乙醇水溶液连续精馏塔课程设计

1、 目录 绪论-1第一章 精馏原理及化工上的应用 - 2第二章 设计方案的确定及流程说明-4 2.1塔型选择 -42.2操作流程 -5第三章 塔的工艺计算63.1整理有关数据63.2全塔物料衡算63.3最小回流比与操作回流比63.4理论塔板数的确定73.5全塔效率的估算与实际塔板数的求取8第四章 塔的工艺条件及物性计算104.1操作压强Pm104.2温度tm114.3平均摩尔质量114.4平均密度124.5液体表面张力144.6平均粘度的计算154.7汽液相体积流率154.8塔径的计算164.9精馏塔高度的计算18第五章 塔板主要工艺尺寸的计算195.1 溢流装置195.2 塔板布置21第六章

2、塔板的流体力学验算236.1 气体通过塔板的压力降hp液柱236.2 液面落差256.3 液沫夹带（雾沫夹带）256.4 漏液266.5 液泛26第七章 塔板负荷性能图287.1漏液线287.2液沫夹带线287.3液相负荷下限线297.4液相负荷上限线307.5液泛线31第八章 各接管尺寸的确定及选型328.1进料管尺寸的计算及选型328.2釜液出口管尺寸的计算及选型328.3回流管尺寸的计算及选型328.4塔顶蒸汽出口径及选型33第九章 精馏塔的主要附属设备349.1冷凝器349.2预热器349.3再沸器35设计小结 36参考文献 36 绪论摘 要：本设计是以乙醇水物系为设计物系，以浮阀塔为

3、精馏设备分离乙醇和水。浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系乙醇水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数为 11块，回流比为 1.8算出实际板数为 27 块，进料位置为第 18块，通过板式塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。关键字：乙醇、水、二元精馏，筛板式连续精馏精馏塔Abstract: The design is based ethanol - water system for the design of object-based, with the float valve tow

4、er distillation equipment for the separation of ethanol and water. Float valve tower is the main chemical production gas-liquid mass transfer equipment, the design for the Binary System for analysis of ethanol distillation water problem, select, computing, accounting, graphics, etc., is more complet

5、e distillation design process. By-plate number of theoretical plates calculated for 11, a reflux ratio of 1.8 calculated the actual number plates for 27, the feed position for the first 18, through fluid dynamics checking plate tower to prove each index data are in line with standards. The design pr

6、ocess is normal, proper operation. Keywords: ethanol, water, binary distillation, continuous distillation sieve distillation column第1章 精馏原理及化工上的应用 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低

7、沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低

8、，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.4常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。本次课程设计是分离乙醇水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下特点： (1) 筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不利于实际生产中使用 (2) 筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，造价便宜。 (3) 筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。 (4) 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。第2章 设计方案的确定及流程说明根据生产任务，若按年工作日300天

9、，每天开动设备24小时计算，产品流量为1.5万t/年，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。2.1设计思路首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而

10、其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。2.1设计流程乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附流程图)。第3章 塔的工艺计算3.1原料液中： 设A组分乙醇；B组分水乙醇的摩尔质量：M乙=46.07 kg/kmol；水的摩尔质量

11、： M水=18.02 kg/kmol查阅文献，整理相关的物性数据水和乙醇的物理性质（表2）名称分子式相对分子质量密度20沸 点101.33kPa比热容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s导热系数(20)/(m.)表面张力(20)N/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.83.2物料衡算 已知：F= 总物料衡算 F=D+W 易挥发组分物料衡算 DxD+WxW=FxF 有回收率 联立以上二式得：D=26.57kg/kmol W=55.23kg/kmol，xw=0.004kg/kmol3.3回流比的确定3

12、.3.1平均相对挥发度的计算查1由相平衡方程 得由常压下乙醇-水溶液的平衡数据2.1.1乙醇和水的汽液平衡数据（101.3KPa即760mmHg）液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.233

13、70.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15根据以上数据画出以下乙醇与水的t-x（y）相平衡图（图2）及乙醇与水的x-y（图3）：图3由道尔顿分压定律 及得 将上表数据代入 得：序号123453.68153.15692.72542.35012.1263序号6789101.91551.72281.54081.41961.3207则 3.4最小回流比的计算和适宜回流比的确定xF0.275 ，xD0.82, xw0.004 =3.04 因为泡点进液，所以q=1所以Xe= xF0.27由相平衡方程 Yp =0.53最小回流比

14、操作回流比取最小回流比的1.8倍=1.8=2.034精馏段：L=RD=2.034x26.57=54.04 V=(R+1)D=80.61提馏段：V=L+qF=54.04+81.5=135.54 L=V+(q-1)F=V=80.61则 精馏段操作线方程：=提馏段操作线方程：3.5逐板法确定理论板数及进料位置：根据以上求解结果得： 总理论板数为 11 （包括再沸器） 进料板位置为8 精馏段理论板数7 提馏段理论板数 4 3.6全塔效率由进料组成 xF=0.27经查表 得 泡点温度 在此温度下 查文献 得 ： 则进料液再该温度下的平均粘度为：则板效率E 由计算=0.401则 实际塔板数：N=11/0.

