XD/A + (1-XD)/ B = 735.3 kg/ m3进料板的液相质量分数： A= XF*MA/XF*MA+(1-XF)MB = 0.46进料板的液相密度:LDM= 1/A /A + (1-A)/ B= 833.3 kg/ m3精馏段的平均密度LDM=(735.3+833.3)/2 = 784.3kg/ m34.5 液体平均表面张力的计算塔顶表面平均张力由T=78查手册得：水=62.9mN

12、/m, 乙醇=18.46mN/mlDm=180.86+62.9(1-0.86)=24.68mN/m进料板的表面张力由T=84查手册得：水=61.8103N/m,乙醇=17.88 103N/mlFm=17.880.2561.8 (1-0.25)50.82mN/m精馏段的液相平均表面张力LM =（24.68+50.823）/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 m3/sLs= 0.0001 m3/s由umax=查图表 =0.027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 =

13、0.074C = C20 * =0.074 * = 0.084Umax = C = 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塔截面积为：=*=0.071实际空塔气速为：5.2 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)0.4 = 8.8 m提馏段的有效高度Z提=（N提-1）HT=（6-1）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=10.611m6. 塔板主要工艺尺寸的计算 6.1 溢流装置的计算：因

14、塔径和流体量适中，选取单溢流弓形降管。堰长取溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度=0.0002m取板上清液层高度=0.6m故m 弓形降液管宽度和截面积由 查化工原理课程设计P112图5-7得 故液体在降液管停留的时间，即故降液管设计合理。降液管底隙高度 取 m/s，则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 ，所以开孔的面积代入式中解得：=0.084 筛孔的计算筛孔的孔径，孔中心距 t为 筛孔的数目为 开孔率为 =10.1气体通过阀孔的气速为： m/s 7. 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 代入得：故设计中液沫夹带量e

15、v在允许范围内。 7.2 塔板压降干板阻力h0可计算如下：查化工原理课程设计图5-10，得代入故 m液柱气体通过液层阻力由 查化工原理课程设计图5-11，得代入得： m液柱液体表面张力的阻力气体通过每层板的液柱高度p= 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 因为乙醇-水为不易起泡物系，取故 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=1.52时相应的值，则 m/s稳定系数k= ,故不会产生严重漏液。8. 塔板负荷性能图 在 m/s 式中， 并将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入，整理之可得=0.029*（1）在操作范围内，取几个值，列与下表 0.00

16、010.00050.0010.0015 0.070.1300.240.15作漏液线18.2 过量液沫夹带线关系式 由ev = =2.5=2.5(hw + how) 得 =0.11-2.1 （2）在操作范围内，取几个值，列与下表 0.00010.00050.0010.0015 0.1050.0970.0130.082作液沫夹带线28.3 液相下限关系式由令E=1，取=0.006m代入，可解得=0.0002 （3） 可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 8.4 液相上限关系式以降液管中停留时间的下限，故=0.000513 （4）可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线4 8.5 液泛线由降液

17、管液泛校核条件式 或 ，将 ，hf和hd计算式代入，即：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 可得将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入并整理之，可得：在操作范围内，取几个值，列与下表 0.00010.00050.0010.0015 0.0530.0490.04580.043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。 以为横坐标，为纵坐标，作本塔板的负荷性能图（附图）。图中，作出操作点A，连接OA，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Vs,max= Vs,min= 故其操作弹性为设计计算的主要结

18、果序 号 项 目 数值 1 平均温度tm，oC 812 平均压力Pm，kPa 113.353 气相流量Vs，（m3/s） 0.07 4 液相流量Ls，（m3/s） 0.00015 实际塔板数 296 有效段高度Z，m 117 塔径，m 0.38 板间距，m 0.49 溢流形式 单溢流10 降液管形式 弓形11 堰长，m 0.212 堰高，m 0.059813 板上液层高度，m 0.614 堰上液层高度，m 0.000215 降液管底隙高度，m 0.00625 16 安定区宽度，m 0.07 17 边缘区宽度，m 0.0518 开孔区面积，m2 0.08419 筛孔直径，m 0.00520 筛孔

19、数目 43121 孔中心距，m 0.01522 开孔率，% 10.123 空塔气速，m/s 124 筛孔气速，m/s 8.2525 稳定系数 1.2226 每层塔板压降，Pa 411.627 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，m3/s 31 气相负荷下限，m3/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=0.5m/s,则进料管的直径取进料管尺寸为63.53.09.2 回流管 由已知回流液流率为12298.6kg/

