分离乙醇水精馏塔设计(含经典工艺流程图和塔设备图)

1、分离乙醇水精馏塔设计(含经典工艺流程图和塔设备图)分离乙醇-水的精馏塔设计设计人员：所在班级：化学工程与工艺成绩：指导老师：日期：23化工原理课程设计任务书一、设计题目：乙醇-水连续精馏塔的设计二、设计任务及操作条件（1）进精馏塔的料液含乙醇35（质量分数，下同），其余为水；（2）产品的乙醇含量不得低于90；（3）塔顶易挥发组分回收率为99；（4）生产能力为50000吨/年90的乙醇产品；（5）每年按330天计，每天24小时连续运行。（6）操作条件a）塔顶压强4kpa（表压）b）进料热状态自选c）回流比自选d）加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选）e）单板压降kpa。三、设备形式：筛板塔或浮阀塔四、设

2、计内容：1、设计说明书的内容41）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性数据的计算；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）对设计过程的评述和有关问题的讨论；2、设计图纸要求；1）绘制生产工艺流程图（a2号图纸）；2）绘制精馏塔设计条件图（a2号图纸）；五、设计基础数据：1.常压下乙醇-水体系的t-x-y数据；2.乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。一、设计题目：乙醇-水连续精馏塔的设计二、设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇35（质量分数，5下同），其余为水；产品的乙醇

3、含量不得低于90；塔顶易挥发组分回收率为99，生产能力为50000吨/年90的乙醇产品；每年按330天计，每天24小时连续运行。塔顶压强4kpa（表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选）单板压降0.7kpa。三、设备形式：筛板塔四、设计内容：1）精馏塔的物料衡算：原料乙醇的组成xf0.1740原料乙醇组成xd0.7788塔顶易挥发组分回收率90平均摩尔质量mf=由于生产能力50000吨年，.则qn，f所以，qn，d2）塔板数的确定：甲醇水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数,本设计中理论塔板数的计算采用图解法。由乙醇和水有关物性的6数据，求的求得乙醇水体系的相对挥发度=

4、5.1016，最小回流比的计算：采用泡点进料，所以q1，xf，由气液平衡方程y，所以yq，即，把xf=xq=.作y轴平行线交操作线与f.如下图即.求得yq=0.5130.所以，根据最小回流比计算公式rmin即，rmin=,根据回流比r是最小回流比的合适倍数，所以选择选择2倍。即r=2rmin=0.879.进料热状况选择为泡点进料，所以q=1精馏段，根基操作线方程：y=所以，y=0.468x+0.415联立y=x所以x=xd=0.78017提馏段，y=联立y=x求得y=2.872x-0.078所以提馏段x=xw=0.04根据xd，xw，及xq以及操作线方程，利用图解法在x-y坐标上做出平衡线与对

5、角线并且画梯级作图如下：进料口tf：16.61-23.3740-16.61,t=79.26塔顶td：89.43-74.7295-89.43，td=78.05由图可知，精馏段塔板为10.提馏段为5.一个再沸器.所以提馏段为4个板.所需总塔板数为提馏段和精馏段之和，故，所需总塔板数为14.查手册得水和乙醇气液平衡数据，t数据利用表2中数据由拉格朗日插值可求得tf、td、tw。84.1-82.7t-84.1=ff78.15-78.41t-78.15=d8塔釜tw：0-1.901.0-0，tw=97.63100-95.5t-100=wtf+td精馏段平均温度t1=78.652提馏段平均温度t2=tf+

6、twtd+tw78.05+97.63=88.4452由塔顶和塔底平均温度得=87.84t=22查手册得，由内插法可得在87.84下，乙醇的粘度为ma=0.3790mpas，水的粘度为mb=0.3245mpas可以有下式求得平均粘度m=ximi其中xi-进料中某组分的摩尔分数mi-该组分的粘度，按照塔的平均温度下的液体计则mav=0.4*0.3790+0.6*0.3245=0.3463mpas带入回归方程e1=0.563-0.276lglgamav+0.0815(lgamav)2=0.594该算法为泡罩塔蒸馏塔总板效率，则筛板塔为e=1.1e=0.6531精馏段实际板层数n精=10/0.653=