15、401=27 精 馏 段: N1=7/0.401=17提 馏 段: N2=4/0.401=10第4章 塔的工艺条件及物性计算4.1操作压强Pm塔顶压强PD =101.3 kpa，取每层塔板压强P=0.7 kpa，则进料板压强PF =101.3+20*0.7=115.3 kpa 塔釜压强PW=115.3+7*0.7=120.2 kpa精馏段平均操作压强Pm精 =(101.3+115.3)/=103.75kpa提馏段平均操作压强Pm提 =(106.2+115.3)/2=110.75kpa4.2温度tm根据乙醇与水的t-x（y）相平衡图可知：塔顶 =78.12 进料板=82.2 =4.3平均摩尔质量

16、根据乙醇与水的t-x（y）相平衡图可知：塔顶=0.82 =0.843 = 0.8246+ (1-0.82) 18=kg/kmol=0.81746+（1-0.817）18=40.88 kg/kmol进料板：= 0.56 =0.28= 0.5646+（1-0.56）18=33.68kg/kmol=0.2846+（1-0.28）18=25.84 kg/kmol塔釜： yW=0.443 xW=0.1 = 0.44346+ (1-0.443) 18=30.4kg/kmol=0.146+（1-0.1）18=20.8 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量= 37.55kg/kmol= =33.36 kg/km

17、ol提馏段的平均摩尔质量=32.04kg/kmol=23.32kg/kmol4.4平均密度 m乙醇密度表4温度5060708090100110765755746735730716703图9水的密度表四405060708090100992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4图10依下式 （为质量分数）D=(0.82×46)/(0.82×46+0.18×18)= 0.921w=(0.1×46)/(0.1×46+0.9×18)=0.221根据t-图可知：塔顶：进料板：塔釜：精馏段液相平均密度：提馏段汽相平均密度：

18、汽相密度根据，精馏段汽相平均密度提馏段汽相平均密度液相平均密度的计算如下图：表6塔顶737.4塔釜732.4973.4968.20.9210.221751.80899.28进料板734.3精馏段汽相平均密度970.5精馏段液相平均密度提馏段汽相平均密度0.505提馏段液相平均密度833.334.5液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算：塔顶：，由化工原理（王志魁）附录三和二十知：，则：进料板：，查手册：，则：塔釜：，查附录：，则：精馏段液体表面平均张力：提馏段液体表面平均张力：表7塔顶78.12塔釜99.617.9117.4562.960.8725.9 60.1 进料板82.2精馏段液

19、体表面平均张力39.65 17.761.16提馏段液体表面平均张力54.95 49.8 4.6平均黏度的计算Lm液体平均黏度的计算按下式计算：液体平均黏度的计算按下式计算：塔顶：tD=78.12 xD=0.82由化工原理原理上册查A、BA=0.45mPa·s B=0.4mPa·sLDm=10xi lgi=10（0.82×lg0.45+(1-0.82)×lg0.4）=0.437mPa·s进料板：tF=82.2 xF=0.27由化工原理原理上册查A、BA=0.42mPa·s B=0.35mPa·sLFm=10xi lgi=10（

20、0.27×lg0.42+(1-0.27)×lg0.35）=0.369mPa·s塔釜：tW=99.6 xW=0.004由化工原理原理上册查A、BA=0.28mPa·s B=0.20mPa·sLwm=10xi lgi=10（0.004×lg0.28+(1-0.004)×lg0.20）=0.267mPa·s精馏段液体平均黏度：Lm精=(LDm+LFm)/2=0.403 mPa·s提馏段液体平均黏度：Lm提=(Lwm+LFm)/2=0.318 mPa·s4.7气液相体积流率计算精馏段气相体积流率：V=(

21、R+1)D=(2.034+1)×26.57 =80.613kmol/hm3/s液相体积流率：L=RD=2.034×26.57=54.04kmol/h0.626*10-3 m3/sLh= 3600Ls=3600×0.626×10-3 = 2.26m3/h提馏段：L=RD+qF =2.034×26.57+1× 81.5=135.54 kmol/h=0.436*10-3 m3/s提馏段：= 3600=3600×2.793×10-3 = 1.57m3/h气相体积流率：=135.54-55.23 =80.31 kmol/ha

