乙醇-水精馏塔设计

HHt・----人孔处塔板间距mHt----塔板间距mlW----堰长mLs----液体体积流量ms/sN----阀孔数目P----操作压力KPaP---压力降KPaPp---气体通过每层筛的压降KPant----理论板层数u----空塔气速m/sVs----气体体积流量ms/sWc----边缘无效区宽度mwd----弓形降液管宽度mW----破沫区宽度m希腊字母9----液体在降液管内停留的时间sU----粘度P----密度kg/ms。----表面张力N/m©----开孔率无因次X'----质量分率无因次下标Max----最大的Min----最小的L 液相的V 气相的m----精馏段n-----提馏段D 塔顶F 进料板W----塔釜符号说明:英文字母Aa----塔板的开孔区面积，m2Af----降液管的截面积,m2At----塔的截面积mC----负荷因子无因次C20----表面张力为20mN/m的负荷因子do----阀孔直径D----塔径ev----液沫夹带量kg液/kg气Et----总板效率R----回流比Rmin----最小回流比M----平均摩尔质量kg/kmoltm----平均温度°Cg----重力加速度9.81m/s2F----阀孔气相动能因子kg1/2/2)hl----进口堰与降液管间的水平距离mhc----与干板压降相当的液柱高度mhf----塔板上鼓层高度mhL----板上清液层高度mh1----与板上液层阻力相当的液注高度mho----降液管底隙高度mhow----堰上液层高度mhW----溢流堰高度mhP----与克服表面张力的压降相当的液注高度mH——浮阀塔高度mHB----塔底空间高度mHd----降液管内清液层高度mHD----塔顶空间高度mHf----进料板处塔板间距m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。山东业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。设计依据本设计依据于教科书理论及查阅教参文献为设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。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。设计任务及要求原料： 乙醇一水溶液 年产量50000吨乙醇含量：42%（质量分数） 料液初温：45^设计要求： 塔顶乙醇含量为90%（质量分数）塔釜乙醇含量不大于％（质量分数）物性附表：表一：乙醇一水汽液平衡数据摩尔分数x摩尔分数yT/°C摩尔分数x摩尔分数yT/C100''表二：塔板间距与塔径的关系塔径D/m〜〜〜〜〜板间距ht200〜300250〜350300〜450350〜600400〜600方案选择塔型选择：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6944kg/龙，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。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，为降低塔的操作费用，操作

压力选为常压其中塔顶压强为：0kPa（表压）饱和蒸汽压力：（表压）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鼓泡管，于是可省去一个再沸器，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。厂址厂址位于宁夏地区宁夏地区大气压为：二、工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数nCHCHQH

E"、。nCHCHQH

E"、。2 2^CHCH〉OH/(^ch3CH>OH+M3CH3CH2OH——CH3Ch2OH)=竺/(42+竺)=0.2207M 464618HO同理可得：XD= XW=原料液的平均摩尔质量：=0.2207X46+(1-0.2207)x18=24.18kg/kmolM广XfMch=0.2207X46+(1-0.2207)x18=24.18kg/kmol同理可得：MD=39.81kg/Kmol MW=18.04kg/Kmol45"，原料液中：p =971Kg/m3,P oh=735Kg/m3以x以x由相平衡方程式y=*以-W可得以=y(x-1)x(y-1)由此可查得塔顶、塔底混合物的沸点，详见表三表三：原料液、馏出液与釜液的流量与温度名称料液（XF）馏出液（XD）釜液（XW）X/%4290X（摩尔分数）摩尔质量（Kg/Kmol）沸点温度t/°C相对挥发度的计算及操作回流比的确定2.1.1相对挥发度的计算根据乙醇一水体系的相平衡数据可以查得（表一）：y=x=0.7788,x=0.7427(塔顶第一块板)y=0.5376,X=0.2207x=0.0016,y=0.0143(塔釜)因此可以求得；侦=1.219,侦=4.105,a=9.053全塔的相对平均挥发度：Wa=』ay尸％=J1.219x4.105x9.053=3.562.2.2最小回流比及操作回流比的确定当进料为饱和液体时：“ 1 「x a(1-x1 1 「0.77883.56x(1-0.7788).…R= \-d— d-I= 1 — 1=0.7mina-1xF 1—y^ 3.56—10.2207 1—0.5376R广R广(1.2~2)Rmin，则R=0.24~1.4取R=1.1塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算2.3.1以年工作日为300天，每天开车24h计算，进料量F=50000x103=287.2kmol/h300x24x24.18由全塔的物料衡算方程可写出：V+F=D+W,y=02.3.2全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的Vy+F=D+W00 Xf Xd2.3.2全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的W=L=L+qF=RD+qF,q=1(泡点)则可得：D=80.6kmol/h,W=375.9kmol/h,V=169.3kmol/h热负荷：由汽液平衡数据查得组成XF=的乙醇一水溶液泡点温度为82.97°C，在平均温度(+45)/2=64°C下，由附录查得乙醇与水的相关物性如下：乙醇的汽化潜热： rA=1000kJ/kg水的汽化潜热： rB=2499kJ/kg则可得平均汽化潜热：r=rx+rx=1000x0.2207+2499x(1—0.2207)=2168kJ/kgAABB精馏段：V=(R+1)D则塔顶蒸汽全部冷凝为泡点液体时，冷凝液的热负荷为Qc=Vr=(R+1)Dr=(1.1+1)x80.6x39.81x2168=1.4608x107kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为20C和30C则平均温度下的比热C=4.182kJ/kg•%，于是冷凝水用量可求得：

