乙醇水精馏剖析

1、Tianjin Vocational Institute课程设计说明书设计题目：乙醇-水精馏分离板式塔设计年 级：14级化工班院 系：生物与环境工程学院学生姓名：殷悦李金蓉王亚娥陆杨玥指导教师：冯艳文2016年12月一、设计任务书二、设计原理三、设计计算四、参考资料第一部分设计任务书设计小组成员：殷悦李金蓉王亚娥陆杨玥 组长：殷悦分工：描述每人承担的工作殷悦：纸质版计算，制作 Word。李金蓉：纸质版计算，制作 Word。陆杨玥：查阅资料，负责 Word制作工作。 王亚娥：查阅资料。第二部分设计原理乙醇-水精馏板式塔设计确定参数1. 处理量：12000t/a2. 料液组成组分（质量分数）：35

2、%3. 塔顶产品组成:93%4. 塔顶易挥发组分回收率：99%5. 每年实际生产时间：7200h一、精馏原理1、精馏是化工生产中分离互溶液体混合物的典型操作。2、精馏的实质：多级蒸馏精馏的组成精馏段精馏分两部分 （以进料板为界）提馏段1、精馏过程的主要设备：精馏塔、再沸器、冷凝器、回流罐和输送设备等。2、塔内精馏操作条件一定温度和压力的料液进入精馏塔后， 轻组分在精馏段内逐渐浓缩，离开塔顶后 全部冷凝进入回流罐，一部分被送入塔内做回流液。而中重组分在提馏段中浓缩 后，一部分作为塔釜产品（也叫残液），一部分则经再沸器加热后送回塔中，为 精馏操作提供一定量连续上升的蒸汽气流。回流液的目的：补充塔板

3、上的轻组分，使塔板上的液体组成保持稳定，保证精馏 操作连续稳定进行。3、由塔内精馏操作分析可知，为实现精馏分离操作，除了具有足够的层数塔板的精馏塔以外，还必须从塔顶引入下降的液流（即回收流）和从塔底产生上升蒸 汽流，以建立气液两相体系。因此，塔底上升蒸汽流与塔顶液体回流是精馏过程连续进行的必要条件第二部分设计计算处理量12000吨/年塔顶易挥发组分回收率 n D= 99%进料质量分数wf = 35%塔顶馏出液质量分数wD = 93%进料组成(转化为摩尔分数) Xf=(0.35/46.07)/(0.35/46.07+0.65/18.02)=0.174塔顶馏出液组成(转化为摩尔分数)XD=0.83

4、86进料平均摩尔质量(即平均分子量)Mf= xfM乙+(1-Xf用水=22.9007塔顶馏出液平均摩尔质量 MD=XD M乙+(1-XD)M水=41.54进料量流量F=72.78Kg/h馏出液流量D=一 =14.95Kmol/h釜残液流量W=F-D=72.78-14.95=57.83Kmol/h釜残液组成Xw=0.0022釜残液平均摩尔质量M w=X wX M 乙+(1-x w)X M 水=0.0022X46.07+(1-0.0022)X18.02=18.26Kmol/h一、采用作图法求最小回流比由下图可知XF=Xq=0.174 yq=0.498Rmin=2.05水的沸点:373.2K乙醇的沸

5、点:351.5K,该物系属易分离物系,最小回留比不大，故操作回流比取最小回流比的2倍.(可以取不同的倍数)R=2Rmi n=4.1二、求精馏塔的气液相负荷L=R D=4.1X14.95=61.295Kmol/h V=(R+1)X D=(4.1+1)x14.95=76.245Kmol/h L =L+F=61.295+72.78=134.075Kmol/h V =V=76.245Kmol/h三、求操作线方程精馏段的操作线方程为1495X0 2 S36=0.8X+0.16_d245提馏段的操作线方程为71215 A 76.2A5四、图解法求理论塔板数图片总理论塔板数(包括再沸器)Nt=13进料板位置

