精馏塔设计说明书

西北农林科技大学食品科学与工程学院西北农林科技大学食品科学与工程学院食品工程原理课程设计阐明书任务名称：塔板式精馏塔设计设计人：XXXXXX专业：食品科学与工程班级组别：食品工程12（1班）-塔板式精馏塔设计设计时间：.1.12-.1.16成绩:中国陕西杨陵

乙醇—水精馏塔设计任务书（板式塔）一．设计题目乙醇—水持续精馏塔设计。二．设计原始数据及操作条件及基础数据1.进精馏塔料液含乙醇30％(质量)。2.产品乙醇含量不得低于98％(质量)。3.残液中乙醇含量不得高于0.2％(质量)。4.生产能力为日产(24小时)

24吨98％(质量)乙醇产品。5.操作条件①进料热状态

q取1.2。②回流比自选。6.基础数据:=1\*GB3①常压下乙醇—水系统x—y数据:相对挥发度α取2.0=2\*GB3②ET取56%=3\*GB3③HT取0.3m=4\*GB3④空塔气速取1.0m/s三．设备型式设备型式为板式塔．四．设计任务1.设计方案确实定及阐明。2.塔工艺计算。3.塔高、塔径尺寸及某些辅助件尺寸确实定。4.设计成果概要或设计一览表。5.精馏塔工作图。6.对本设计评述或有关问题分析讨论。目录（一）设计方案简介 -4-（二）工艺计算及主体设备设计计算 -4-1．精馏流程确实定 -4-2．塔物料恒算 -4-2.1料液及塔顶、塔底产品摩尔分数 -5-2.2料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量 -5-2.3物料恒算 -5-3．塔板数确实定 -5-3.1理论塔板数求取 -5-3.1.1绘制相平衡图 -5-3.1.2求最小回流比、操作回流比 -5-3.1.3求理论塔板数 -6-3.2全塔效率 -8-3.3实际塔板数 -8-4．塔工艺条件及物性数据计算[2] -8-4.1操作压力 -8-4.2温度[1] -8-4.3平均摩尔质量 -8-4.4平均密度 -9-4.5液体表面张力 -10-4.6液体黏度 -11-5．气液负荷计算[2] -11-6．塔和塔板重要工艺尺寸计算[3]，[4] -12-6.1塔径 -12-6.2溢流装置 -12-6.2.1溢流堰长度 -12-6.2.2出口堰高度 -12-6.2.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af -13-6.2.4降液管底隙高度h -14-6.3塔板布置 -14-6.4筛孔数与开孔率 -14-6.5塔有效高度(精馏段) -15-6.6塔高计算 -15-7.筛板流体力学验算[5] -15-7.1塔板压降 -15-7.2液面落差 -17-7.3.液沫夹带 -17-7.4漏液 -17-7.5液泛 -17-8.塔板负荷性能图[6] -18-8.1漏液线 -18-8.2液沫夹带线 -18-8.3液相负荷下限线 -19-8.4液相负荷上限线 -19-8.5液泛线 -19-筛板重要成果汇总表 -20-9.附图 -22-10.本设计评价或有关问题分析讨论 -23-附：参照文献 -24-符号阐明 25（一）设计方案简介精馏是分离液体混合物最常用一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，运用液相混合物中各相分挥发度不一样，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各构成分离该过程是同步进行传质传热过程。本课程设计重要内容是过程物料衡算，热量衡算，工艺计算，构造设计和绘精馏塔构造图。（二）工艺计算及主体设备设计计算1．精馏流程确实定本设计任务为分离乙醇—水混合物。对于二元混合物分离，应采用持续精馏流程。设计中采用q=1.2进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液一部分回流至塔内，其他部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，回流比取最小回流比1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2．塔物料恒算2.1料液及塔顶、塔底产品摩尔分数乙醇摩尔质量MA=46.07kg/kmol水摩尔质量MB=18.02kg/kmol料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数xF=xD=xw=2.2料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量MF=0.144×46.07＋（1－0.144）×18.02=22.06㎏/molMD=0.95×46.07＋（1－0.95）×18.02=44.67㎏/molMW=0.0008×46.07＋（1－0.0008）×18.02=18.04㎏/mol2.3物料恒算乙醇产量 D’=1000kg/hD=总物料横算D+W=F易挥发组分物料横算0.144F=0.950D＋0.0008W联立解得W=F=3．塔板数确实定3.1理论塔板数求取3.1.1绘制相平衡图由气液平衡方程α=2.0得 可在两组分溶液x—y图上画出气液平衡线3.1.2求最小回流比、操作回流比由于q=1.2,根据即q线方程 y=6x-0.72与平衡线交于q点，可算出q点对应x、y值，=0.287,=0.168;

