化工原理课程设计乙醇水精馏塔及其主要附属设备设计

1、学 校化工原理课程设计题目： 乙醇 - 水精馏塔及其主要附属设备设计院（系）：专业：学生姓名：学号：指导教师：2010年 9 月15 日目录 .41.141.2.41.3.41.4.51.5.5 .52.152.2.62.2.1.62.2.2.72.2.3.82.2.492.2.5.92.2.6112.3.122.3.1RminR.122.3.2.132.4.132.4.1.132.4.2.132.4.3.142.5.142.5.1 精馏段.142.5.2 提馏段.142.6 塔有效高度的计算152.7 溢流装置.152.7.1 堰长.152.7.2 方形降液管的宽度和横截面.152.7.3

2、降液管底隙高度.162.8 塔板布置及复发数目与排列.162.8.1 踏板分布.162.8.2 浮阀数目与排列.16三塔板的流体力学计算.173.1 气相通过浮阀塔板的压降.173.1.1 精馏段.173.1.2 提馏段.173.2 淹塔.173.2.1 精馏段.183.2.2 提馏段.183.3 雾沫夹带.183.3.1 精馏段.193.3.2 提馏段.193.4 塔板负荷性能图.193.4.1 雾沫夹带线.193.4.2 液泛线.203.4.3 液相负荷上限.213.4.4 漏液线.213.4.5 液相负荷下限线.21四接管尺寸的确定.234.1 进料管.234.2 回流管.234.3 塔

3、釜出料管. .234.4 塔顶蒸汽出料管.244.5 塔釜进气管.24五附属设备设计.245.1 冷凝器245.2 再沸器.25六总结.25七参考文献26八附件.26一、概述乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势， 且已在郑州、 济南等地的公交、 出租车行业内被采用。山东也已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产， 但是由于乙醇水体系有共沸现象， 普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量

4、不好。 但是由于常用的多为其水溶液， 因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置， 无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用， 在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1.1 设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3 设计内容1、确定精馏装置流程，绘出流程示意图。2、工艺参数的确定基础数据的查取及估算， 工艺过程的物

5、料衡算及热量衡算，理论塔板数， 塔板效率，实际塔板数等。3、主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 、流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5、主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。1.4、工艺条件生产能力： 40000 吨/ 年（料液）年工作日： 300 天原料组成： 40%乙醇， 60%水（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液70%乙醇，釜液 0.04%乙醇操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选1.5. 塔型选择根据生产任务，

6、若按年工作日300 天，每天开动设备24 小时计算，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，选用浮阀塔。二、 塔板的工艺设计1、物料衡算依题意 xF0.207 xD0.881 xW 0.000129000103kmol / hF52.5720023.8Fx FDx D WxWD12.33kmol / hFD WW40.17kmol / hM F0.207 460.793 1823.8 kg / hM W0.00012 4699988 1818.003 kg / molM D 0.881 46 0.119 1842.67 kg / mol

7、2、精馏塔内各物性参数计算3表 1 常压下乙醇和水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系温度/。C液相中乙醇的含量气相乙醇的含量 y%x%1000095.51.917897.2138.9186.79.6643.7585.312.3847.0484.116.6150.8982.723.3754.4582.326.0855.881.532.7359.2680.739.6561.2279.850.7965.6479.751.9865.9979.357.3268.4178.7467.6373.8578.4174.7278.1578.1589.4389.432.1、温度根据表 1 绘制常压下乙醇和水液相平衡组

8、成（摩尔）与温度的关系曲线图 1 常压下乙醇和水液相平衡组成（摩尔）与温度的关系曲线由此图可以读出不同摩尔分数下对应的温度tF 900 C td 780 C tW1000 C精馏段的平均温度 :t1907884 o C2提馏段的平均温度：t 21009095o C22.2、密度：已知：混合液密度：1aAaB （为质量分率，为平均相对分子质量）LAB混合气密度：VT0 v22.3T0（1）精馏段84.182.78482.7液相组成： 16.6123.37x123.3717.09%84.182.78482.7气相组成 ： 50.8954.45y154.4551.14%所以460.1709180.8

