化工原理课程设计乙醇和水

1、.设计任务书( 一) 设计题目：试设计一座乙醇 - 水连续精馏塔提纯乙醇。 进精馏塔的料液含乙醇 25% （质量分数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于 94% ；残液中乙醇含量不得高于 0.1% ；要求年产量为 17000 吨 / 年。( 二) 操作条件1) 塔顶压力 4kPa （表压）2) 进料热状态 自选3) 回流比 自选4) 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa （表压）5) 单板压降 0.7kPa。( 三) 塔板类型自选( 四) 工作日每年工作日为 300 天，每天 24 小时连续运行。( 五) 设计内容1、设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工

2、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）。. .下载可编辑. .目录1. 11.111.212. 12.112.212.323.23.1NT23.1.123.1.233.1.333.1.433.243.354.54.154.254.354.464.4.164.4.264.574.675. 8 5.1 8. .下载可编辑. .5.1

3、.185.1.295.295.3106.106.1106.1.1lw106.1.2hw116.1.3WAf11d6.1.4ho116.2126.2.1126.2.2126.2.3126.2.4127. 137.1137.1.1h13c7.1.2hl137.1.3h137.2137.3147.4147.5148.158.1158.2158.3168.417. .下载可编辑. .8.5179. 199.1199.2199.3199.41910. 2011. 21 23. .下载可编辑. .1. 设计方案简介1.1 设计方案的确定本设计任务为分离乙醇水混合物提纯乙醇， 采用连续精馏塔提纯流程。 设计

4、中采用泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内， 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系， 回流比较大， 故操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.2 操作条件和基础 数据进料中乙醇含量（质量分数）wF=0.25 ；产品中乙醇含量（质量分数）wD= 0.94 ；塔釜中乙醇含量（质量分数）wW = 0.001 ；处理能力GF = 17000 吨/ 年；塔顶操作压力4 kPa；进料热状况泡点进料；单板压降0.7kPa ；2. 精馏塔的物料衡算2.1原料液

5、及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量MA =46.07 kg/kmol水的摩尔质量MB=18.02kg/kmolxF =0.25/ 46.07=0.1150.25 / 46.070.75 / 18.02xD =0.94 / 46.07=0.8600.94 / 46.070.06 / 18.02xW =0.001/ 46.07=0.00040.001 / 46.070.999 / 18.022.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.11546.07(10.115)18.0221.25 kg/kmolD0.86046.07 （10.860） 18.0242.14kg/kmolM

6、 =W0.00146.07(10.001)18.0218.05kg/kmolM =. .下载可编辑. .2.3 物料衡算每年 300 天，每天工作 24 小时，其处理量为17000 吨/ 年故原料液的处理量为 F=3（）111.11kmol/h17000 10/ 3002421.25总物料衡算111.11= D + W乙醇的物料衡算111.110.115 = 0.860D + 0.0004W联立解得D = 14.81kmol/hW = 96.30kmol/h3. 塔板数的确定3.1 理论板层数 NT 的求取3.1.1求最小回流比及操作回流比乙醇 - 水是非理想物系， 先根据乙醇 - 水平衡数据

7、（见下表 1），绘出平衡线，如下图所示。表 1 乙醇水系统 t xy 数据沸点乙醇摩尔数 /%沸点 t/乙醇摩尔数 /%t/ 气相液相液相气相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.799.20.232.979.8552.6866.28990.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.

8、3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.482.325.7555.7478.1589.4189.41. .下载可编辑. .在上图对角线上，自点 c（ 0.115,0.115）作垂线 ec 即为 q 线，该线与相平衡线的由 a 点引出的切线的交点坐标为yq =0.354 ， x q =0.115故最小回流比为R min0.860.3542.120.3540.115R =1.5Rmin =1.5 2.12=

9、3.183.1.2求精馏塔的气、液相负荷L RD3.1814.8147.10 kmol/hV( R1) D(3.18 1)14.8161.91 kmol/hL 'LF47.10111.11158.21kmol/hV'V61.91kmol/h3.1.3求操作线方程精馏段操作线方程为yL xD xD47.10x14.81 0.860 0.761x 0.206VV61.9161.91提馏段操作线方程为y'L'x'WxW158.21 '96.302.555x'0.001V'V 'x0.000461 .9161.913.1.4图解法

10、求理论板层数. .下载可编辑. .采用图解法求理论板层数，结果见上图，得理论塔板数NT =15 块（不包括再沸器），精馏段 12 块，提馏段 3 块（不包括再沸器）3.2塔板效率的求取操作温度计算：xD0.860由乙醇水的气液两相平衡图 【 1】 可查得组成分别为xF0.115 的泡点温度：xW0.0004塔顶温度： tD78.5进料板温度： t F85.5塔釜温度： tW99.5由乙醇水的气液两相平衡图可查得：塔顶： x A0.860塔顶和塔釜的气液两相组成为：yA0.860塔釜： xA0.0004yA0.002查化工物性算图手册得：顶1.02底15.2则塔内相对挥发度：m顶底1.0215

