分离乙醇-水混合液的板式精馏塔

1、化工原理课程设计、八刖言在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保部门，塔设备 属于使用量大，应用面广的重要单元设备，而精馏操作则是工业中分 离液体混合物的最常用手段。其操作原理是利用液体混合物中各组分 的挥发度的不同，在气液两相相互接触时，易挥发的组分向气相传递， 难挥发的组分向液相传递，使混合物达到一定程度的分离。塔设备的 基本功能是提供气液两相以充分的接触机会，使物质和热量的传递能 有效的进行；在气液接触之后，还应使气、液两相能及时分开，尽量 减少相互夹带。常用的精馏塔按其结构形式分为板式塔和填料塔两大类， 板式塔 内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板， 气体依靠 压强差

2、的推力，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶， 气液两 相在内进行逐级接触。填料塔内装有各种形式的填料，气液两相沿塔 做连续逆流接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。板式塔具有结构简单、安装方便、压降很低、操作弹性大、持液 量小等优点。同时，也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。本设计参考了部分化工原理课程设计书上的内容， 还得到了老师 和同学的帮助，在此表示感谢。由于本人能力有限，经验不足，书中难免会出现一些错误，恳请大家批评指正。编者2011-6-16第一章设计任务书一设计题目分离乙醇-水混合液的板式精馏塔二设计数据生产能力：年处理乙醇-水混合液5.0万吨原 料：乙醇含量为15%(质量

3、百分比，下同)的常温液体分离要求：塔顶含量不低于94%塔底含量不高于2%三 操作流程的确定和说明操作压力：由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔5的操作费用，操作压力选为常压。其中塔顶压力为1-01325 5 6 7 8 9 10 Pa，5塔底压力1-01325 10 N (265 530) Pa塔型选择：根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算， 产品流量为，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。进料状态：虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、 气温变化和前段工序波动

4、的影响，塔的操作比较容易控制；此外， 饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。加热方式：精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分,水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这 时只需在塔底安装一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进 行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低第二章塔板的工艺设计第一节精馏塔全塔物料衡算塔底组成：XW二2/46=0.79%2/46 98/18432 1010(0.15/46 0.85/18)进

5、料量：F =5.0 万吨/ 年二0.0974kmol/s300 疋 24 汉 3600:F = D +W物料衡算式为：IFXF= DXD+WX/D =0.00524kmol / sW =0.09218kmol/s第二节计算温度、密度、表面张力、粘度、相对挥发度气液相及体积流量表一.常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系F：原料液流量（kmol/s）F：原料组成（摩尔分数，下同）D:塔顶产品流量（kmol/s）D：塔顶组成塔底产品流量（kmol/s）塔底组成15/46原料乙醇组成：X-15/46.85/18-5.37%塔顶组成:94/4694/46 6/18= 85.98%联立方程组解得:

6、温度/oC液相气相温度/oC液相气相温度/oC液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99(1)精馏段：J =84.47 C,所以ML2=46 0.0277 18 (1 -0.0277) = 18.78kg

7、 / kmol表二.不同温度下乙醇和水的密度液相组成Xi:气相组成y1:所以 ML1提馏段:液相组成气相组成y284.1 -82.784.47 -82.716.61-23.37，为-23.3784.1 -82.784.47 -82.750.89 -54.45_ ，y1- 54.456 0.1482 18(1 -0.1482)二= 94.43C:95.5 -89.094.4389.0:1.9-7.21x2-7.21，:95.5 -89.094.43 -89.0y2 =34.70%x2=2.77%x仁14.82%y1=49.95%22.15kg / kmolX2t217.0 -38.91y2-38

8、.91温度/oC温度/oC80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在和爲下的乙醇和水的密度=84.47 C,84.4780968.6 -971.8乙-971.885-80_ 84.47 -80968.6 -971.8?水 -971.8乙=732.14kg/m3水=968.94 kg/m= 94.43C,查表得：水=0.2973mPa.s醇 =0.372mPa.s94.43一90，乙=720.95 kg/m3:乙一 72495 -90961.85 965.3二94.43-90，:、水=962.25 kg/m3l 水-965.3在

9、精馏段：液相密度气相密度：?V1二31.99 273.151.09 kg /m322.4273.15 84.47在提馏段：液相密度九2:气相密度：你27.72 x273.15门心厂 /小20.905kg / m322.4x(273.15+94.43)二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算公式:XWVW X0V00X0V0XWVWx0V0式中下角标，W 0、S分别代表水、有机物及表面部分，XWX指主体部分的分子体积，匚W、二0为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2温度/oC708090100乙醇表面张力-22/10 N/m1817.1516.215.2水表面张力/10-2N/m64.362.