22、a液相体积流率： m3/s表9 汽液相体积流率计算0.6340.872 m3/s0.626*10-30.436*10-3 m3/s4.8.塔径的计算板间距与塔径的关系塔径 D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距 HT/mm200300250300300450350600400600表10塔径的确定，需求，C由下式计算：,由smith图查取，取板间距HT=0.35m，板上液层高度，则史密斯关联图图11图中 HT塔板间距，m； hL板上液层高度，m；V ,L分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； V，L 分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 。4.8.1精馏段塔

23、径的确定：图的横坐标为：=0.0244查smith图得：=0.07 C=C20（）0.2 =0.07×（）0.2 =0.08umax=C=0.08×=1.97m/s取安全系数为0.6，则空塔气数为：u=0.60umax=0.60×1.97=1.182m/s则精馏段塔径D=0.827m4.8.2提馏段塔径的确定：图的横的坐标为：=0.015查smith图得：= 0.071 =0.071×（）0.2 =0.087max=0.087×=2.635m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为=0.60max=0.60×2.635=1.581m/s则

24、提馏段塔径=0.84m（3）按标准塔径圆整后，D=0.9m塔截面积： =0.64m2精馏段实际空塔气速为：=0.99m/s提馏段实际空塔气速为：=1.363 m/s4.9精馏塔高度的计算塔的高度可以由下式计算：-塔顶空间（不包括头盖部分）-板间距N-实际板数S-人孔数-进料板出板间距-塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=27块，板间距HT=0.35由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔6块板设一个人孔，则人孔的数目为： 个 取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：第5章 塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢

25、流堰，不设进口堰。塔径：D=0.9m溢流堰长lw单溢流：，取堰长lw=0.6D，即lW=0.6×0.9=0.54 m溢流堰出口堰高hWhW=hL-hOW 选用平直堰，堰上液层高度可用Francis计算，即=0.003精馏段： Lh= 2.26m3/h,所以 Lh/lW2.5=10.55, =0.6液流收缩系数计算图图12查上图得:E=1.038，则 依式hOW=，得hOW=0.00296m取板上清夜层高度，故hW=0.05-0.00296=0.04704m提馏段： m2/hLh/lW2.5=10.55查得:E=0.401，则hOW=0.0083m取板上清夜层高度，故=0.05-0.0

26、083=0.0417m降液管宽度Wd和截面积Af弓形降液管参数图 图13因为，查上图得：Wd/D=0.115,Af/AT =0.055，所以 Wd=0.115D=0.115×0.9=0.104mAf=0.055×0.64=0.0352m2由式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即精馏段：=19.68s5s提馏段： =26.61s5s故降液管设计合理。降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速为0.05m/s依式得：精馏段：=0.029m,即20mm提馏段： =0.021 m，即20mm故降液管底隙高度设计合理。5.2.塔板布置塔板的分块 本设计塔径D=0.9m，故塔板

27、采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。查表得，塔板分为4块。 表十一 塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456 边缘区宽度的确定取边缘区宽度：Wc=0.03m，溢流堰前的安定区宽度：Ws=0.07m开孔区面积计算开孔区面积按下式计算：其中= =0.19m=0.42 m=0.345m2筛板的筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 筛孔数目 开孔率 （在5-15%范围内）气体通过筛孔的气速为 则 精馏段 提馏段 第6章 塔板的流体力学验算6.1 气体通过塔板

28、的压力降液柱气体通过塔板的压力降(单板压降)气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱气体通过筛板的干板压降，m液柱气体通过板上液层的阻力，m液柱克服液体表面张力的阻力，m液柱 干板阻力干板压降 =筛孔气速，m/s孔流系数分别为气液相密度，Kg/m3 塔板孔流系数图14根据d2/=5/3=1.67 查干筛孔的流量系数图C0 =0.78精馏段 液柱提馏段 液柱板上充气液层阻力板上液层阻力用下面的公式计算：板上清液层高度，m反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数降液管横截面积=0.209m2, 塔横截面积=1.539m2充气系数与动能因子Fa的关系 图15精馏段 动能因子 查充气系数与Fa的关