6、从塔顶数起 Nf=11实际板层数的求取N 精馏=8/0.55=15 N 提馏=3/0.55=6全塔所需板数：15+6=21At-l1M全塔效率：Et=x100% =x100% =57%即21五、操作压力的计算塔顶操作压力PD=101.325Kpa设每层塔板压降(板式塔的每个理论级压降约在 0.41.1kPa)P=0.9kpa进料板压力 pf=101.325+0.9x15=114.825Kpa塔釜操作压力 pw=101.325+21x0.9=120.225Kpa精馏段的平均压力pm1=(pd+pw)/2=(101.325+114.825)/2=108.075kpa提馏段的平均压力 pm2=(pd

7、+pw)/2=(101.325+120.225)/2=221.55kpa六、操作温度计算曲戊1液+Hr和rm100OB2723.3754.4579.357.32&8.4195.51,9017rOO82.3se.os込配7B.7473.BSaa.o7.232.737B.4174.7278. ISBS.79.6643.75BO.739.6561.2Z78.15E9.4339.43AS.3L12.3S47.0473.B5O.7B65-64P441&匚160牛79,7EE-孕仝根据乙醇-水气液气液平衡组成(摩尔与温度关系)利用表中数据由拉格朗日插值可求得 tf、td、tw 进料口温度tf=tL =82

8、.05社2L09-3173 3L13-26.0S 耳塔顶温度x 7G,15-7841 td=S94S-71,?：9192-Q94；td=78.28精馏段平均温度Ti=-2 2提馏段平均温度T2=d亠=90.94 .全塔平均温度= 8672 吒七、平均摩尔质量的计算1. 塔顶平均摩尔质量由Xd=y1=0.8386查衡曲线图得xi=0.836M vdm =yi*46.07+(1-y 1)*18.02=0.8386*46.07+(1-0.8386)*18.02=41.5535Mldm=xi*46.07+(1-xi)*18.02=0.8386*46.07+(1-0.836)*18.02=38.6822

9、. 进料板平均摩尔质量由图解理论版得yF=0.258,查平衡曲线得:xf=0.174M vfm =y F*46.07+(1-y f)*18.02=25.2569M lfm =xf*46.07+(1-x f)*18.02=0.174*46.07+(1-0.174)*18.02=22.90073. 精馏段的平均摩尔质量M vm =(M vdm +M vfm )/2=33.4052 M lm =(M ldm +M lfm )/2=30.79144. 塔釜平均摩尔质量由 Xw=y1=0.0022，查平衡曲线得:x1=0.000156Mvwm = y1*46.07+(1-y1)*18.02=0.0022

10、*46.07+(1-0.0022)*18.02=18.08M lwm = X1*46.07+(1-X1)*18.02=18.0245. 提馏段平均摩尔质量Mm =(M vfm +Mvwm )/2=21.67M lm=(M lfm+M lwm)/2=20.46平尔.gffl 塔均ft!扳*呈 料均W1 进平尔ft迪舫 惆.T-尔1憐平摩质 提段均尔S4 5%2 93 446204帆亦 38.&S222.900g 肿 18.0274八、平均密度的计算1精馏段气相平均密度计算由理想气体状态方程计算即VM _.mMvM/Rtm=1.229Tm=(273.15+80.17)=353.322. 提馏段气相

11、平均密度计算由理想气体状态方程计算即 VMRtfnTm=(273.15+90.94)=364.09液相平均密度液相平均密度依下式计算即二访附j年3. 塔顶液相平均密度的计算由tD=78.28 _,查手册得a冷I當m2 B-订二gm20ldm一 一 =767.0724. 进料板平均密度的计算由tF=82.05 查手册得a-匚m2 bJOH籾m2进料板液相的质量分率a=X f*M a/ Xf*M a+(1-Xf)*M b=0.350LFM =1/ Da/Pa+(1- Ua)/ P b=872.106. 塔釜液相平均密度计算由tW=99.83 _查手册得a-卍也即m3 b ；二二m3就曲a=3.98