QW= QW= c C C(t2-t1)2.3.3热能利用1.4608x1074.182x(30—20)=349306奴/h以釜残液对预热原料，则将原料加热至泡点所需的热量Q『可记为：82.97+45Qf=WCF(tF2-tF1),其中％=——2——=63.98C，在进出预热器的平均温度以及tF=63.98C的情况下可以查得比热C=4.188灯/kg-C,所以:Qf=50000或3x4.188x(82.97-45)=1.104x106kJ/h釜残液放出的热量：qw=WWC(tW1-tW2)那么平均温度t=99.6：+55=77.3CWm 2查其比热为Cw=4.19kJ/kg・C，因此Qw=422.54x18.04x4.19x(99.62-55)=1.425x106kJ/h可知，Qw>Qf，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点理论塔板层数的确定由上述计算可知XF=0.2207,XD=0.7788,%=0.0016;R=1.1,q=1.按平衡数据可得平衡曲线如图所示，在对角线上找到a点，该点横坐标为xD=0.7788。由精馏段操作曲线截距上=羿尊=0.371，找出b点，连接ab即为精馏段操作曲线;R+11.1+1以对角线上f点3广0.2207)为起点，因为q=1，所以作XF=0.2207与ab的交点为d，由xw=0.0016在对角线上确定点c，连接c、d两点可得提馏段操作线，从a点起在平衡线与操作线之间作阶梯，求出总理论板数，由图可知所需总理论板数为19块，第15块板加料，精馏段需板14块板，提馏段需5块板。全塔效率的估算用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算：a=』ayf%=J1.219x4.105x9.053=3.56全塔的平均温度：t=tD+tF+tw=78.43+82.97+99.62=87Cm3

在温度t下查得p =0.326mPS,p=0.388mPSm H2O a乙醇 a因为pl=z%p反，所以可得：pLF=0.2207x0.388+(1-0.2207)x0.326=0.339mPS全塔液体的平均粘度：p^=(p^+pD+pw)/3=(0.339+0.388+0.326)/3=0.351全塔效率Et=0.49(apJ-0.245=0.49x(3.56x0.351)-0.245r46.4%实际塔板数%N=N=-!^=41块(含塔釜)p£N=N=-!^=41块(含塔釜)p£了0.464其中，精馏段的塔板数为：14/0.464=32、精馏段的工艺条件操作压力塔顶操作压力PD每层塔板压降AP塔釜操作压降PW进料板压降PF精馏段平均压降Pm提馏段平均压降P *=P表=101.325kPa=0.7kPa=P+0.7x41=101.325+0.7x41=130.025kPa二P+0.7x32=101.325+0.7x32=123.725kPa(P+P)/2=(101.325+123.725)/2=112.525kPa(P+匕)/2=(123.725+130.025)/2=126.875kPa操作温度由乙醇-水体系的相平衡数据可以得到:塔顶温度t=78.43°CD进料板温度t=82.97CF塔釜温度t=99.62CW精馏段平均温度tm=(78.43+82.97)/2=80.7C提馏段平均温度t=(82.97+99.62)/2=91.29Cn平均摩尔质量及平均密度