7、16提馏段实际板层数n提=4/0.653=7进料板位置nr=169总的塔板数nc=16+7=233）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算：一、乙醇气液平衡数据（101.3kpa）表1如下t/液相气相t/液相气相液相气相xa/%ya/%xa/%ya/%t/xa/%ya/%10099.398.888.00387.0.22.5987.0.44.276.938.182.42555.57.439.281.630.657.77.940.281.235.159.697.796.87.0.88.848.441.380.84061.4795.81.212.88786.1.616.3786.8.942.180.4

8、45.463.49.442.98050.265.49594.22.418.7421.486.9.910.543.879.844.679.65459.666.969.610293.492.2.92428685.1145.479.364.171.9691.991.33.33.74.226.2785.28.1485.29.9211.546.178.870.675.812.146.978.67679.312.647.578.479.881.890.890.4.631.68584.13.248.178.278.18686.4589.789.5.15.533.1884.34.5784.13.848.758

9、9.489.414.449.39594.22635.851549.810010083.896.53732053.1查阅文献，整理有关物性数据表2如下（1）水和乙醇的物理性质11相对分水和乙醇的物理性质表面密度沸点比热容黏度导热系张力名分子子质量20101.33k(20)(20数s103称式kg/m3pakg/(kg.)(20)(20)mpa.w/(m.n/ms)1.00水ho218.029981004.18350.59972.8乙醇46.07choh78978.32.391.150.17222.825乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18由常压下乙醇-水溶液的温度组成t-x-y图可查得塔

10、顶温度t=78.3d泡点进料温度t=84.0f塔釜温度t=99.9w全塔平均温度t=td+tf+tw=87.40c3由液体的黏度共线图可查得t=87.4下，乙醇的黏度=0.38mpas，水的黏度ll=0.3269mpas12m=xm=0.17400.38+(1-0.1740)0.3269lili=0.336mpas根据物性参数数据求的求得乙醇水体系的相对挥发度=5.1016，根据最小回流比计算公式rmin=(xd-yq)/(yq-xq)即，rmin=(0.7788-0.5179)/(0.5179-0.1740)=0.7586，由于根据选择适宜的回流比，选择r=1.7rmin=1.2896，4）

11、精馏塔的塔体工艺尺寸计算：塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为3600rv=vmvm1s1vm1150.7839.39=1.127m3/s36001.464l=s1lmlm13600rlm1100.0536.41=1.293m3/s3600782.73600r36001.0063600r3600887.98提馏段的气、液相体积流率为vm150.7826.68vm2v=1.111m3/ss2vm2lm327.628.46lm2l=2.9210-3m3/ss2lm2=cr-rr由umaxlv由下式计算cv由史密斯关联图查取：2013s1r精馏段：图的横坐标为：lrvs1(0.00270236007

12、82.7l1)1/2=()1/2=0.03102.01536001.464v1取板间距h=0.40m板上液层高度h=0.05m，则tlh-h=0.40-0.05=0.35mtl查图得c20=0.07520)20120c=c(sl10.2=0.075(32.06)0.2=0.0824ru1,max=crl1-rv1v1=0.0824782.7-1.4641.464=1.903m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7u11,max=0.71.903=1.332m/spud=4vs1=1142.0153.141.334=1.3871m按标准塔径圆整后为d=1.4m1144d2=塔截面积为a

13、=pt113.1441.42=1.5386m2a精馏段实际空塔气速为u=vs1=1提馏段：图的横坐标为：t12.0151.5386=1.310m/ss2rlrvs2(l2)1/2=v20.0030813600887.98()1/2=0.0461.98136001.006取板间距h=0.40m板上液层高度h=0.05m，则tlh-h=0.40-0.05=0.35mtl查图得c20=0.07620)0.2=0.076(c=c(sl222051.6720)0.2=0.0919ru2,max=c2rl2-rv2v2=0.0919887.98-1.0061.006=1.026m/s取安全系数为0.7，则

14、空塔气速为：u=0.7u22,max=0.72.729=1.91m/s15pud=4vs2=2241.9813.141.91=1.15m/s按标准塔径圆整后为d=1.4m2t2=塔截面积为ap4d22=3.1441.42=1.5386m2a提馏段实际空塔气速为u=vs2=2精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度为：t21.98111.5386=1.288m/sz精=（n精=-1）h（8-1）0.40=2.8mt提馏段有效高度为：z提=（n提=-1）h（14-1）0.40=5.2mt在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：z=z精+z提+0.8=2.8+5.2+0.8=8.8m