11、.23.94全塔液体平均粘度的计算：液相平均粘度的计算，即lgLmxi lgi塔顶液相平均粘度的计算由 tD78.5C ，查手册 【 2】 得：A0.45mPasB0.36mPa slgLDm0.860 lg( 0.45)0.140 lg( 0.36)解出mPa sLDm 0.44塔底液相平均粘度的计算塔釜 yA 0.042由 tW99.5C ，查手册 【 3】 得：. .下载可编辑. .A0.34mP sB 0.29mPa s 【 1】lgLWm0.042 lg( 0.34)0.958 lg( 0.29)解出LWmmPa s0.29则全塔液相平均粘度为Lm(0.44 0.29) 20.37m

12、P s故m Lm3.940.371.46mP s查奥康内尔（ o'connell）关联图 【 1】 得： E0 45%【1 】因为筛板塔全塔效率相对值为1.1，故精馏塔的全塔效率为E 1.1E01.145% 50%3.3 实际板层数的求取精馏段实际板层数N精12/ 0.5024提馏段实际板层数N提3/ 0.5064. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作压力计算塔顶操作压力PD101.34 105.3 kpa每层塔板压降P0.7kPa进料板压力PF105.30.7 24 122.1 kpa精馏段平均压力Pm105.3122.1）/ 2 113.7kpa（4.2操作温度计算从

13、乙醇 - 水溶液的气液相平衡图 【 1】 查得泡点温度（近似看作是操作温度）为：塔顶温度t D78.5 C进料板温度tF85.5精馏段平均温度为：tm(78.5 85.5) / 2 824.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算. .下载可编辑. .由 xDy10.860，查平衡曲线（ x-y 图），得x10.848M VDm0.86046.07(10.860)18.0242.14kg / kmolM LDm0.84846.07(10.848)18.0241.81kg / kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（ x-y 图），得yF0.415查平衡曲线（ x-y 图），得xF0.105

14、M VFm0.41546.07(10.430)18.0230.08kg / kmolM LFm0.10546.07(10.115)18.0221.25kg / kmol精馏段平均摩尔质量MVm(42.1430.08)2kg/kmol36.11M Lm(41.8121.25)231.53kg / kmol4.4平均密度的计算4.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即VmPm M Vm113.736.111.55 kg/ m3RTm8.314 (82273.15)4.4.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1Lmaii塔顶液相平均密度的计算由 tD78.5 C ，查手册 【2】得

15、A611.0kg / m3B 972.7kg / m3塔顶液相的质量分率. .下载可编辑. .aA0.86046.070.94046.070.1400.86018.02LDm1624.9kg / m30.940 611.00.060 972.7进料板液相平均密度的计算【 2】由 tF85.5 ，查手册得A505.0kg / m3B867.6kg / m3进料板液相的质量分率aA0.10546.070.2300.10546.070.89518.02LFm0.230 505.01773.2kg / m30.770 867.6精馏段液相平均密度为Lm(624.9773.2) 2699.1kg / m

16、34.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lmxi i塔顶液相平均表面张力的计算由 tD78.5 C ，查手册 【2】得A17.3mN / mB62.9mN / mLDm0.860 17.3 0.14062.923.7mN / m进料板液相平均表面张力的计算由 tF85.5 ，查手册得A 15.9mN / mB 60.4mN / mLDm0.11515.90.88560.455.3mN / m精馏段液相平均表面张力为Lm(23.755.3) 239.5mN / m. .下载可编辑. .4.6 液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即lg Lmxi lg i塔顶液相平均粘度的

17、计算由 tD78.5C ，查手册 【 2】 得：A0.45mPa sB 0.36mPa slg LDm0.860 lg( 0.45)0.140 lg( 0.36)解出LDmmPa s0.44进料板液相平均粘度的计算由 tF85.5 ，查手册 【 3】得：AmP sB 0.36mPa s【 1】0.45lgLFm0.074 lg( 0.45)0.926 lg( 0.36)解出LWm0.37mPa s精馏段液相平均粘度为Lm(0.44 0.37) 20.41mPa s5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算5.1.1 精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VM Vm61.9136.11

18、0.403Vs36001.55m/s3600VmLM Lm47.1031.530.00063Ls3600699.1m/s3600Lm由umaxCLVV. .下载可编辑. .0 .2式中 C由式L计算，式中 C20 由图（史密斯关系图）【 4】查得，图的横CC20 20坐标为11LsL20.0006699.120.032VsV0.401.55取板间距 H T0.40m ，板上液层高度 hL0.06m ，则H ThL 0.400.06 0.34m查图（史密斯关系图）【4】得C20 0.0730. 20. 2L39.50.084CC20 200.07320umax0.084 699.1 1.551.