3.3.1平均摩尔质量精馏段整理精馏段的已知数据列于下表，由表可得:位置进料板塔顶（第一块板）质量分数=0.42Fy, =0.748Fy,=x,=0.9x,=0.881i摩尔分数x=0.2207yF=0.5376y=x=0.7788x=0.7427摩尔质量（kg/kmol）M=24.18Mvf=33.05M=39.81M照=38.7924.18+39.81液相平均摩尔质量：M= =31.99kg/kmolLm 233.05+38.79 /7 7气相平均摩尔质量：M= =35.92kg/kmolVm 2同理可得:提馏段位置进料板塔釜质量分数=0.42Fy, =0.748F=0.004y, =0.0357W摩尔分数x=0.2207yF=0.5376x=0.0016yw=0.0143摩尔质量（kg/kmol）M=24.18Mvf=33.05M=18.04M^=18.4.." 18.04+24.18液相平均摩尔质量：M= =21.11kg/kmolLn 218.4+33.05气相平均摩尔质量：M= =25.73kg/kmolVn 23.3.2 平均密度精馏段⑴在平均温度下查得：？水如.3@/mP乙醇=73枷/m1液相平均密度为：——P1液相平均密度为：——PLm其中，平均质量分数尤Lmx, 1-x,—Lm--+———LmPP乙醇 水0.42+0.881,

: =0.6512所以，pl=802kg/m3（2）气相平均密度由理想气体状态方程计算，即_PM_ 112.525x35.92 _.37k/3Pvm-RtVin_8.314x（80.7+273.15）—'g^同理可得提馏段P_901kg/m3p"_地_ 126.875X25.73 _1.08kg/m3据rt8.314x（91.29+273.15）3.3.3液体平均表面张力的计算（1）塔顶液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为90%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力（25r）可得b _22.3x10-3N/m，且乙醇的临界温度为243°C，水的临界温度为374.2°C，则混合25°c液体的临界温度为：TCD=£xTc_0.7788x243+0.2212x374.2_271.8C将混合液体的临界温度代入可得白_(白_(「CD-；D)1.225C mCD25C/278.1—78.43、( )1-2_278.1—250.7523N/m解得：bD_0.1678N/m（2）进料板液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为42%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力（25C）可得b25广W'10—3N/m，且乙醇的临界温度为243C，水的临界温度为g"则混合液体的临界温度为：TCF=£xTc_0.2207x243+0.7793x374.2_345.2C将混合液体的临界温度代入可得_Z^_(TmCF-Tf)1.2_(345.2—82.97)1.2_0.7869N/m膈、1c 切2-25解得：bF_0.2085N/m（3）塔釜液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为％时，查得图乙醇-水混合液的表面张力（25C）可得b_61.3x10-3N/m，且乙醇的临界温度为243C，水的临界温度为374.2C，则混合25C液体的临界温度为：