15、表5塔板间距与塔径的关系塔径/d，m0.30.5板间距/ht，2000.50.80.81.61.62.42.44.0250350300450350600400600mm30016由表验算以上所计算的塔径对应的板间距均符合，所以以上所假设的板间距均成立。5）塔板主要工艺尺寸的计算；堰长l取l=0.66d=0.661.4=0.924mw溢流装置计算因塔径d=1.4m,可选用单溢弓形降液管,采用凹形受液盘.各项计算如下:堰长l的计算w堰长一般根据经验公式确定，对于常用的弓形降液管：单溢流l=(0.60.8)dww溢流堰高度h的计算w溢流堰高度h可由下式计算：h=h-hwwlow式中：h板上清液层高度

16、，m；一般取50100mm.lh堰上液层高度，m.；一般设计时不宜超过6070mm.ow对于平直堰，堰上液层高度h可用弗兰西斯（francis）公式计ow17算，即=2.84lehhow1000lw2/3式中：l塔内液体流量，m3/hhe液体收缩系数。近似取e=1精馏段：ls1=0.002702m3/s，故取l=0.002702m3/s则h10001(h=2.84ow10.002702360020.924)3=0.0136m取板上清液层高度h=0.05ml故h=0.05-0.0136=0.0364mw1提馏段：ow2=2.8410001(ls2=0.003081m3/s，故取l=0.00308

17、1m3/s则h0.0030813600h0.924)2/3=0.01489m取板上清液层高度h=0.05ml故hw2=0.05-0.01489=0.0351m弓形降液管宽度w及截面积adf18精馏段：由lw=d0.4060.7=0.58查弓形降液管的参数表得：a=0.0722wd=0.124afdt得：a=0.0722a=0.07221.5386=0.111m2ftw=0.124d=0.1241.4=0.1736md液体在降液管中停留时间,按式q=3600afht3-5s，即lh0.0027023600=16.43s5sq=3600afhlht=36000.1110.40a=0.0722wd=

18、0.124故降液管设计合理，可以实现分离。提馏段：由lw=0.66d查弓型降液管参数图得：afdt19得：a=0.0722a=0.07221.5386=0.111m2ftw=0.124d=0.1241.4=0.1736md液体在降液管中停留时间,按式q=3600afht3-5s，即lhq=3600afhlht=36000.1110.400.0027023600=16.43s5s故降液管设计合理，可以实现分离。3.5.1.4降液管底隙高度h03600luh0=lhw036000.9240.12=0.0244m式中：u液体通过底隙时的流速，m/so根据经验，取u=0.060.25m/so精馏段：取

19、u=0.12m/s则0h=36000.0027020hw1-h=0.0364-0.0244=0.012m0.006m0故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度：20hw1:0.05-how1hw10.1-how10.05-0.0136hw10.1-0.1360.0346hw10.0864故h取40mmw1提馏段：取u=0.12m/s则0h=036000.00308136000.9240.12=0.0278mhw2-h=0.0355-0.0278=0.0077m0.006m0故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度：hw1:0.05-how1hw10.1-how10.05-0.0149h

20、w10.1-0.149故h取40mmw1塔板的布置板式塔类型有多种，经过比较工艺条件的考虑，本设计采用筛板，以下为筛板的计算。塔板分块因d=1400mm,故塔板采用分块式.查表6表6塔径mm800-12001400-161800-2000002200-240021塔板分块数得,塔板分为4块.边缘区宽度确定3456溢流堰前安定区宽度为w=w=70100mmss进口堰后的安定区宽度为ws=50-100mm边缘区（无效区）宽度为w=3050mmc取w=ws=0.07m，w=0.035msc开孔区面积计算开孔区面积a，按下式计算,即aa=2xr2-x2+sin-1180rapr2x其中x=d22r=d