19、78m / s1.55取安全系数为 0.7 ，则空塔气速为u 0.7umax0.71.78 1.25 m/s4Vs40.400.64 mD3.14 1.25u5.1.2 提馏段塔径的计算提馏段塔径计算， 所需数据可从相关手册【1 ， 2， 4】查得，计算方法同精馏段。 计算结果为D0.52 m比较精馏段与提馏段计算结果，两段的塔径相差不大，圆整塔径，取D0.8 m塔截面积为ATD 23.14 0.820.50 m244实际空塔气速为Vs0.400.8 m/su0.50AT5.2 精馏塔有效高度的计算. .下载可编辑. .精馏段有效高度为Z精 （N精1( 24 1) 0.4 9.2m） H T提

20、馏段有效高度为Z提 （N提1） H T (6 1) 0.4 2 m故精馏塔的有效高度为ZZ 精Z提9.2211.2 m5.3 精馏塔的高度计算实际塔板数n30块；进料板数nF1块 ；由于该设计中板式塔的塔径 D800mm ，为安装、检修的需要， 选取每 6 层塔板设置一个人孔【 4】，故人孔数n p5；进料板处板间距H F0.5m ；设人孔处的板间距 H p0.6m ；【4】为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，故选取塔顶间距H D1.7HT1.7 0.40 0.68m；塔底空间高度H B1.2m 【4】封头高度H1375mm【 5】；裙座高度H 21000mm。故精馏塔的总高度为

21、H （ n nFnP1） HTnF H FnP H p H D H B2H 1H 2(30151)0.4010.5050.600.681.2020.3751.0016.33m6. 塔板主要工艺尺寸的计算6.1 溢流装置计算因为塔径 D0.8 m，一般场合可选用单溢流弓形降液管【 4】，采用凹形受液盘。各. .下载可编辑. .项计算如下：6.1.1 堰长 lw取 lW 0.66 D 0.66 0.8 0.53 m 6.1.2 溢流堰高度 hw由hW hL hOW选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即2 3hOW2.84 ELh1000lW近似取 E=1，则2.84 E2 32.84 12

22、3hOWLh0.0006 36000.007m1000lW10000.53取板上清液层高度hL60 mm故hWhLhOW0.060.0070.053 m6.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积 Af由lW 0.66 D【 4】查图（弓形降液管的参数），得Af0.072Wd0.12ATD故Af0.072AT0.0720.50 0.036m2Wd0.12D0.12 0.80.096m依式3600Af H T【 4】验算液体在降液管中停留的时间，即Lh3600 AfH T36000.036 0.40Lh24 5s0.0006 3600故降液管设计合理。6.1.4降液管底隙高度 hoLhh03600lW

23、u0. .下载可编辑. .取u00.08m / s则h0Lh0.0006 360036000.530.014m3600lW u00.08hWh0 0.0530.0140.039m 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hW50mm 【4】6.2 塔板布置6.2.1 塔板的分块因为 D800mm ，故塔板采用分块式。查表（塔板分块数）【4 】800mm，则， D塔板分为 3 块。6.2.2 边缘区宽度确定取 Ws Ws 0.07m ， Wc 0.035m 6.2.3 开孔区面积计算开孔区面积Aa 按下式计算，即Aa2x r 2x2r 2sin 1x180r其中xD(WdWs

24、)0.8( 0.096 0.07) 0.23m22rDWC0.80.035 0.365m223.14 0.3652故Aa2 （0.230.36520.232sin 10.23 ） 0.31m21800.3656.2.4 筛孔计算及其排列本次所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm 。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为t3d03515mm筛孔数目 n 为1.155Aa1.155 0.311592个n20.0152t. .下载可编辑. .开孔率为220.907 d00.9070.00510.1%t0.015气体通过阀孔的气速为Vs0.4012.78 m/su00.101 0

25、.31Aa7. 筛板的流体力学验算7.1 塔板降7.1.1 干板阻力 hc 计算干板阻力 hc 由下式计算，即2hc0.051 u0Vc0L由 d053 1.67，查图（干筛孔的流量系数） 【 4 】得， c0 0.7722故hc0.05112.781.550.031 m液柱0.772699.17.1.2 气体通过液层的阻力hl 计算气体通过液层的阻力hl 由下式计算，即hlhLuaVs0.400.86m/ sATAf0.500.036F0uaV0.861.551.07kg1 2 /(s m1 2 )查图（充气系数关联图） 【 4】 得：0.61故hlhL(hW hOW )0.61(0.053

26、 0.007) 0.037 m液柱7.1.3液体表面张力的阻力h 计算液体表面张力所产生的阻力h 由下式计算，即h4L439.510 3m液柱L gd0699.19.810.0050.0046气体通过每层塔板的液柱高度hp 可按下式计算，即. .下载可编辑. .hphchlhhp0.0310.0370.00460.073m液柱气体通过每层塔板的压降为PhpL g0.073699.19.81 500.6Pa 0.7kPa （设计允许值）7.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径（ D0.8m 2m ）和液流量（ Ls0.0006 m3 / s ）均不大，故可以忽略液面落差的影响。7.