TW=£xTC=0.0016X243+0.9984x374.2=373.9°C将混合液体的临界温度代入可得b—Wb25CT -T、b—Wb25C=(—mew )1.2=( )1.2=0.7625N/mTcw-T5C 393.9-25解得：btw=0.4674N/m所以，精馏段液相平均表面张力：b顷=(0.1678+0.2085)/2=18.82x10-3N/m提馏段液相平均表面张力：。曲=(0.2085+0.4674)/2=33.79x10-3N/m四、塔体工艺尺寸计算塔径的计算4.1.1精馏段、提馏段的气液相负荷精馏段的汽液相负荷：L=RD=1.1x80.6=88.66kmol/h88.66x31.99 =88.66x31.99 =3.54m3/h=0.00098m3/sTLML= LmmpLm=(R+1)D=(1.1+1)x80.6=169.26kmol/h=Y^m=169.26x35.92=4438m3/h=1.233m3/smpLn8021.37提馏段的汽液相负荷：L=L+qF=RD+F=1.1x80.6+287.2=375.86kmol/hL=LMl^=375.86x孔11=8.81m3/h=0.00245m3/snp 901LnVMV= VnnpVnV=V-(1-q)F=V=169.26kmolVMV= VnnpVn169.26x25.73 =4032m3/h=1.120m3/s1.08塔径计算根据(1)由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，取两段的塔径相等，以上计算结果可得：根据汽塔的平均蒸汽流量：V=Vm+V=1.23311」20=1.176m3/sTOC\o"1-5"\h\zS2 2汽塔的平均液相流量：L=Lm+Ln=0.00098+0.00245=0.0017m3/sS2 2汽塔的气相平均密度：P=PVm+PVn=1.37+1.08=1.23kg/m3V 2 2汽塔的液相平均密度：P=Pg+Pm=802/901=851kg/m3L 2 2（2）由上可知功能参数：（L）冥=（0.0017）：竺!=0.038数.Vs\：pv1.176\’1.23查史密斯关联图得：。2°=0.073，则可得:C=C(三)0.2=0.073(1882)0.2=0.072200.02 20u=C:Pl-Pv=0.072x：851T23=1.89m/smax*p V1.23u=0.7X1.89=1.323m/s=1.064mD=丝=：4xL176\'3.14=1.064m根据他镜系列尺寸圆整为D=1200mm由此可由塔板间距与塔径的关系表选择塔板间距H广。既”此时，精馏段的上升蒸汽速度为：4Vm 4x1.233u= = =1.091m/sm冗D2 3.14X1.22提馏段的上升蒸汽速度：u=土=4x1.120=0.991m/sn兀D2 3.14X1.22塔高的计算精馏塔的塔体总高度（不包括裙座和封头）由下式决定:H=H+（N-2-S）H+SH+H+H式中：H=0.8（塔顶空间，m）H：=2（塔底空间，m）H=0.45（塔板间距,m）Ht=0.6（开有人孔的塔板间距，m）Hf=0.6（进料板高度，m）N；=41（实际塔板数，m）S=3（人孔数目/不告扩塔顶空间和塔底空间的人孔，m）所以，H=0.8+（41-2-3）x0.45+3x0.6+0.6+2=21.4m塔板工艺尺寸的计算4.2.1溢流装置计算因本设计塔径D=1200mm，则可选用单溢流型分块式塔板，各项计算如下:（1）堰长lW取I=0.66D=0.66x1.2=0.792mW

（2）溢流堰高度hw有hw=hL-hOW，选用平直堰。堰上层流高度妇由下式计算可得:h =多E(匕)2/3=世x1x(0.0017x3600)2/3=0.011mOW1000W1000 0.792取板上液层高度：°6：则h=h—h=0.06-0.011=0.049mLOW（取板上液层高度：°6：则h=h—h=0.06-0.011=0.049mLOW（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af，由W=0.66查弓形降液管的宽度与面积关系图可得：A^=0.0722,W=0.124，其中T兀一3.14…=—D2= x1.22=1.13m2 贝g可得：44AfWd=0.0722A=0.0722x1.13=0.0816m2=0.124D=0.124x1.2=0.1488m验算:液体在精馏段降液管内的停留时间:AH=0.0816x0.45=37.5心5s]L0.00098m液体在提馏段降液管内的停留时间:AH-=0.0816x0.45=15s[>5s]L0.00245n由此可知降液管设计合理。（4）降液管底隙高度hL C—S1wU。L—&瞒017 =0.027m0.792x0.08—h=0.049—0.027=0.022m[>0.006m]ohW由此可知降液管底隙高度设计合理。4.2.2 塔板布置及浮阀数目与排列本实验采用〈重阀，重量为33g,孔径为39mm。（1）浮阀数目取阀动能因数F=取阀动能因数F=11,则由式uoF=^可得气体通过阀孔时的速度侦PVF11-—= =9.92m/sV'P <1.23V4x1.176因此浮阀数目N=崩=3.14Xj慕；9.92料4x1.176oo取边缘区宽度W《—0.06m，破沫区宽度K=0.07m。(2)排列由上述可得：D12R=—-W———-0.04—0.54m2c2D 1.2 ….一___ x——-(W+Wp=项-(0.1488+0.07)—0.3812mA=2[xvR2-x2+—R2sin-1(—)]