故最小回流比为Rmin=5.58取操作回流比为R=1.5Rmin=1.5×5.58=8.373.1.3求理论塔板数乙醇-水属理想物系，可采用逐板计算法或图解法求理论板层数。本设计采用逐板计算法精馏段操作线方程：精馏段液相质量流量：精馏段气相质量流量：精馏段操作方程：提馏段液相质量流程：提段气相质量流程：提馏段操作线方程：.由以上精馏段操作方程和提馏段操作线方程可得：两操作线交点横坐标为精馏段塔板数气相液相1234567890.950.90890.84490.75420.64160.52280.41700.33620.28150.90480.83300.73150.60540.47230.35390.26340.0.1638提馏段塔板数气相液相进料板11121314151617181920212223242526272829300.24730.21550.18440.15500.12810.10430.08380.06650.05220.04060.03130.02390.01810.01350.01000.00730.00530.00370.00250.00160.00080.14110.12080.10160.08400.06840.05500.04370.03440.02680.02070.01590.01210.00910.00680.00500.00370.00270.00190.00130.00080.0004③精馏段理论板数为9层，提馏段理论板数为20层，第10层为加料板。3.2全塔效率 ET=56%3.3实际塔板数总理论板层数NT=29进料板位置NF=10精馏段实际板层数N精=9÷0.56=16.07≈17层提馏段实际板层数N提=20÷0.56=35.7≈38层4．塔工艺条件及物性数据计算[2]4.1操作压力塔顶操作压力PD=101.3kPa每层塔板压降取△P=0.7kPa进料板压力PF=101.3＋0.7×17=113.2kPa精馏段平均压力Pm（精）==107.3KPa 塔底压力PW=101.3＋0.7×53=138.4kPa提馏段平均压力Pm（提）==125.8KPa4.2温度[1]根据操作压力，试差法计算出操作温度。塔顶温度tD=78.0℃进料板温度tF=98.9℃塔底温度tW=97.4℃精馏段平均温度t精==88.45℃提馏段平均温度t提==98.15℃4.3平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.95,查平衡曲线得x1=0.9048MVDm=0.95×46.07＋(1－0.95)×18.02=44.67kg/kmol气态MLDm=0.9048×46.07＋(1－0.9048)×18.02=43.40kg/kmol回流液态进料板平均摩尔质量计算由yF=0.2473查平衡曲线得xF=0.1411MVFm=0.2473×46.07＋（1－0.2473）×18.02=24.96kg/kmol 气态MLFm=0.1411×46.07＋（1－0.1411）×18.02=21.98kg/kmol 回流液态塔底平均摩尔质量计算由yW=0.0008,查平衡曲线得xW=0.0004MVWm=0.0008×46.07＋(1－0.0008)×18.02=18.042kg/kmol气态MLWm=0.0004×46.07＋(1－0.0004)×18.02=18.031kg/kmol回流液态精馏段平均摩尔质量MVm==34.82kg/kmolMLm==32.69kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVm==21.50kg/kmolMLm==20.01kg/kmol4.4平均密度（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即==1.243㎏/m³==0.876㎏/m³（2）液相平均密度计算1/ρlm=∑αi/ρi塔顶液相平均密度计算由TD=78.0℃,查手册得ρa=739㎏/m³ρb=973㎏/m³ρLDm=进料板液相平均密度计算由TF=98.9℃,查手册得ρa=716㎏/m³ρb=958㎏/m³进料板液相质量分率aAF==0.296ρLFm==870.87㎏/m³提馏段液塔顶液相平均密度计算由Tw=97.4℃,查手册得ρa=718㎏/m³ρb=959㎏/m³aAw==0.0010ρLWm=相平均密度为ρLm（精）=㎏/m³ρLm（提）=㎏/m³4.5液体表面张力液相平均表面张力计算σLm=∑xiσi塔顶液相平均表面张力计算由tD=78.0℃,查手册得σA=17.4mN/mσB=63mN/mσLDm=0.9048×17.4＋（1-0.9048）×63=21.74mN/m进料板液相平均表面张力计算由tF=98.9℃,查手册得σA=15.2mN/mσB=58.8mN/mσLFm=0.1411×15.2＋（1-0.1411）×58.8=52.65mN/m塔底液相平均表面张力计算由tw=97.4℃,查手册得σA=15.4mN/mσB=59.3mN/mσLWm=0.0004×15.4＋（1-0.0004）×59.3=59.28mN/m精馏段液相平均表面张力为σLm（精）=mN/m提馏段液相平均表面张力为σLm（提）=mN/m4.6液体黏度已知：乙醇A=686.64B=300.88塔顶水黏度进料板水黏度则精馏段平均液相黏度为5．