12、7*13.027. 精馏段液相平均密度为：.lm=( ldm+ lfQ/2=819.56358. 提馏段液相平均密度为-lm=( lwm+ lfM)/2=915.516用倚段气相平均密提谓段吒 相平均密 度塔顶酒相 平均密度进料板液 昭平均密塔釜灌相帝儒段液相 平均密度1 1提谓段液 相平均密 :度pvm =1.229p-vnn=1.497pa=737 0=973.0aA = 0350Plwm=958.932= 819.5635p】tTL=915.516Tm=a53.3pldm=767 plfm=872.29.02710九、液体平均表面张力的计算计算公式二lm =7 Xi；i1塔顶液相平均表面

13、张力的计算二 A =18.28mN/m匚 b =62.4mN/m二ldM =Xd 18.281-XD 62.40 = 25.4mN / m2. 进料板液相平均表面张力的计算由 tF = 82.05查手册得匚 A=16.9mN/m ；B=62.1mN/m-lfM =Xf 16.9：1-Xf 62.1 =54.2352mN/m3. 塔釜液相平均表面张力的计算由tW =99.83 C 查手册得二A = 15.3mN /m6 = 58.9mN /m-lwm = Xw 15.3：1-Xw58.9 = 58.805mN/m4. 精馏段液相平均表面张力LM = LDM LFM /2 =39.81765. 提

14、馏段液相平均表面张力；lm =：二 lfm 二 lwm /2 =56.5 20 1塔顶O-T均|表面张力进料板液榊平 均表血张力塔釜我柑亦面 张力精傭段液梢表 面张力丽张力Gldnn=25.4Glfm=542352Glwm-5S.S05Glm=39.8176G1in=56.5201十、液体平均粘度的计算计算公式 tg%M八Xi lg Ji1. 塔顶液相平均粘度计算由 tD 二 78.28 C 查手册得 a 二 0.471% = 0.3 6 5 5lg “LDM = XoigA十1Xd 江igB =0.345LDM - O.4522. 进料板液相平均粘度计算由 tF =82.05 C查手册得J

15、430.3 4 7 8Lg fm 二XFlgS ：1-Xf IgB =-0.443%fm = 0.36 13. 塔釜液相平均粘度的计算由 tF=99.83_ 查手册得J.a=0.361 Jb=0.2838Lg LWM=Xwlg A+(1-XW)lg b=-0.547J：lwm=0.2844. 精馏段液相平均粘度为 LM=( LDM+ lfm)/2=0.40565.提馏段液相平均粘度为 寸LM=( LDM+ lwm)/2=0.3225曙顶液相平均 粘度进料板液相平 均粘度塔釜液相平均 粘度精傭段液梢玄均粘度提诩段液相平 均牯度Uldm=0.452Ulfm=(.361Ulnm=D284MlmF0.

16、4065MJlm=0.3225卜一、板式塔主要工艺尺寸的确定精馏段气液相体积流率Vs二二=0.7163600X5(6LSSK3%6ffi8x10A-4StiOOXB19.56S5由咕Vh隔心查c为气体负荷参数g w.64取板间距-=0.40，板上液层高度_=0.06m更捫观=0.34m通过公式查设计书得C2o=O.O826max=0.0826孑:他 一; 门躺 =2.13m/s取安全系数为0.7，贝U空塔气速U=锻浜陽何1.491 则标准塔径D= 1.101按标准塔径约等于D=1十二、精馏塔有效高度 精馏段有效高度r =：忙厂.：豐二（15-1x0.4=5.6fl 3I提馏段有效高度=:（6-

17、1）x0.4=2S 2在进料板上方开3个人孔，其高度为0.8m每个 故精馏塔的有效高度为Z=十三、塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置计算因为塔径D=1m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘，计算如下堰长 Lw=0.7D=0.7m溢流堰高度比=如血眉0.06-0.0063=0.0537近似取 E=1，则 how=0.0063由设计书得 how= J - 一 ? =0.00631000即取板上清液层高度 =60mm，所以.讣：.=0.05372. 提馏段溢流装置计算h ow= * _ - - 0.0143，取板上清液层 高度监=60mm所 以10CDLwh W=.06-0.0143=0.04