a 180o R 兀 0一3812则：A=2[0.3812'0.542-0.38122+——x0.542sin-1( )]=0.74m2a 180o 0.56浮阀排列方式采用等腰三角形，取同一横排的孔心距I—75mm—0.075m，则可按下式估算排间距，即：t、—兰—一074一—0.0987m=98.7mmNt100x0.075考虑到塔径的直径较大且各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用99mm，而应该小于此值，故选取t'=70mm=0.07m按t=75mm,t=70mm以等腰三角形叉排法方式作图(见附图)，阀数116个，其中，通道板上可排阀孔44个，弓形板可排阀孔14个。校核：气体通过阀孔时的实际速度：uo4气体通过阀孔时的实际速度：uo4V C——G兀d2N4x1.1763.14x0.0392x116=8.49m/s实际动能因数：F=8.49x*1.23—9.42(在9~12之间)开孔率:阀孔面积塔截面积x100%开孔率:阀孔面积塔截面积x100%—x100%—3.14x0.0392x116化冒 —12.3%4x1.13开孔率在10%~14%之间，满足要求。五、流体力学验算气体通过浮阀塔版的压降七—hc+h+、5.1.1干板阻力浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为:U=(73.1)1/1.825=(2311)1/1.825=9.38m/Sop 1.23V因°o〈七，则有:U0.175 8.490.175h=19.9一=19.9X851=0.034m「l5.1.2板上充气液层阻力取板上液层充气程度因数£=0.5，那么：七=8hL=0.5x0.06=0.03m5.1.3克服表面张力所造成的阻力因本设计采用浮阀塔，其张力引起的阻力很小，可忽略不计，因此，气体流经一层浮阀塔版的压降所相当的液柱高度为：hp=hC+h1=0.034+0.03=0.064m单板压降 APp=hppLg=0.064x851x9.81=534.3Pa淹塔为例防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd<^(Ht+hw),Hd可用下式计算，即：Hd=hp+hL+h与气体通过塔板的压降相当的液柱高度h=0.064mP液体通过降液管的压头损失h，因不设置进口堰，所以可按下式计算：dh=0.153(4)2=0.153x(―00017—)2=0.000967md抄 0.792x0.027板上液层高度h1 取、=0.06m，则有：七=hp+hL+气=0.064+0.000967+0.06=0.125m取校正系数4=0.5,Ht=0.45,hw=0.049,则可得：4(气+hw)=0.5x(0.45+0.049)=0.249m可见Hd<4(Ht+hw),符合防止淹塔的要求。雾沫夹带

V一^一+1.36LZ泛点率F=NP%―七 泛点率F=KCA板上液体流经长度 Z^=D-2吃=1.2—2x0.1488=0.9024m板上液流面积 广2人广1」3-220.0816=0-9668m2，水和乙醇可按

正常系统按物性系数表查得@，又由泛点负荷图查得负荷系数0.118,则可得:d=(1+s)E(0.667)2=(1+0.5)x1x0.667x—1—=1.1691.176x；'1.23\‘‘851-1.23+1.36x0.0017x0.90241.0x0.118x0.9668x1.176x；'1.23\‘‘851-1.23+1.36x0.0017x0.90241.0x0.118x0.9668x100%=41.1%因F=41.1%<80%，所以雾沫夹带在允许范围内。1六、塔板负荷性能图雾沫夹带线V PV+1.36LZ取泛点率为80%代入泛点率计算式F= —有:1 KCA1.230.8=京E23+1.36*笊024'、整理可得：V=2.4026-32.3LS S1x0.118x0.9668L(m3/s)V(m3/s)雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，按上式算出相应的VS值列于表中:雾沫夹带线数据液泛线液泛线方程最终简化为：aVs=b-CL2、-dLS/3其中:a=1.91x105x =1.91x105x―123—=0.0276pN2 851x1002Lb=。气+S-1-£)、=0.5x0.45+(0.5-1-1.5)x0.06=0.1650.153c=°1^= =334.612h2 0.7922x0.0272Wo12/3 0.7922/3W所以，此方程为：V2=5.89-12123.2氏—42.36L?在操作范围内任取若干个Ls值，依上式算出相应的％值列于表中。液泛线数据L(m3/s)V(m3/s)液相负荷上限线取9=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则:LSmaxAH=°.0816x0.45=0.00734m2/s

LSmax漏液线对于七型重阀，依Fo=o。厄=5计算，则有:V =-d2N-^=-x0.0392x100x =0.538m2/sSmin4。X；'PV 4 xi.23液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，依照：取堰上液层高度2.843600L2.843600L 「 EI Smin|2/31000 1W=0.006计算可得:=(一006x1000)3/2x些=0.000676m=(一006x1000)3/2x些=0.000676m3/s2.84x1 3600操作线性能负荷图由以上各线的方程式，可画出塔的操作性能负荷图，见附图。根据生产任务规定的汽液负荷，可知操作点P（,）在正常的操作范围内，连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制，由图可得：V =2.18m3/s,V「=0.49m3/s所以，塔的操作弹性为：2.18/0.49=4.45有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表X表X浮阀塔工艺设计计算结果项目 [ 数值及说明 备注塔径D,m

板间距%,