10、660.758.8(1)精馏段：t1=84.47 C,乙醇表面张力：90-80，ZZ90 -84.4716.2 -17.1516.2-；-乙 ，匚乙-16.725 ；水的表面张力：90-8090 -84.47二水二 61.751060.7 -62.660.7 -匚水，提馏段：0= 94.43C乙醇表面张力：100-90100 -94.43二乙二 15.757 ;15.2-16.215.2 七乙，水的表面张力：100-90100 -94.43匚水=59.848o58.8 -60.7F ?58.8 - ；水=84.47 C,查表得：水=0.3442mPa.s ，丄醇=0.431mPa.s95 -9

11、0同理：匚 E3C，961.85 -965.3= 94.43C,查表得：水=0.2973mPa.s醇 =0.372mPa.s精馏段粘度：7 =醇 Xi：；.一水(1 - Xi )提馏段粘度：七二醇 X2U (1-X2)(1)精馏段挥发度：由 XA=0.1482, yB=0.4995 得 XB=0.8515, yB=0.5005所以,=yAXB=0.4995 .8515=5.73 yBxA0.5005 0.1482(2) 提馏段挥发度：由 XA=0.0277, yB=0.3470 得 XB=0.9723, yB=0.6530所以才=凤=0.347 29723=18 65 yBxA0.653 0.

12、0277因为是饱和液体进料，所以q=1,又因xF=0.0537,所以q为一条直线。x-y相图如下所示：根据x-y相图得:忑-yqyq Xq8598一.3212= 2.0130.3212-0.0537?L1= 881.24 kg / kmol,V1=1.09kg/kmol。(2)提馏段：因为本设计为饱和液体进料，所以q=1：2= 940.88kg / kmol,V2= 0.905kg / kmol。第三节理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次试验设计中采用图 解法。根据1.01325105Pa下，乙醇-水气

13、液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y曲线图，泡点进料，所以q=1，即q为一条直线，本平衡具有下凹部分，操作线 尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，如图所示：Xq=0.0537, yq=0.3212,所以Rmin=2.013，操作回流比等于：R =1.5Rmin=1.5 2.013 =3.02。已知：精馏线操作方程：yn1xn勺0.751xn0.214R+1R+1提馏线操作方程：yn 1 =L L qFqF XmWXw0.539Xm-0.0347L+qF-W L+qFW在图上作操作线，由点(0.8598,0.8598)起在平衡线和操作线间画阶梯， 过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于

14、0.0079为止，由此得 到理论版NT=25块(包括再沸器)，加料板为第22块理论板。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体的力学性质有关，它 反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式ET=0.49(o(巴 j.245计算。(1)精馏段已知：=5.73，L1=0.3562mPa.s所以 ET=0.49 (5.73 0.3562) 245= 0.41 1,N21Npg = =-= 47.6,故“卩精=48 块oET0.411(2)提馏段已知：=18.65，JL2=0.2994mPa.s所以 ET=0.49 (18.65 0.2994)亠245= 0.322,N 喋=

15、- 6.21，故 N 卩精=6块oET0.322精全踏所需实际塔板数：Np=Np 精+ Np 提= 48+ 6=54 块。全塔效率：ET=出=5一 = 44.44%NP54加料板位置在第49块塔板。第四节塔经的初步设计塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定 等结构处理所需面积的要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的 面积，应保证有适宜的气体速度。计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可 求出塔径。另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的 相

16、互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。由于精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不 同。在初算塔径中，精馏段的塔径可按塔顶第一块板上物料的有关物理参数计算， 提馏段的塔径可按釜中物料的有关物理参数计算。也可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在1米以 下者，标准化先按100mni曾值变化；塔径在1米以上者，按200mni曾值变化，即1000mm1200mm 1400mm 1600mm 塔径标准化以后，应重新验算雾沫夹带量，必要时在此先进行塔径的调整， 然后再决定塔板结构的参数，并进行其它各项计算。当液量很大时，亦

17、宜先核查一下液体在降液管中的停留时间B。如不符合要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径的调整。图4-1史密斯关联图图中H塔板间距，m hL板上液层高度，m V丄一一分别为塔内气、液两相体积流量，m/s;P，P分别为塔内气、液相的密度，kg/m3。1.精馏段取板间距：Hr=0.45m, hL=0.07m,则Hr-hL=0.38， 查图可知：C2=0.076.2.提馏段取板间距：Hr=0.45m, hL=0.07m,则Hr-hL=0.38， 查图可知：Go=0.076.第五节溢流装置1、堰长lW取lW=0.75D=0.75 0.5=0.375m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度hoW