27、3 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即5.710 6ua3.2eVH ThfLh f2.5hL2.50.060.15m5.710 60.863.2故eV0.008kg液 / kg气0.1kg液 / kg气39.510 30.400.15故在本次设计中液沫夹带量eV 在允许范围内。7.4 漏液对筛板塔，漏液点气速u0,min 可由下式计算，即u0,min4.4C0 (0.0056 0.13hL h ) LV4.40.772 (0.0056 0.13 0.060.0046) 699.1/ 1.556.77m / s实际孔速 u012.78m / s u0 ,min稳定系数为Ku012.78u0 ,m

28、in1.896.771.5K 2故在本次设计中无明显漏液。7.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd 应服从下式的关系，即H d(H ThW ). .下载可编辑. .【4 】乙醇水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取0.6，则(H ThW )0.6 (0.40 0.053) 0.27 m而H dhp hLhd板上不设进口堰， hd 可由下式计算，即hd0.153(u0 ) 20.153 (0.08) 20.001m液柱H d0.073 0.06 0.001液柱0.134m0.134m H d( HT hW )0.27m故在本次设计中不会发生液泛现象。8. 塔板负荷性能图8.1 漏液线

29、由u0 ,min4.4C0 (0.00560.13hLh) LVu0 ,minVs,minA0hLhWhOW2 3hOW2.84 ELh1000lW2.842 3Vs,min4.4C0 Aa0.00560.13 hWLhh1000ELVlW得4.40.7720.1010.312.843600Ls2 30.00560.13 0.05310.0046 699.1 1.5510000.92整理得Vs ,min0.112 33.56 41.35 Ls在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果列于表2。表 2Ls ,m3 / s0.00010.00150.00300.0045Vs ,

30、m3 / s0.2100.2230.2310.238. .下载可编辑. .由上表数据即可作出漏液线1。8.2 液沫夹带线以 eV0.1kg液 / kg气 为限，求 VsLs 关系如下：5.710 6ua3.2由eVH ThfLuaVsVs2.16VsATAf0.500.036h f2.5hL2.5( hWhOW )hW0.0532 3hOW2.8413600 Ls0.71Ls2 310000.92故hf0.132 31.78LsH Thf0.271.78Ls2 35.710 60.86Vs3.2eV2 30.139 .510 30.271.78Ls整理得Vs2.4215.98Ls2 3在操作范

31、围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果列于表3。表 3Ls ,m3 / s0.00010.00150.00300.0045Vs ,m3 / s2.392.212.091.98由上表数据即可作出液沫夹带线2。8.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。则. .下载可编辑. .2.84 E3600 Ls2 3hOW0.0061000lW取 E1 ，则2 3Ls, min0.006 10000.530.00024m3 / s2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。8.4 液相负荷上限线以4s作为液体在降液管中停留时间

32、的下限，由下式可得，即Af H T4Ls故Af H T0.036 0.403sLs, maxm/440.004据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。8.5 液泛线令H d( H ThW )由H dhphLhd ; hphchlh ; hlhL ; hLhWhOW联立得H T(1)hW(1)hOWhchdh忽略 h ，将 hOW 与 Ls ， hd与 Ls ， hc 与 Vs 的关系式代入上式，并整理得a Vs 2b c Ls2d Ls2 3式中a0.051VA0c02LbH T(1)hWc0.153 (l W h0 )22 3d2.8410 3 E(1) 3600lW将有关的数据代入

33、，得. .下载可编辑. .a0.0510.772 21.550.190.1010.31699.1b0.60.40(0.60.611)0.0530.19c0.1532778.97(0.530.014)236002 3d2.8410 31(10.61)1.640.53故20.1921.64Ls2 30.19Vs2778.97Ls或Vs222 3114626.16Ls8.63Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs 值，计算结果列于表 。4表 4Ls ,m3 / s0.00010.00150.00300.0045Vs , m3 / s0.980.850.690.47由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示。. .下载可编辑. .在负荷性能图上，作出操作点A，连接 OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制。由图可查得Vs, max0.86m3 / sVs