9、29122.79kg/kmolMV 1460.5114180.488632.32kg / kmol（2）提馏段t295 95.5899589液相组成 ： 1.97.21x27.212.31%95.5899589气相组成 ： 1738.91y238.9118.69%所以 ML2460.0231180.976918.67kg / kmolMV 2460.1869180.813123.23 kg / kmol表 2不同温度下乙醇和水的密度 3温度/7080859095 乙745735730724720 水997.8971.8968.6965.3961.85求得在 t1 与 t 2 下的乙醇和水的密度

10、t184 85808480730735CHCHOH735CH3CH OH 731 kg / m332285808480H2 O969.24 kg / m3968.6 971.8H 2O971.8t295 CH3CH 2OH720kg / m3H 2O961.85 kg / m3精馏段：10.170946 / 22.7910.354L1 871.33 kg / m3L1731969.24V 132.33273.151.104kg / m3气相密度：21.4(84273.15)10.023146 / 18.671 0.057L 2943.8 kg / m3提馏段：L 2720961.85V 223

11、.23273.150.782kg / m3气相密度：22.4(95273.15)2.3、黏度表 3 不同温度下溶液黏度 3t( ) 水（ mPa.s）乙醇 （ mPa.s）84.630.33720.432478.280.36420.4698960.26150.3305（1）精馏段t184 84.6378.288478.280.33720.3642H2 O0.3642H 2O 0.3399mPa s84.6378.288478.280.43240.4698CH 3CH 2OH0.4698CH 3CH 2OH0.4316mPa s所以精馏段黏度1CH 3CH 2OH x1H2O (1 x1 )0.

12、43160.17090.3399(10.1709)0.3563mPa s（2）提馏段t295 9684.639584.630.26150.3372H2O0.3372 H 2O 0.270 mPa s9684.639584.630.33050.4324CH 3CH 2OH0.4324 CH 3CH 2OH0.3395mPa s提馏段黏度20.0231 0.33950.270(10.9769)0.2716 mPa s2.4、相对挥发度（1）精馏段：由 xA0.1709 yA0.5114得 xB 0.8291 yB 0.48860.51140.82910.17090.48865.078（2）提馏段：

13、由xA 0.0231 yA 0.1869 得 xB 0.9769 yB 0.81310.18690.97699.7210.02310.81312.5、混合液体表面张力公式：1/41/41/4mswwso o注：wxwVwoxoVoxwVw xoVoxwVw xoVoswxswVw / Vs soxsoVo / Vsq2/3w( q )Blg() Q0.441oVowVw2/3 oTq2ABQ Alg(sw )swso1so式中下角标， w、s、o 分别代表水、有机物及表面部分，X w、X o、vw 指主体部分的分子数， vw、vo 指主体部分的分子体积，w、 o 为纯水、有机物的表面张力，对乙

14、醇 q2 。表 4 不同温度下乙醇和水的表面张力 3温度/ 708090100乙醇表面张力1817.1516.215.2/10 -2 N/m2水表面张力64.362.660.758.8/10-2N/m2（1）精馏段 t184 Vwmw1820.66 cm3 / molw871.33Vomo4641.670cm3 / molo1.104乙醇表面张力：90808480乙16.7717.1517.1516.2乙水的表面张力：90808480水61.8460.7-62.6水62.622(1 xo ) Vw 2w（ xw Vw）oxoVo (x wVwx oVo ) x oVo x wVwxo Vo 0

15、.1709(10.1709)20.66 21.8810641670(0.829120.660.170941670)2Blg(w )5.73oQ0.441( q )oVo2/3wVw2/3 Tq0.44184216.7741670 2/361.8420.662/3 23.74273.152ABQ5.7323.7418.012联立方程组： Alg(sw )swso1so代入求得：sw0,so11/4061.841/4116.771/4mm 16.77（2）提馏段t295 Vw'mw1819.07cm3 / mol Vo'mo4658820 cm3 / molw943.8，o0.78

16、2乙醇表面张力：100909590'15.1715.216.2'16.2乙乙水的表面张力：100909590'59.7558.860.7'60.7水水'2(10.0231)19.0724w1.85 10'0.023158820(0.976919.070.0231o58820)B''2lg( w' )3.73oQ'0.441952 15.7588202/359.75 19.072/3 27.42A'B'Q'273.15227.423.7323.7联立方程组： A'2''