21、2201.4-(w+w)=-(0.1736+0.07)=0.4564mds1.4-w=-0.035=0.665mc故180sin-1-0.4564a=2(0.45640.66522+p0.6652a0.45640.665)=1.11m222筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性,可选用d=3mm碳钢板,取筛孔直径d=5mm0筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为：t=3d=30.005=0.015m筛孔数目n为：n=1.155at2a=1.1551.110.0152=5698个开孔率为d0.0052f=0.907(0)2=0.907=10.1%t0.015精馏段气体通过阀孔的气速为：au=vs1

22、=0102.0151.110.101=17.97m/s提馏段气体通过阀孔的气速为：u=02vs2=a01.9811.110.101=17.67m/s筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性,可选用d=3mm碳钢板,取筛孔直径d=5mm023筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为：t=3d=30.005=0.015m筛孔数目n为：n=1.155a开孔率为1.1551.11a=2t0.0152=5698个d0.0052f=0.907(0)2=0.907=10.1%t0.015精馏段气体通过阀孔的气速为：au=vs1=0102.0151.110.101=17.97m/s提馏段气体通过阀孔的气速为：au=

23、vs2=026)塔板的流体力学验算塔板压降精馏段：干板阻力h计算c01.9811.110.101=17.67m/s干板阻力hc由下式计算,即24c0rluhc=0.05102rv由f=10.1%,d0d=53=1.67，查常用化工单元设备的设计得,c=0.7720h=0.051=0.0515m液柱0.772782.7故c17.9721.46气体通过液层的阻力h计算1气体通过液层阻力h可由下式计算，即1a-ah=bh1u=vsatlf=1.411m/sf=u0arv=1.4111.46=1.705kg1/2(s.m1/2)查充气系数关联图，得到b=0.575故h=bh=b(h+h1lwow)=0

24、.575(0.0364+0.0136)=0.02875m液柱液体表面张力的阻力h的计算s液体表面张力所产生的阻力h可由下式计算，即h=ss4slrgdl0则h=0.00334m液柱782.79.810.005432.0610-3s气体通过每层塔板的液柱高度h可按下式计算，即p25h=h+h+hpc1s则h=0.0515+0.02875+0.00334=0.0836m液柱p气体通过每层塔板的压降为dp=hrg=0.0836728.79.81=641.9p0.7kpa（设计允许值）ppla提馏段：干板阻力h计算c干板阻力hc由下式计算,即c0rluhc=0.05102rv由f=10.1%,dc=0

25、.7720,0d=53=2，查常用化工单元设备的设计得=0.051=0.00303m液柱故hc17.6721.0060.772887.98塔上液层有效阻力h计算l液体表面张力所产生的阻力h计算,即lh=bh1la-au=vsatf=1.388m/sf=mar=1.3881.006=1.392kg1/20v(s.m1/2)26查充气系数关联图，得到b=0.609故h=bh=b(h+h1lwow)=0.6090.05=0.03045m液柱h=0.00475m液柱rgd887.989.810.005液体表面张力的阻力h计算s液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即s4s451.6710-3lsl气体

26、通过每层塔板的液柱高度h可按下式计算，即ph=h+h+hpc1s则h=0.00303+0.03045+0.00475=0.03823m液柱p气体通过每层塔板的压降为dp=hrg=0.03823887.989.81=333.8pa0.7kpa(设计允许值)ppl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不大,故可忽略液面落差的影响.液沫夹带精馏段：液沫夹带量由下式计算,即sh-he=v5.710-6ualtf3.227h=2.5h=2.50.05=0.125mfl=0.033kg液/kg气0.1kg液/kg气e=v5.710-61.4113.232.0610-30.4-0.125故

27、在本设计中液沫夹带量e在允许范围内。vh-he=0.0196kg液/kg气5.653m/s0稳定系数为k=u0u0,min=17.97/7.63=2.3551.5故在本设计中无明显漏液提馏段：u0,min=4.4c0(0.0056+0.13h-h)rlslrv=4.40.772(0.0056+0.130.05-0.00475)887.98/1.006=8.65m/s实际孔速u=17.678.65m/s0稳定系数为k=u0u0,min=17.67=2.0431.58.65故在本设计中无明显漏液液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高h应服从下式的关系,即d精馏段：hj(h+h)dtw乙醇-水体系属一般物系，取=0.5,则j(ht+h)=0.5(0.4+0.0364)=0.22mw而h=h+h+hdpld板上不设进口堰,h可由下式计算,即d