18、573. 精馏段弓形降液管宽度一和截面积Af=0.0955故 一*:嘔兀 口 ：=0.0955述 _.- 二即-一-=46.9 5s提馏段弓形降液管宽度 W d截面积A由一查设计书得一=0.09557=0155 = 01555=0155x1 = 0.155其中=0.15m/s故銅血边禹=0.0955I二二验算液体在降液管中停留时间，即E _ 抽叽也/烟丁 26MXC叶5XEU -北 64h 0.0022 ：00故降液管设计合理5. 精馏段降液管底隙高度hoLj,360DX0.0009ho=二-0.0114m300X0r7X0.aoHw-ho=0.0537-0.0114=0.04230.006i

19、MD：D.D0226. 提馏段降液管底隙高度ho =0.0393mlQ0XIL7X0.QH汕o=0.0450.0393=0.00640.006m故降液底隙高度设计合理选用凹型受液盘深度hw=50mm十四.塔板布置1、塔板的分块因D=1000mm,故塔板采用分块式，查设计表 5-3塔块分为3块2边缘区宽度确定ws=0.064mwc=0.034m开孔面积的计算Ao=2x( . ._ ._-) 其中 X=D/2-(Wd+Ws)=-(0.155+0.064)=0.281, r= D/2-W =-0.034=0.466故 Ao=2*(0.281* 厠腮斜-：巾認華+*叮丄=0.488m3 ,isom 詔

20、同理可得：A o=0.48m33. 筛孔计算及其排序因为处理的物系无腐蚀性，可选用j：:：；.：.二二丐排列取孑L中心距 t=3do=15mm 筛孔数目 n= 2500t3 DJ152血 2-询52开孔率 =0.907*()2=0.907*()2=0.101t0.D15142精馏段气体通过阀孔的气速为 uo=二28.81m/sMb 010140499提馏段气体通过阀孔的气速为 u k=19.76m/sB 0.1HhD4SS十五、筛板的流体力学的计算1. 塔板降压平板阻力 hc=0.051 -：.n-.二:千 二.：；X0 /E a2 站花；精馏段平板阻力hc=0.051* 2=0.107m液柱

21、xo.77r S19.5625S2加匸=0.107m 液柱彌超 519.5635n住 0.7162. 气体通过液层的阻力，计算hi= hL U0=22.05m/sO.；fl5-OJ)75F0=2M7T!=2.32查图得.二二:故 hi=L=0.56x(0.0537+0.0063) =0.0336m 液柱7ft提馏段气体通过液层的阻力hi，计算=1.372m/sH* 0J83-QJ；5F0=1.372*- =1.365 查图得 曲故 h= hL = (hw+how)=0.62*(0.0457+0.0143)=0.0372m 液柱3. 液体表面张力的阻力，计算液体表面张力的阻力精馏段叱=0.003

22、96m液柱册期6斷讥DD5气体通过每层塔板的 hp=hc+hi+鴻=0.107+0.0336+0.0039=0.1445m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 罷二 二一 一：二；一二二二一二：1 0.9kpa.;4Jr站話測侃J01提馏段液体表面张力所产生的阻力可计算=0.0056m液PL?小 B阿向5胡城皿$气体通过每层塔板的液相高度h=hc+hi+；二0 1门+0.0372+0.0056=0.1438 m液柱气体通过每层塔板的压降广一二：二；亠二二：.：_=： .0.9kpa十六、液面落差对于筛板塔液面落差很小且本例的塔径和液流量均，故可忽略液面落差的影响。 十七、液沫夹带液沫夹带量ev=5

23、_1D6 汕A3.2hf=2.5hL=2.5*0.06=0.15m精馏段液沫夹带量ev=： 3.2=0.0876kg液/kg气0.1kg液kg气提馏段液沫夹带量e=3.2=0.0207kg液/kg气uomin稳定系数为 K=U0/U0,min=2.51.5提馏段对筛板塔，漏液点气速U0min=4.4C0*血0056+M3他-祐)*理Pv=4.4*吩72 血叽56 + 0.13 皿06 - 0肌56) * 竺=7.42m/sL497实际气速 u= 13.72m/sumin稳定系数 k= u0/u0,min=13.72/7.42=2.6m/s1.5m/s故在本设计中无明显漏液十九、液泛为防止塔内发