17、lg(sw )1swsoso'0,'1代入求得：swso1/401/4115.71/4m59.75m 15.7Rmin0.8810.2076.50.2070.103R 2Rmin 26.5 132.6、气液体积流量 ：（1）精馏段： L=RD=1312.33=160.29kmol/h V=(1+R)D=172.62已知M L 12MV1 32L 1k 81k3.gV 1kmol/h：k32k.1质量流量： L1M L 1L22.97160.293.682103 kg / h 1.023 kg / sV1MV1V32.32172.625.579103 kg / h 1.55kg

18、/ sLS1L11.81032.066m3 / h0.574 10 3 m3 / s体积流量：L1871.33VS1V13.8751033.51033/ h0.975m3/ s1.104mV 1（2）提馏段： L'LqF78.79078.79kmol / hV 'V (q1)FV115.78(01)52.5=63.28 kmol / h已知：M L 219.37 kg / kmolM V 222.72kg / kmolL 2925.7kg / m3V 2 0.753 kg / m3质量流量： L2M L2L'19.3778.791.53103 kg / h0.424 k

19、g / sV2 MV2V'22.7263.281.44 103 kg / h0.4kg / sLS2L21.531031.65m3 / h0.46 10 3m3 / h体积流量：L 2925.7V21.441033m3/ h0.533VS20.7531.9 10m / sV 23、理论塔板数3.1、最小回流比 Rmin 及操作回流比的确定点 a(0.7,0.7) 做平衡线的切线，如图：图2平衡线的切线图读得切点坐标为 xq0.103 yq0.207 ，因此：xDyq0.8810.207Rminxq0.2076.5yq0.103取操作回流比 R2Rmin 26.5 133.2、操作线方程

20、因为是直接蒸汽加热，所以WRDqF6.6912.3582.12V0(R1)D(1q) F(6.681)12.3352.541.95ym 1W xmW xw1.235 xm 0.0000282提馏段操作线方程：V0V0yn 1RxnxD0.9286xn 0.063精馏段操作线方程：R1R1由此作图得到 7 块理论塔板，精馏段3 块，提馏段 4 块，进料板在第4 块4、实际塔板数4.1、精馏段： ET0.49(L ) 0.2450.49(5.0780.3563) 0.2450.423NT13N0.42330.67（块）ETN实314.2、提馏段： ET0.49(L ) 0.2450.49(3.93

21、0.3097) 0.2450.459N T1N0.4592.71N 实（块）ET2全部实际塔板数：N P =31+2=33( 块 )ETN T13 1100% 36.35%4.3、全塔效率：N P335、塔径的初步计算5.1、精馏段u (安全系数 )umax , 安全系数0.6 0.7， umax CLV由V，式中 C可由史密斯关联图查出：Ls1(L1 )1/22.066( 871.33 )1/20.016横坐标数值：VV13.51031.104s1取板间距： HT0.45m ， h0.07m ， 则 HTh 0.38 mTT查史密斯关联图可知 C20 0.076CC20 ( ) 0.20.0

22、76( 17.62 )0.20.0742020umax0.074871.331.1042.077m / s1.104u10.7umax0.71.871.45m / sD14Vs140.975mu10.9253.14 1.45横截面积： AT 0.785 1.221.13 m2， 空塔气速：u1'0.9750.863 m / s1.135.2提馏段取板间距： H '0.45 m， h'0.07 m ，则 H 'hT'0.38 mTTT查史密斯关联图可知C200.076CC20 ( )0.20.076( 15.7 )0.20.0722020umax'

23、0.072925.70.7532.52m / s0.753u20.7umax'0.72.521.77m / sD24Vs240.53mu20.623.14 1.77圆整： D21.2m'/ 421.132u2'0.530.47 m / s横截面积： AT1.2m ， 空塔气速：1.136、塔有效高度的计算Z( N p1)H T(331)0.4514.4m7、溢流装置7.1、堰长取 l w0.65D0.651.20.78m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度按下式计算how2.84 E( L A ) 2/3近似取E 11000l w（1） 精馏段how2.84( 2.0