气液负荷计算[2]精馏段气液负荷计算L=RD=8.37×22.39=187.40kmol/hV=（R＋1）D=9.37×22.39=209.79kmol/h Lh=7.56m3/h提馏段气液负荷计算=V+0.2F=239.47kmol/h===1.63=+q=365.49kmol/h===0.0022=7.926．塔和塔板重要工艺尺寸计算[3]，[4]6.1塔径D精馏段：由已知条件得U=1.0m/s提馏段：===1.44按原则取提馏段和精馏段塔径大,故取D=1.44m塔截面积=6.2溢流装置6.2.1溢流堰长度因塔径D=1.44m可选用单溢流弓形降液管，采用平形受液盘。堰长lw=（0.6~0.8）D，取堰长为0.6D，即lw=0.6D=0.6×1.44=0.864m6.2.2出口堰高度hw=hL-how由=0.6,=10.9查下图，近似取E=1.03，选用平直堰，堰上液层高度how=则 how=取板上清液层高度为hL=0.06m故hw=0.06－0.0124=0.0476m6.2.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af由=0.6查图得=0.053=0.1 故Af=0.053×∏D2/4=0.08639㎡Wd=0.1×1.44=0.144m验算液体在降液管中停留时间，即τ==12.34s>5s故降液管设计合理6.2.4降液管底隙高度h。取u′=0.10m/s h。==0.0243m hw－h。=0.0476-0.0243=0.0233m＞0.006m故降液管底隙高度设计合理。6.3塔板布置①塔板分块因D=1440mm≥800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4块。塔/mm800-12001400-16001800-2200-2400块数3466②边缘区宽度确定取Ws=0.08m，Wc=0.04m，Wd=0.1D=0.144开孔区面积r=-Wc=0.68m x=-Ws-Wd=0.496mAa=1.22m2以上各参数参见设计指导册图4-8，此处塔板布置图从略。6.4筛孔数与开孔率本例处理物系无腐蚀性，可选用δ=4㎜碳钢板，取筛孔直径=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔心距t=4=4×5.0=20.0㎜筛孔数目n=1.158=1.158×=3531.9=3532个开孔率φ==0.907=0.907=5.67%气体通过阀孔气速A0=φAa==0.069m2u。===23.65m/s 6.5塔有效高度精馏段有效高度：Z=(17-1)×0.3=4.8m提馏段有效高度：Z=10.5m在进料板上方开一人孔，人孔高度为0.8m则总高度Z=Z+Z+0.8=16.1m6.6塔高计算H=(Np-1)×HT=（53-1）×0.3=15.9≈16m7.筛板流体力学验算[5]7.1塔板压降①干板阻力hc计算由==1.25,查图得，=0.78故hc=0.051=0.051=0.0072m②气体通过液层阻力计算h=ua===1.057m/s查图得，=0.63故h1=hL=（hw+how）=0.63（0.0476+0.0124）=0.0378m液柱③液体表面张力阻力hσ计算hσ===0.0038m气体通过每层塔板液柱高度hp计算 hp=hc+hl+hσ=0.0072＋0.0378＋0.0038=0.0488m液柱气体通过每层塔板压降为Pp=hpρLg=0.0488×806.72×9.8=385.81pa＜0.7kpa（设计容许值）7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例塔径和液流量均不大，故可忽视液面落差影响。7.3.液沫夹带ev==0.0372kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量ev在容许范围内。7.4漏液对筛板塔， =8.567m/s实际孔速u。=23.65>u。min=8.567稳定系数为K===2.76>1.5故在本设计中无明显漏液。7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd≤φ(HT＋hw)取φ=0.5，则φ（HT＋hw）=0.5×（0.3＋0.0476）=0.1738m而Hd=hp+hL+hdhd=0.153u′。²=0.153×0.1²=0.00153液注Hd=0.0488＋0.06＋0.00153=0.1241m液注Hd≤φ(HT＋hw)故在本设计中不会液泛现象。8.塔板负荷性能图[6]8.1漏液线由hL=hw+howhow=得整顿得：Vs,min=0.2368在操作范围内，任取几种Ls值，依上式计算出Vs值，计算成果列于表中Ls,m³/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m³/s0.64020.71430.79940.8643由上表数据即可作出漏液线1.8.