课程设计 乙醇水溶液连续板式精馏塔设计

1、目录摘 要2设计任务3第一章 设计概述41.1塔设备在化工生产中的作用与地位4第二章 设计方案的确定及流程说明52.1 塔型选择52.2 操作流程5第三章 塔的工艺计算63.1查阅文献，整理有关物性数据63.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数63.1.2平均摩尔质量73.2全塔物料衡算73.3塔板数的确定73.3.1理论塔板数的求取73.3.2全塔效率的估算83.3.3实际塔板数9第四章 精馏塔及吸收塔主体尺寸的计算114.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量114.2 塔径的计算134.3 塔高的计算154.4. 塔板结构尺寸的确定164.5 弓形降液管17第五章 塔的主要附属设备208.1

2、冷凝器208.2预热器21附录23设计结果一览表23摘 要 此设计针对乙醇-水的精馏、吸收问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的设计过程。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：吸收塔，筛板塔，精馏段，提馏段，乙醇，水AbstractThe sieve tray tower is one kind of main gas-liduid mass transfer equipment in Chemical production . This design for ethanol -

3、 water distillation analysis of the problem, selection, calculation, accounting, graphics, etc, is a more complete distillation design process.Through the calculation of sieve tray tower,we can get various designs of sieve tray tower,such as tower process,production operating conditions and physical

4、 parameters is reasonable to ensure the smooth progress of distillation process and to improve efficiency as much as possible.Keywords: sieve tray tower，absorb tower，rectifying section, stripping section, ethanol,water设计任务一、设计题目乙醇-水溶液连续生产高浓度乙醇设计。二、任务要求1、设计一连续板式精馏塔及吸收塔分离乙醇和水，具体工艺参数如下：(1)原料乙醇含量：质量分率=2

5、9%(2)原料处理量：质量流量=10.8t/h(3)摩尔分率Xd=0.82;Xw=0.02 2、工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝，泡点进料，泡点回流，R=（1.22）Rmin。 3、设计一吸收塔进行进一步提纯处理。三、设备形式筛板塔，填料塔四、设计工作日每年330天,每天24小时连续运行六、主要内容1. 确定全套精馏及吸收装置的流程，汇出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2. 精馏塔的工艺计算与结构设计：（1）.物料衡算确定理论板数和实际板数；（2）.计算塔径并圆整；（3）.确定塔板和降液管结构；（4）.流体力学校核，并对特定板的结构进行个别调整；（5）.全

6、塔优化，要求操作弹性大于2。3. 计算塔高等。第一章 设计概述1.1塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。第二章 设计方案的确定及流程说明2.1 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开

7、动设备24小时计算，产品流量为10.8t/h，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。及填料吸收塔。2.2 操作流程乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板

8、上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。再进入吸收工段。第三章 塔的工艺计算3.1查阅文献，整理有关物性数据（1）水和乙醇的物理性质表31：水和乙醇的物理性质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46.0778978.32.391.150.17222.8（2）常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表32表32 乙醇水系统txy数据沸点t/乙

9、醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.41

10、39.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：183.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数3.1.2平均摩尔质量 M=0.13846+（1-0.138）18=21.86 kg/kmolM= 0.8246+ (1-0.82) 18=40.96kg/kmolM=0.0246+（1-0.02）18=18.56kg/kmol3.2全塔物料衡算 总物料衡算 D+W=F+S （1） 易挥发组分物料衡算

11、 F = D + WW （2）恒摩尔流假设 S=V=(R+1)D (3）通过 由RMIN专用计算程序知 Rmin=1.082 由工艺条件决定R=1.85Rmin=1.081.85=2F=10.810/21.86=494.1kmol/h联立上式（1）、（2）、(3)得：S=203.4kmol/h W=629.7kmol/h D=67.8kmol/h3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数的求取根据乙醇水气液平衡表1-6，作图 图2：乙醇水气液平衡图由图可知总理论板数为15，第十三块板为进料板，精馏段理论板数为12，提留段理论板数为3（包括蒸馏釜）3.3.2全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进

12、行估算：根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得： (塔顶第一块板) (加料板) (塔底)由相平衡方程式可得因此可以求得：全塔的相对平均挥发度：（1） 精馏段：（2） 提馏段：全塔的平均温度：（1） 精馏段：（2） 提馏段：在81.7时，根据上图知对应的X=0.297，由化工原理课本附录十一（水在不同温度下的黏度表）查得，由附录十二（液体黏度共线图）查得（图中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。在91.1时，根据上图知对应的X=0.044，由化工原理课本附录十一（水在不同温度下的黏度表）查得，由附录十二（液体黏度共线图）查得（图中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。因为所以，平均黏度：（1） 精

