乙醇水精馏塔设计

1、三、设计内容：(1) 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件数据的计算；(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) 绘制生产工艺流程图；(10) 绘制精馏塔设计条件图；(11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 设计计算 （一） 设计方案选定本设计任务为分离水乙醇混合物。    原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至84后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，

2、其余作为产品经冷却至25后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4加料方式和加料热状态：加料方式选择

3、加料泵打入。由于原料温度稳定，为减少操作成本采用30度原料冷液进料。5由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。6再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。（二） 精馏塔的物料衡算原料液处理量为3000kg/h,（每年生产300天），塔顶产品组成94%（w/w）乙醇。原料25%（w/w）乙醇水溶液，釜残液含乙醇0.1%（w/w）的水溶液。分子量M水=18 kg/kmol；M乙醇=46 k

4、g/kmol。1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料摩尔分数：xF塔顶摩尔分数 ： xD塔釜残液的摩尔分数： xW2 原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MFMDMW3 物料衡算原料的处理量 F=3000/（300*24）/21.2312=19.63 kmol/h总物料衡算 19.63=D+W乙醇的物料衡算 19.63*0.1154=0.86*D+0.0004*W 解得： 塔顶采出量 D=2.626 塔底采出量 （三） 精馏工艺条件计算T 的求取 确定回流比R乙醇水属于理想物系，可采用图解法求回流比R和理论塔板数。 由手册查得乙醇水物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见下图。常压下乙醇水溶液的t

5、-x-y图常压下乙醇水溶液的t-x-y图 求最小回流比及操作回流比。故最小回流比为Rmin=(0.86-0.45)/(0.45-0.115)=1.22 取操作的回流比为 R=2Rmin 求气液相负荷LV 求操作线方程精馏段操作线方程为: Y=L*X/V + D*XD/ V =提馏段操作线方程为: Y= L*X/V - W*XW/ V 确定理论塔板数。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） 确定实际塔板数。 精馏段实际塔板数 N精 = 12/0.52=23块 提馏段实际塔板数 N提 = 3/0.52= 6块精馏塔工艺参数汇总表精馏塔工艺参

6、数汇总NpN精N提ETNTRRmin29236154精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算41 操作压力计算 4.1.1 塔顶操作压力 PD =101.34105.3 kPa 4.1.2 每层塔板压降 P = 0.7kPa 4.1.3 进料板压力P= 4.1.4 精馏段平均压力 PM = 42 操作温度计算依据据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中乙醇与水的饱和蒸气压由安托因方程P*=A - B /(T +C) 计算,计算过程略.计算结果如下:塔顶温度 tD = 进料板温度 tF = 84 .04.3 平均摩尔质量的计算由XD=y1=0.86，查平衡曲线得：X1 塔顶液相的平均摩尔

7、质量： MVDm×46 +(1-0.86)× MLDm= 0.825 ×46 +(1- 0.825 )× 18 = 41.1 kg/kmol 进料板的摩尔质量，由图解理论板得 yF =0.415 由平衡曲线得：XF =0.25 MVFm×46+（1-0.415）× MLFm×46 +(1-0.25) ×18 = 25kg/kmol 平均摩尔质量： MVm=(42.08 + 29.62)/2=35.85 kg/kmol MLm4.4 平均密度计算气相平均密度计算vm = Pm * MVm / R * Tm =113.