24、生液泛，降液管内层液层高Hd的公式：Hd .*（-+）精馏段乙醇-水物系属一般物系，取-:*(+)=0.5*(0.4+0.0537)=0.227m 液柱而Hd=hp+h 1+hd板上不设进口堰，有公式得2 2hd=0.153* u =0.153*1.5 =0.0034 m 液柱Hd=0.1445+0.06+0.0034=0.2079 m液柱 0.227 m 液柱同理可得：提馏段乙醇-水物系属一般物系则一 *(二 +)=0.5*(0.40+0.0457)=0.223 m 液柱2 2hd=0.153* u=0.153*1.5 =0.00344m 液柱Hd= h P+h+h=0.100+0.06+0

25、.0344=0.194m液柱Hd : l if + E故在本设计中不会发生液泛现象。二十、全凝气冷凝热 r=38.53kj/molQc=(R+1)D*r=(4.1+1)*14.95*=816.03kwS600拟定乙醇81 ，蒸汽:灯讥宪弟门匚冷却水45酉寫门至冷却水用量 wc=9.76kg/s=3.519x1(fkg/htm,逆 =45.01铀：45创出荒3选 k=1000w/m.k , A=18.13 m选择固定管板式换热器系列G-400-11-16-25规格为采用加热管的直径为25x2.5mm名称1公称直径公称压力|管程数管子根数规格4001.6286名称中心排管管程流通计算换热换热管长数

26、面积面积度规格200.02203000二十一、塔釜再沸器塔釜液体基本是水，则谁的汽化热r=2240.7kj/kg塔釜残液的摩尔质量为18kg/molIIQB=W*r=57.8* 一*2240.7=647.9kw：3G00拟定水蒸气120驚,辽评走壳程走管程Cno-ioo)-i-(i2a-iio二.；=-=14.4、牛 IX CCCC / 2c Q4710 . _ _ 2选 K=3000w/m k S=15.00mR% SOOOIU规格为采用加热管的直径为25x2.5mm名称公称直径公称压力管冠数骨子报数规格6002,52254名称屮心排管数管程流通面 积计算换热面 积换热管长度规格200.02

27、2065356000二十二、原料预热器原料加热用p=270.25kpa的水蒸气加热，温度为130，冷凝器温度至130 .一走管内，原料从15耶加热到96 %走管间一44000 4000流体形式采用逆流加热 Qm,h=611.11kg/h1CO24又有 Cp.h 乙醇=2.39kj/kgk Cp.h 水=4.183 kj/kgk xf =0.174Cphi=2.39*46.07*0.174+4.183*18.02*(1-.0174)=81.42kj/kmol*k6则有一 =Qm,h* -=6111.11*85=2.0*10 kl/h:022G选择k=800 w/mk传热面积A其中.=一广 .=6

28、6.47 k2传热面积A=10.45m以下规格为采用加热管的直径为 25x2.5mm名称公称直径公称压力管程数管子根数规格4001.62102名称中心排管式管程流通面计算换热面积换热管长度规格160.017011.431500二十三：产品冷却器拟定乙醇：81 _. _ / -；冷却水40 .-匚匸二養Qd=D.R=14.95* :=160.0kw 又有 Cph 乙醇=2.39kj/kg.kCph 水S6D0 4LD?=4.183kj/kg.kXd=0.8386Cphi=2.39*0.8386+4.183* ( 1-0.8386 )=2.68kj/kg.k=2.7kj/kg.k一 =Qmh*Cph* _ tm=611.11*2.7*4 仁676499.9kj/htm=29.2kk=800w/m2kA=29.0m2规格为：采用加热管的直径为25*2.5mm名称公称直径|公称压力|管程数管子根数规格1S925113名称中心排管 数管程流通面积计算换热 面积换热管长 度规格160.01602.663000二十四塔体结构1. 塔顶空间：塔内最上层塔板与塔顶的间距为利于出塔气体夹带的液体沉降，其高度应大于板间距，所以塔顶间距为(1.5-2.0)HT=1.8*0.4=0.72m2. 塔底高度：塔底高