18、按下式计算（1） 精馏段（2） 提馏段2、方形降液管的宽度和横截面查图得：Af-0.124,Wd- 0.176,J则Af=0.124 0.196-0.0243卅, ATDWd =0.176 0.5 = 0.088m验算降液管内停留时间:精馏段：JLT243：69.20SAH提馏段：丁二f TLS2停留时间5s，故降液管可使用3.降液管底隙高度（1）精馏段2.84 匚10002/3近似取E=10.0243 0.458.77 104=12.54sLA取降液管底隙的流速耳07吨则讣亡辭攜蛊“珈(2)提馏段因为ho不小于20mm所以ho满足要求。第六节 塔板布置及浮阀数目与排列1塔板分布本设计塔板直径

19、D=0.5m,采用整块式塔板。2浮阀数目与排列(1) 精馏段F9取阀孔动能因子F0=9则孔速uO1= =8.62m/s页1.09取边缘区宽度WC=0.03破沫区宽度WS=0.07 WD=0.212计算塔板上的鼓泡区面积，即代=2 X、R7-X2R2arcsin 上723.1420.0682所以=20.0680.22 -0.068 亠 0.22 arcsin-0.31m 180 0.22 一在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，取孔心距为t=100mm鼓泡区面积Aa二 Ntt =24 0.1 0.1 = 0.24m2。因0.240.31,故取孔心距为100mm?合要求，浮阀数为24个。An按N

20、=24重新核算孔速即阀孔功能因数阀孔动能因子为8.73接近9,大致可以算作在9-13范围内，塔板开孔率1180RFO=9,则孔速uO2= _99.46m/s莎0.905N057222块 采用F1型浮阀20.785 0.03929.46dOUO24在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，按孔心距为t=100mm计算排间 距。取t=100mm时，排得浮阀数为22块Aa= Ntt =24 0.1 0.1 = 0.24m2。因0.240.31,故取孔心距为100mn符合要求，浮阀数为24个按N=24重新核算孔速即阀孔功能因数阀孔动能因子为9.70，仍在9-13范围内，塔板开孔率为第三章塔板的流体力学计

21、算第一节 气相通过浮阀塔板的压降可根据 h hch1精馏段查得物性系数K =1.0，泛点负荷系数 CF=0.103所以,0.78X1X0.101 X0.196可见，雾沫夹带在允许的范围之内第四节塔板负荷性能图1.雾沫夹带线据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线，取泛点率为80%弋入泛点率计算式(1)精馏段整理可得雾沫夹带上限方程为：(2)提馏段泛点率=Ab1.090.2471.36 1.58 10* 0.276泛点率=881.24一佃2.41% :：: 80%1 0.103 0.14740.2471.09泛点率=881.24-1. 9 9 二 1.94% : 80%0.78 汇 1 汉 0.103

22、 汉 0.196可见，雾沫夹带在允许的范围之内2提馏段查得物性系数K =1.0，泛点负荷系数 CF=0.101所以，泛点率=1 0.101 0.1474二 3.87% :80%0.2570.276整理可得雾沫夹带上限方程为:精馏段LS(ml/s)0.020.013VS(m/s)9.206.79提馏段LS(mVs)0.020.013VS(m/s)11.598.47由此确定液泛线，忽略式中hc而VS而U二2 |/ dN 4(1)精馏段21.09VS12720L|11.5(0.0663 1.2867 L；：)(2)提馏段0.254 =5.34 乂-2-20.905严- +1208.98L；2+1.5

23、(0.0583+1.2867 LS；)0.7852汉 222x 0.0398740.88 x 9.8 x 2.整理后可得：V；2=0.15455 -3182.96 L；2-5.082 LS2在操作范围内，任意取若干个LS值，算出相应的VS值：精馏段LS1(m/s)0.0010.0030.0040.0053LS1(m/s)0.5250.4730.4360.388提馏段LS2(m/s)0.0010.0030.0040.005LS2(m/s)0.3770.3240.2800.21480.78522420.0394 3881.24 9.8 2整理后可得:-0.3022 -3313.92 L；1-2.3

24、515L2/3S10.258 =5.346.操作性能负荷图由以上15作出塔板负荷性能图。由塔板负荷性能图可看出:(1)在任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点)处在适宜操作区内的位 置；(2) 塔板的气液负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；(3)按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限33(VS)max= 1.65m / s,(Vs)min= 0.57m / s液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35sAH液体在降液管内停留时间3 5s5以r =5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则4.漏液线对于F1型重阀，依动能因数 F。=5 作为规定气体的最小负荷的标准，则H2VS