8、35 * 35.85/8.314 * (81.0 + 273.15)=1.337 kg/m3液相平均密度计算塔顶TD=78查手册水= 973 kg/ m3, 乙醇 = 744.4 kg/m3进料TF=82查手册水= 969 kg/ m3, 乙醇 = 737.3 kg/m3塔顶密度 LDH= 1/XD/A + (1-XD)/ B = 735.3 kg/ m3进料板的液相质量分数： A= XF*MA/XF*MA+(1-XF)MB进料板的液相密度:LDM= 1/A /A + (1-A)/ B= 833.3 kg/ m3精馏段的平均密度LDM34.5 液体平均表面张力的计算塔顶表面平均张力由

9、T=78查手册得：水=62.9mN/m, 乙醇lDm=18××进料板的表面张力由T=84查手册得：水×103N/m,乙醇=17.88 ×103N/mlFm××精馏段的液相平均表面张力LM35 塔径和塔高的计算 5.1 塔径的计算精馏塔的气，液体体积流率为VS= 0.07 m3/sLs= 0.0001 m3/s由umax=查图表 取板间距HT=0.4m 板上液层高度hL查化工原理课程设计P105图5-1得：C20 C = C20 * Umax = C = 1.59 m/s取设计的泛点率为0.7，则空塔气速为：塔截面积为：=*实际空塔气速

10、为：5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度Z精=（N精-1）HT=(23-1)×0.4 = 8.8 m提馏段的有效高度Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.4 = 2m在进料板的上方开人孔其高度为=0.8m,故精馏段的有效高度为：Z= Z精+ Z提+0.8=10.611m6. 塔板主要工艺尺寸的计算 6.1 溢流装置的计算：因塔径和流体量适中，选取单溢流弓形降管。堰长取溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度取板上清液层高度故m 弓形降液管宽度和截面积 由查化工原理课程设计P112图5-7得故液体在降液管停留的时间，即故降液管设计合理。降液管底隙高度 取 m

11、/s，则故降液管底隙高度设计合理边缘宽度的确定，查化工原理课程设计P114 取，所以开孔的面积代入式中解得：=0.084 筛孔的计算筛孔的孔径，孔中心距 t为 筛孔的数目为 开孔率为 =10.1气体通过阀孔的气速为： m/s 7. 塔板流动性能的校核7.1 液沫夹带的校核液沫夹带量ev，即 代入得：故设计中液沫夹带量ev在允许范围内。7.2 塔板压降干板阻力h0可计算如下：查化工原理课程设计图5-10，得代入故 m液柱气体通过液层阻力由 查化工原理课程设计图5-11，得代入得： m液柱液体表面张力的阻力气体通过每层板的液柱高度p= 设计允许值7.3 降液管液泛校核降液管中的清夜柱高度Hd因为乙

12、醇-水为不易起泡物系，取故 m液柱。故不会产生降液管液泛。7.4 取漏液点气速 为阀孔动能因子时相应的值，则 m/s稳定系数k= ,故不会产生严重漏液。8. 塔板负荷性能图在 m/s 式中，并将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入，整理之可得=0.029*      （1）在操作范围内，取几个值，列与下表                 作漏液线1 8.2 过

13、量液沫夹带线关系式由ev =2.5(hw + how)  得   （2）在操作范围内，取几个值，列与下表           作液沫夹带线28.3 液相下限关系式由令E=1，取=0.006m代入，可解得  （3） 可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线3                &

14、#160;                     8.4 液相上限关系式以降液管中停留时间的下限，故= （4） 可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线4                  

15、0;                     8.5 液泛线由降液管液泛校核条件式 或 ，将 ，hf和hd计算式代入，即：令， 由； ； ；联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得 式中可得将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入并整理之，可得：  在操作范围内，取几个值，列与下表      

16、;         作掖泛线5 根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图，如下图所示。以为横坐标，为纵坐标，作本塔板的负荷性能图（附图）。图中，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可读得,该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得Vs,max= Vs,min= 故其操作弹性为设计计算的主要结果序 号 项 目 数值 1 平均温度tm，oC 812 平均压力Pm3 气相流量Vs，（m3/s） 0.07 4 液相流量Ls，（m35 实际塔板数 296 有效段高度Z，m 119 溢流形式 单溢流1