29、联图可得 =0.57 则 hl=hL=0.57×0.05=0.0285m提馏段 动能因子 Fa= 查充气系数与Fa的关联图可得 =0.59 则 hl=0.59×0.05=0.0295m由表面张力引起的阻力液体表面张力的阻力 精馏段 m提馏段 故 精馏段 hp=0.09+0.0285+0.00371=0.122m液柱 压降 =792.565×9.8×0.122=0.95KPa提馏段hp=0.031+0.0295+0.00497=0.066m压降 =866.305×9.8×0.066=0.56KPa6.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小

30、，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响6.3 液沫夹带（雾沫夹带）板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，Kg液/Kg气 （1）精馏段 （2）提馏段故在本设计中液沫夹带常量ev在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。6.4 漏液漏液验算K=>1.5-2.0u0 筛孔气速 uow漏液点气速（1）精馏段实际孔速稳定系数为 （2）提馏段稳定系数为故在本设计中无明显漏液。6.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从的关系 乙醇-水组分为不易发泡体系 故取（1）精馏段 又板上不设进口堰u0=0.092hd=0.153（u0')2=0.

31、153×0.0922=0.00129m液柱 Hd=0.07821+0.0285+0.00129=0.108m液柱=0.233 （2）提馏段hd=0.153（u0')2=0.153×（0.220）2=0.0074Hd=0.07532+0.0295+0.0074=0.112m液柱=0.262。故在本设计中不会发生液泛现象 第7章 塔板负荷性能图7.1漏液线（1）精馏段：m/s=0.785×0.0052×4910×6.33=0.592m3/s（2）提馏段：m/s=0.785×0.0052×4910×5.9=0.5

32、5m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线。7.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： （1）精馏段hf=2.5hL=2.5（hw+how）hw=0.0386m how=2.84/1000×1.038×(3600LS/0.84)2/3=0.78LS2/3 则hf=0.097+1.95 LS2/3 HT-hf=0.35-0.097-1.95 LS2/3=0.253-1.95 LS2/3 解得VS=2.522-19.67LS2/3 Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.0080.010.0120.0140.016Vs/(m3/s

33、)2.212.0261.8721.7351.6091.4911.3791.273表12（2）提馏段：hf=2.5hL=2.5（hw+how）hw=0.033m how=2.84/1000×1.145×(3600LS/0.84)2/3=1.14LS2/3 则hf=0.083+2.85 LS2/3 HT-hf=0.35-0.083-2.85 LS2/3=0.267-2.85 LS2/3 解得VS=3.001-32.038LS2/3 Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.0080.010.0120.0140.016Vs/(m3/s)2.4922.1941.9431.

34、7191.5141.3221.240.967表13可作出液沫夹带线。7.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准，由=（1）精馏段：E=1.038,则 （2）提馏段：E=1.145,则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限。7.4液相负荷上限线以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。7.5液泛线令 ， 联立得 整理得： （1）精馏段： 0.0158=0.173-409.89-1.221列表计算如下 表14Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)2.9232.7322.

35、4902.179（2）提馏段： 0.0123=0.177-177.01-1.364 表15Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)3.3743.2013.0042.794由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的精馏段负荷性能图如下：由图可知：故操作弹性为Vs，max/Vs，min=3.4469/0.592=5.8222提馏段负荷性图：图17由图可知：故操作弹性为Vs，max/Vs，min=3.7712/0.55=6.875第8章 各接管尺寸的确定及选型8.1进料管尺寸的计算及选型料液质量流体：进料温度tf=82.2，在此温度下A=734.

36、3Kg/m3 B=970.5Kg/m3则 Kg/m3则其体积流量：取馆内流速：则进料管管径：则可选择进料管冷拔无缝钢管，此时管内液体流速1.993m/s8.2釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率：出料温度tw=86.4，在此温度下A=732.4Kg/m3 B=968.2Kg/m3则 Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度ul=2m/s则釜液出口管管径：则可选择釜液出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速0.895m/s8.3回流管尺寸的计算及选型回流液质量流率：回流温度td=78.12，在此温度下乙醇=737.4Kg/m3 水=973.4Kg/m3则 Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度uw=

37、1.5m/s则釜液出口管管径：则可选择回流管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.05m/s8.4塔顶蒸汽出口径及选型Kg/m3塔顶上升蒸汽的体积流量：取适当流速 u=10m/sd= 第9章 辅助设备的计算及选型9.1冷凝器热负荷 按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用30的水作为冷却剂（设其出口温度为40），逆流操作，则Q=Wr1r1=VMVDr1 查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度78.12下， 乙醇汽化潜热：rA=810KJ/kg 水的汽化潜热：rB=2270KJ/kgr1=rixi=810×0.82×46+（1-0.82）×2270×18=37908KJ/Kmol故Q=54.04×37908