25、dNUo4(1)精馏段VS1min25253二doN0.785 0.0392240.137m3/s4、，匚1.09(2)提馏段VS2min=d2N50.785 0.03922250.138m3/s4 0.9055.液相负荷下限线取堰上液层高度 ho0.006m 作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线该线于气相流量无关的竖直线。代入 how的计算式:取E=1.0,则 Lsmin二0.006 10002.84 1.02/30.375= 0.003m3/s3600所以，塔的操作弹性为1.65/0.57 =2.89有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表4表4浮阀塔工艺设计计算结果项目计算数据备注精馏段

26、提馏段塔径D, m0.50.5板间距HT, m0.450.45塔板型式单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速u,m/s1.261.31溢流堰长度lw,m0.3750.375溢流堰咼度hw,m0.06630.0583板上液层咼度n,m0.070.07降液管底隙高度ho,m0.020.02浮阀数N,个2422等边三角形叉排阀孔气速Uo,m/s8.379.29阀孔动能因数Fo8.739.70临界阀孔气速Uoc,m/s8.629.46同一横竖、排的孔孔心距t,m0.100.10心距单板压降Ap,Pa595.89617.79液体在降液管内的停留69.2012.54时间,s降液管内的清液咼度Hd, m0.00

27、0060.00009泛点率，%2.413.87气相负荷上限（Vs）max1.651.65雾沫夹带控制气相负荷卜限（VS）min0.570.57漏夜控制操作弹性2.892.89第四章塔附件设计塔的外壳多用钢板焊接，如外壳米用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用法兰连接。板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装 置，如除沫器、人（手）孔、基座，有时外部还有扶梯或平台。此外，在塔体上 有时还焊有保温材料的支承圈。为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。如图4-1为一板式塔的总体结构简图。一般说来，各层塔板的结构是相同的，只 有最咼一层，最低一层和进料层的结构有所不同。

28、 最咼一层塔板与塔顶的距离常 大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离较大，以便 有较大的塔底空间贮液，保证液体能有1015min的停留时间，使塔底液体不致 流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸气，塔底与再沸器间有管路连接， 有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽 加热，则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。另外，进料板的板间距也 比一般间距大。第一节接管1.进料管进料管的结构种类很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：D二4VS取 uF=1 6m/s， L = 918.19kg/m3UF查标

29、准系列选取 32 3.52.回流管0.00093采用直管回流管，取 UR=1.6m/s，d V_3.11.= 0.02727mm查表取 32 3.53.塔釜出料管取 uW=1.6m/s， dw=丿竺000139= 0.034m = 34mm。查表取 45 汉 3.5。V 3.14 1.64塔顶蒸汽出料管1f 4 疋 1 54直管出气，取出口气速u=20m/s，D0.313m = 313mm，查表V 3.14X20取 45 3.5。5.塔釜进气管米用直管，取气速u=23m/s，D=、= 0.336m = 336mm，查表取Y3.14T3350 6。6法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平

30、焊法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。(1)进料管接管法兰：Pg6Dg30HG5010-58回流管接管法兰：Pg6Dg30HG5010-58塔釜出料管法兰：Pg6Dg40HG5010-58塔顶蒸汽管法兰：Pg6Dg300HG5010-58(5)塔釜蒸汽进气法兰：Pg6Dg300HG5010-58第二节筒体和圭寸头1.筒体因此筒体的壁厚取4mm材质为A3.2.封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径Cg=500mm查得曲面高度hi=125mm直边高度ho=25mm内表面积F封=0.310m2容积V封=0.021m3.。选用封头 Dg500 4JB1154 -7

31、3.第三节除沫器当空塔气速较大，塔顶带夜现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾低的情况下，设置除沫器，以液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、 丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采 用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。p _ P设计气速选取：u = K”打V系数Q = 0.107选取不锈钢除沫器：类型：标准型，规格：40-100，材料：不锈钢丝网(1Gr18Ni19),丝网尺寸：圆丝 0.23除沫器直径:3.14 3.04=1.28mD4 3.90第四节裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，链接处产生的局部阻力小，所以它

32、 是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800mm.故裙座壁厚取16mm基础环内径：Dbjh500 2 16 - 0.20.4 10332mm基础环外经：Db。=500 2 160.20.4103=732mm圆整：Dbi=400mmDbo=700mm基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm考 虑到再沸器，裙座高度取2m地角螺栓直径取M30.第五节吊柱对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便的一项实施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本 设计中塔高度较大，因此设吊柱。本设计塔经D=500m，可选用吊柱200kg。S=400mm L=1200mm,H=400mn材料为A3。第六节