24、66 )2/30.0054 m10000.78hwhLhow0.07 0.00540.0646 m（2） 提馏段how2.84(1.65 ) 2/30.0047 m10000.78'''0.070.0470.0653mhwhLhow7.2、方形降液管的宽度和横截面l w0.65AfWd0.124,则 : Af0.07212,Wd0.124 1.13 0.14 mDAT0.0721,1.13 0.082 mD验算降液管内停留时间：AfH T0.0820.4564.35sLs10.57410 3精馏段：'AfH T'0.0820.4580.2sLs20.46

25、10 3提馏段：停留时间5 s 。故降液管可使用。7.3、降液管底隙高度（1）精馏段3取降液管底隙流速 u0m / s ，则h0Ls10 . 5 7 4 1 0 0 . 0 3 6m0.02l wu00.780.02（2）提馏段3u' 0.02 m / sh'Ls2'0 . 4 6 1 0 0 . 0 3m取，则0l w u00.78 0.0208、塔板布置及浮阀数目及排列8.1、塔板分布本设计塔径 D1.2 m ，采用分块式板塔，以便通过人孔装塔板。8.2、浮阀数目与排列（ 1）精馏段u01F01211.42 m / s1.104取阀孔动能因子 F012 ，则孔速为V

26、 1每层塔板上浮阀数目为Vs10.975174块( 采用 F型浮阀 )N20.7850.025211.424d0 u0取边缘区宽度 WC =0.06 m ，破沫区宽度 WS0.10 m计算塔板上的鼓泡区面积，即Aa2 xR2x2R2x180a r c s i nRR =DWC1 . 20.060m.5 4其中22D(W d +WS )0.65(0.14 0.1)0.36 mx2Aa 2 0 . 3 8 9223.1420.3892 0.7610.540.3890 . 5 4 a r c s i nm所以1 8 00.54浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t75 mmt'

27、;Aa0.76158.3 mm则排间距：N t1740.075（ 2）提馏段u02'F01213.83 m / s取阀孔动能因子 F012 ，则V 20.929N'Vs20.53块2'0.7850.025213.8378每层塔板上浮阀数目为4d0 u02按 tt '0.761130 mm75mm ，估算排间距，780.075三、塔板的流体力学计算1、气相通过浮阀塔板的压降可根据 hp hc hlh 计算1.1、精馏段u0c173.173.19.95 m / s1.8251.8251.104（ 1）干板阻力V 1hc15.34V 1u025.34 1.104 11

28、.4222 L1 g0.05 m因 u01u0 c1 ，故2 871.33 9.8（ 2）板上充气液层阻力取 00.5,hl10 hL0.50.70.035 m（ 3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为hp10.050.0350.085 mp p1hp1L1 g0.085871.339.8725.82 Pa1.2、提馏段u0c273.173.112.27 m / s1.8251.825（ 1）干板阻力V 20.753hc 25.34V 2u0225.340.75318.832L 2 g2925.70.0424 m因 u02u0c2 ，故29.8

29、（ 2）板上充气液层阻力取 00.5,hl 20hL 0.50.070.035 m（ 3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为hp 20.0480.0350.083 mpp 2hp2L 2 g0.083925.79.8753 Pa2、淹塔为了防止淹塔现象，要求控制降液管中清液高度H d( H Thw ) ，即H dhphLhd2.1、精馏段（ 1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp1 0. 0 9 3m8（ 2）液体通过降液管的压头损失h0.153(Ls)20.57410 3)20.000070.153(d 1l wh010.780.036

30、（ 3）板上液层高度hL0. 0 7 ，则 H d 10.09380.00007 0.07 0.1639 mm取0.5 已选定 H T0.45 m,hw10.0646 m则( H Thw1 )10.5(0.450.0646)0.2573 m可见 H d 1( H Thw1)1 所以符合防止淹塔的要求2.2、提留段（ 1）单板压降所相当的液柱高度 hp2 0.098 m（ 2）液体通过降液管的压头损失 ：hd 0.153(Ls2)20.153(0.4610 3)20.00004m2Lw ho20.780.036（ 3）板上液层高度： hL0.07m则 H d 20.070.0980.00004取0.5 ，则(H Thw ) 20.5(0.45 0.0653)0.2283 m可见 H d 2(H Thw ) 2，所以符合防止湮塔的要求3、雾沫夹带Vs1v11.36Ls1ZL泛点率 =L1v1100%KC F AbVs1v1