20、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1404.59.3 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573.09.4 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1805.09.5 加热蒸气管 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2456。10. 辅助设备的选取10.1 冷凝器

21、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,出口温度为t2=40,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=256.62916399=4.3106J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Ap塔板鼓泡区面积，m2；Af降液管截面积，m2；A0筛孔面积，m2；AT塔截面积，m2；C负荷系数，无因次；C2020dyn/cm时的负荷系

22、数，无因次Cf泛点负荷系数，无因次；Cp比热，kJ/kg&S226;K；d0筛孔直径，m；D塔径，m；D塔顶产品流量，kmol/h或kg/h；eV雾沫夹带量，kg(液)/kg(气) ；E液流收缩系数，无因次；ET总板效率或全塔效率，无因次；F原料流量，kmol/h或kg/h；g重力加速度，m/s2；hd干板压降，m；hd液体通过降液管的压降，m；ht气相通过塔板的压降，m；hf板上鼓泡层高度，m；hl板上液层的有效阻力，m；hL板上液层高度，m；h0降液管底隙高度，m；h0w堰上液层高度，m；hp与单板压降相当的液柱高度，m；hW溢流堰高度，m；h与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m；Hd

23、降液管内清液层高度，m；HT塔板间距，m；I物质的焓，kJ/kg；K稳定系数，无因次；lW堰长，m；LS塔内液体流量，m3/s；M分子量；n筛孔总数；NT理论板数；N实际板数；P操作压强，Pa；P单板压强，Pa；Pp通过一层塔板的压强降，Pa/层；q进料热状况参数，无因次；Q热负荷，kJ/h；QB再沸器热负荷，kJ/h；QC全凝器热负荷，kJ/h；QL热负荷损失，kJ/h；r汽化潜热，kJ/kg；R气体常数，8314J/kmol&S226;K；R回流比，无因次；t温度，或K；t孔心距，m；T温度，或K；TS塔顶温度，或K；TS回流液温度，或K；u空塔气速，m/s；Ua按板上层液上方有效流通面积

24、计的气速，m/s；Umax极限空塔气速，m/s；u0筛孔气速，m/s；u0M漏液点气速，m/s；uo降液管底隙处液体流速，m/s；V精馏段上升蒸气量，kmol/h；Vh塔内气相流量，m3/h；Vs塔内气相流量，m3/s；V提馏段上升蒸气量，kmol/h；W釜残液流量，kmol/h或kg/h；冷却水量，kg/hWh加热蒸气量，kg/h；Wc边缘区宽度，m；Wd弓形降液管的宽度，m；WS破沫区宽度，m；x液相组成，摩尔分率；y气相组成，摩尔分率；Z塔的有效高度，m。希腊字母相对挥发度，无因次；o板上液层充气系数，无因次；液体在降液管内停留时间，无因次；粘度，mPa&S226;s；密度，kg/m3；

25、液体的表面张力，N/m；校正系数，无因次。参考文献1化工过程及设备设计，华南化工学院化工原理教研组，华南化工学院出版社，19862化工原理，上册。陈敏恒，从德兹，方图南，齐鸣斋 编，化学工业出版社，北京20003化工原理，下册。陈敏恒，从德兹，方图南，齐鸣斋 编，化学工业出版社，北京20004华工原理实验，尤小祥，于奕峰，袁中凯 编，天津科学技术出版社，2002结束语本设计采用制造价格较低的筛板塔，尽量减少设备成本和操作成本，但仍不免许多不合理支出，设计方在此建议生产部门采用多塔形式，以求资源的良好整合与利用。通过此次设计，目的是使设备达到最佳的工艺要求，以节省费用，提高经济效益，那么就必须要熟练的掌握分离的作用和设计中注意的变数，另一方面也要考虑数据的特性，合不合符设计的要求，也存在一个合理性的问题，所以计算的范围也必须要从操作中来一个综合的评价。这次的设计使我明白了一般的精馏塔的设备和工作原理，还有在生产中要注意的问题，由于在设计过程中难免会有很多人为的因素，所以也存在不少的问题，希望在以后的学习和生产中，要更加认真和细心去领悟问题的所在，好加以改进，做到最好。