13、馏段：（2） 提馏段：用奥康奈尔法()计算全塔效率：（1） 精馏段：（2） 提馏段：3.3.3实际塔板数实际塔板数（1） 精馏段：，取整22块，考虑安全系数加一块为23块。（2） 提馏段：，取整8块，考虑安全系数加一块，为9块。故进料板为第24块，实际总板数为31块。第四章 精馏塔及吸收塔主体尺寸的计算4.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量4.1.1 精馏段的汽液体积流量 整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：M=(21.86+40.34)/2=31.1kg/Kmol液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(84.9+78.4)/2=81.7表3 精馏段的已知

14、数据位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数xf=0.138y1=xD=0.82yf=0.485x1=0.798摩尔质量/Mlf=21.86MLf=40.34Mvf=31.58Mvl=40.96温度/84.978.4在平均温度下查得液相平均密度为：其中，平均质量分数x'lm=(0.29+0.91)/2=0.6所以，lm =814.2精馏段的液相负荷L=RD=2×67.8=135.6Kmol/h Ln=LM/lm=135.6×31.1/814.2=5.18由 所以 精馏段塔顶压强 若取单板压降为0.7, 则进料板压强 气相平均压强 气相平均摩尔质量 气相平均密度 汽相负荷

15、V=（R+1)D=67.8×3=203.4精馏段的负荷列于表4。表4 精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/36.2731.1平均密度/1.493814.2体积流量/4941.3(1.373)5.18(0.00144)4.1.2 提馏段的汽液体积流量整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。表5 提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数xw'=0.025xf'=0.29yw'=0.234yf'=0.706摩尔分数Xw=0.01Xf=0.138Yw=0.107Yf=0.485摩尔质量/Mlv =18.

16、28MLf=21.86Mlv=21.0Mvf=31.58温度/97.284.9表6 提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/20.0726.29平均密度/918.51.079体积流量/13.76(0.00382)4955.9(1.377)4.2 塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：Ls=汽塔的汽相平均密度：汽塔的液相平均密度：塔径可以由下面的公式给出：由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间：功能参数：从史密斯关联图查得：C20=

17、0.074，由于，需先求平均表面张力：1乙醇 2水 塔顶: 进料板：=17.7mN/m =61.0mN/m 塔底： =17.0mN/m =59.0mN/m 精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力 全塔液相平均表面张力 C=0.074×()0.2=0.0878 =0.0878× u=0.7×2.277=1.594m/s =1.05m根据塔径系列尺寸圆整为D=1000mm此时，精馏段的上升蒸汽速度为： Uj=提馏段的上升蒸汽速度为： Ui=安全系数：=0.770 =0.769和均在0.6-0.8之间，符合要求。4.3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： -塔顶

18、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=31块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8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：4.4. 塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度，破沫区宽度，查得 堰长弓形溢流管宽度弓形降液管面积降液管面积与塔截面积之比 堰长与塔径之比降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求液体在精馏段降

19、液管内的停留时间 符合要求4.5 弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液层深度，一般不宜超过60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算=E-液体的收缩系数-液相的体积流量-堰长精馏段 =由 查手册知 E=1.04 则=0.00113×1.04=0.0118m=0.06-0.0118=0.0482m降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小15mm即=0.0482-0.015=0.0332同理，对提馏段 =由 查手册得 E=1.074=0.0218×1.074=0.0234m=0.06-0.0234=0.366m=0.0366-0.015=0.016m4.

20、6.开孔区面积计算 已知=0.12m进取无效边缘区宽度 =0.05m 破沫区宽度 =0.075m阀孔总面积可由下式计算x=r=所以 4.7 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 吸收塔采用金属磁环等填料，由于没有学过相关计算，省略。第五章 塔的主要附属设备8.1冷凝器 （1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造

21、价不高。 （2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMD Q单位时间内的传热量，J/s或W； qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s; r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kgt=78.4时查表得r=1100.2KJ/Kg则 Q=qm1r1 =（2+1）× 67.8×40.96×1100.2/3600=2546KJ/s取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20和30 平均温度25 下水的比热 Cpc =4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量： qm2 又 Q=KA K取700W·m-2/所以，传热面积： A= =53.2 A=68.48.2预热器以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：其中tfm =(84.9+35)/2=60.0（设原料液的温度为35度）在进出预热器的平均温度以及tfm =60的情况下可以查得比热cpf=3.485KJ/kg.，所以，Qf =10.8×1000×3.845×(84.9-35)=2072000KJ/h釜残液放出的热量若将