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：由ev=ua===0.6478Vshf=2.5hL=2.5（hw+how）hw=0.0476how==0.765Ls⅔故hf=0.119+1.9125Ls⅔HT-hf=0.181-1.9125Ls⅔ev=取ev极限值0.1kg液/kg气则0.1=1.53×10-4整顿得Vs=2.118-22.38Ls⅔在操作范围内，任取几种Ls值，依上式计算出Vs值，计算成果列于表中Ls,m³/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m³/s1.95881.82471.65251.5080由上表数据即可作出液沫夹带线2.8.3液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液层高度how=0.0124m作为最小液体负荷原则。 how==0.0124取E=1.04，则Ls,min==0.00207m³/s据此可作出与气体流量无关垂直液相负荷下限线8.4液相负荷上限线以θ=4s作为液体在降液管中停留时间下限，θ==4故Ls,min===0.00648m³/s 据此可作出与气体流量无关垂直液相负荷上限线4.8.5液泛线2/3=0.7648Ls2/3hp=hc+hl+hσhc=0.051=0.02713Vs2hL=hw+how=0.0476+hl=hL=0.02998+hp=0.02713Vs2+0.4818Ls2/3+0.03378hd=0.153=347.097Ls2整顿得Vs2=3.4058－12793.84Ls2－45.949Ls⅔在操作范围内，任取几种Ls值，依上式计算出Vs值，计算成果列于表中Ls,m³/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m³/s3.07432.77492.33491.8943由上表数据即可作出液泛线5.根据以上各线方程，可作出筛板塔负荷性能图，如图（2）所示在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即做出操作线。由图可看出，该筛板操作上限为液沫夹带控制，操作下限为漏液控制。由图（2）查得Vs,max=1.754m3/sVs,min=0.75m3/s故操作弹性为Vs,max/Vs,min=1.754/0.75=2.339计筛板重要成果汇总表。项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强107.3125.8各段平均温度℃88.4598.15平均流量气相1.6321.63平均流量液相0.00210.0022实际塔板数层1736板间距0.30.3塔有效高度4.810.5塔径1.441.44空塔气速1.01.0塔板液流形式单流型溢流装置溢流管形式弓形堰长0.864堰高0.0476溢流堰宽度0.144降液管底隙高度0.0243板上清液层高度0.06孔径5孔间距20孔数n个3532开孔面积0.069筛孔气速23.65塔板压强降0.7液体在降液管中停留时间12.349.附图图1水-乙醇精馏塔设计图注：图1中塔板数并非真实，由于塔板距影响，导致不能完全将塔板数画全，故而精馏段塔板数和提馏段塔板数按比例画。图2精馏段负荷性能图10.本设计评价或有关问题分析讨论本次课程设计从计算过程中愈加深刻认识到精馏塔构成，也认识到了专业课程和实践结合重要性，同步愈加认识到了计算艰苦。本次设计，我们结合了老师ppt，资料室以及学姐们给资料来进行设计，首先问题是计算，由于计算粗心，导致后边诸多数值都受到影响，经多次计算才到达规定，另一方面，在绘图时因比例不合适及标注等问题也是经多次修改才感觉有所满意。而通过多次计算与构造理解，认识到精馏塔重要作用，根据操作方式又可分为持续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中易挥发(低沸点)组分乙醇不停地向蒸气中转移，蒸气中难挥发(高沸点)组分水不停地向下降液中转移，蒸气愈靠近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈靠近塔底，其难挥发组分则愈富集，到达组分分离目。由塔顶上升蒸气进入冷凝器，冷凝液体一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其他部分则作为馏出液取出。塔底流出液体，其中一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。因影响塔效率原因多且复杂，设计中采用是经验数据。设计中许多数据选择是在相对图表中粗测定出，因而误差较大，且对后续设计计算也有影响。尚有某些经验公式是上网查,如试差法求温度时,安托尼方程三个常数,我们把参照网址放在了参照文献里,最终试差成果很理想，误差分别为0.6%和0.1%，都不超过1%.黏度之类数据查阅了有关热力学手册和书本附录。设计及计算大体流程培养工程观念：理论→小试→放大。精馏