17、0 降液管形式 弓形15 降液管底隙高度，m 0.00625 16 安定区宽度，m 0.07 18 开孔区面积，m2 20 筛孔数目 43123 空塔气速，m/s 127 负荷上限 液泛控制28 负荷下限 漏液控制29 液沫夹带ev30 气相负荷上限，m3/s 31 气相负荷下限，m3/s32 操作弹性9.1 进料管有已知料液流率为5200kg/h,取料液密度为965kg/m3,则料液体积流率为取管内流速uf=0.5m/s,则进料管的直径取进料管尺寸为×9.2 回流管 由已知回流液流率为12298.6kg/h，取回流液密度为742.43kg/m3,则回流液体积流率为 取回流管尺寸为1

18、40×9.3 釜液出口管由已知釜液流率为3376kg/h,取釜液密度为920kg/m3,则釜液体积流率取管内流速Uw =0.5m/s，则釜液出口管直径取釜液出口管尺寸为57×9.4 塔顶蒸汽管近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT，并取管内蒸汽流速uT=15m/s，则塔顶蒸汽管直径取塔顶蒸气管尺寸为180×9.5 加热蒸气管取加热蒸气管内蒸汽流速uT=0.6m3/s加热蒸气密度3.25kg/m3,流速取15m/s,则加热蒸气管径取加热蒸气管尺寸为245×6。10. 辅助设备的选取10.1 冷凝器冷凝器选用单壳程的列管式换热器，冷凝剂选用冷水，冷水走管

19、程，蒸汽走壳程，该冷凝器为全冷凝器，对全凝器作热量衡算并忽略热量损失，选定冷水的入口温度为t1=25,出口温度为t2=40,选定回流液在饱和温度下进入塔内，由于塔顶馏出液几乎为纯乙醇作焓按纯乙醇计算，则××106J为冷水消耗量10.2 再沸器本设计分离乙醇-水体系，可以采用直接蒸汽加热，只需在精馏塔的底部通入水蒸气即可，不需要外加再沸器。符号说明 英文字母Ap塔板鼓泡区面积，m2；Af降液管截面积，m2；A0筛孔面积，m2；AT塔截面积，m2；C负荷系数，无因次；C2020dyn/cm时的负荷系数，无因次Cf泛点负荷系数，无因次；Cp比热，kJ/kg&S226;K；

20、d0筛孔直径，m；D塔径，m；D塔顶产品流量，kmol/h或kg/h；eV雾沫夹带量，kg(液)/kg(气) ；E液流收缩系数，无因次；ET总板效率或全塔效率，无因次；F原料流量，kmol/h或kg/h；g重力加速度，m/s2；hd干板压降，m；hd液体通过降液管的压降，m；ht气相通过塔板的压降，m；hf板上鼓泡层高度，m；hl板上液层的有效阻力，m；hL板上液层高度，m；h0降液管底隙高度，m；h0w堰上液层高度，m；hp与单板压降相当的液柱高度，m；hW溢流堰高度，m；h与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m；Hd降液管内清液层高度，m；HT塔板间距，m；I物质的焓，kJ/kg；K稳定

21、系数，无因次；lW堰长，m；LS塔内液体流量，m3/s；M分子量；n筛孔总数；NT理论板数；N实际板数；P操作压强，Pa；P单板压强，Pa；Pp通过一层塔板的压强降，Pa/层；q进料热状况参数，无因次；Q热负荷，kJ/h；QB再沸器热负荷，kJ/h；QC全凝器热负荷，kJ/h；QL热负荷损失，kJ/h；r汽化潜热，kJ/kg；R气体常数，8314J/kmol&S226;K；R回流比，无因次；t温度，或K；t孔心距，m；T温度，或K；TS塔顶温度，或K；TS回流液温度，或K；u空塔气速，m/s；Ua按板上层液上方有效流通面积计的气速，m/s；Umax极限空塔气速，m/s；u0筛孔气速，m/s；u0M漏液点气速，m/s；uo降液管底隙处液体流速，m/s；V精馏段上升蒸气量，kmol/h；Vh塔内气相流量，m3/h；Vs塔