乙醇-水溶液连续板式精馏塔研究设计

#/161设计内容及任务(一)设计内容乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计(二)设计任务处理能力：3.6万吨/年，每年按300天计算，每天24小时连续运转。原料乙醇-水溶液：7.4%组成(乙醇的质量分数)产品要求：塔顶产品组成(质量分数)：三38.2%塔底的产品组成(质量分数)：W0.1%1)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265.3kmol/h,由于产品黏度较小，流量增大，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，选择浮阀塔。2)操作条件操作压力：塔顶压强为常压101.3kPa单板压降：0.7KPa进料状况：30°C冷夜进料回流比：自选加热方式：间接蒸汽加热冷却水进口温度：30°C一、塔的工艺计算a1工艺过程物料衡算工艺过程1.1物料衡算W=74%W=382%M=46g/mol M=18g/molF D 乙醇 水F=265.3kmol/h=0.0303W/M=0.0303F乙醇W/M +(1—W)/MF乙醇 F水WWdM 乙醇 二0.1948W/M +(1—W)/MD乙醇 D水八F(X—X)D= f =36.66kmol/hX—XDW塔底产品流量：W=F—D=265.3—36.66=228.64kmol/h

1.1表1物料衡算数据记录F265.3kmol/hXF0.0303D36.66kmol/hXD0.1948W228..64kmol/hXw0.00039由图（在《化工原理》（第三版，王志魁）P265页）查出组成XF=0.0303的乙醇-水溶液泡点为95.7°c在平均温度为（ ） 下.由《化工原理》（第三版，王志魁）附录查得乙醇与水的有关物性为：（数值为在范围内的一个估值）乙醇的摩尔热容：C=3.02x46=138.92kJ/(kmol•K)mA乙醇的摩尔汽化潜热：r=914.2x46=42053.2kJ/(koml•K)A水的摩尔热容：c=75.3kJ/(kmol.k)mB水的摩尔汽化潜热：r=2392.86x18=43071.48kJ/kmolB比较水与乙醇的摩尔汽化潜热可知，系统满足衡摩尔流的假定。加料液的平均摩尔热容：C=CX+CX=138.92*0.0303+75.26*(1—0.0303)=77.19kJ/(kmol•K)mpmaAmbB加料液的平均汽化热：r=r=rX+rX=42053.2*0.0303+43071.48*（1—0.0303）=43040.6kJ/kmolAABBcC（T—r）/-…q=1+mp /r=1.1112最小回流比及操作回流比的确定由于产品纯度不高，故可采取塔顶进料，无回流，只有提留段操作，从而达到节约成本的目的。1.3理论及实际塔板数的确定（1）由相平衡方程式y（1）由相平衡方程式y=ax1+(a-1)x可得a=y(x-1)

x(y-1)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得:y1=0.1y1=0.1948x=0.025（塔顶第一块）板1x=0.00039wy=0.00287(塔釜)w因此可以求得：y(x-1)0.1948x(0.1948-1)1/1 66312x(y-1)0.0255x6.0255-1).

y(x—1)0.00287x6.00287—1)4w——\= f \=8.946xy-1)0.00039x0.00039-1)WW平均相对挥发度的求取:a=JOO~=%6.312x8.946:7.514V1W用逐板法计算理论板数相平衡方程x二 y—二相平衡方程a-(a-1)y 7.514-6.514yy=x1 y=x1 Dy = x2 1y = x3 2y = x4 30.1948t0.03119t0.00426t0.000569x=0.03119W1x=0.004262x=0.0005639tx=7.6x140.0303(加料板990-5<0.000039包括塔釜共四块⑵根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得:塔顶：x=0.1948 包括塔釜共四块⑵根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得:塔顶：x=0.1948 ，t=83.0°CD D塔釜：x=7.6x10-5,t=100°CW W塔顶和塔釜的算术平均温度：t=91.5°C由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）书中附表12查得:在915°C下，N =0.37mPa•s，旦=0.29mPa•s乙醇 水根据公式lg日Lm得p, =10M.0303xlg0.37+G-0.0303blg0.29]=0.304LM(1)由奥康奈尔关联式：E=0.49(ap)-0.245=0.49x(7.514x0.304)。.245=40.02%T LN-1 4-1一C求解实际塔板数N=-T—= =7.5取N=8E 40.02%T1.4塔的结构设计塔径的计算A.查得有关乙醇与水的安托因方程：乙醇:lg(Ps乙醇:lg(Ps/kPa)=A-B(T/K)+C=7.33827-1652.05(T/K)-231.48 165205[7.33827- ]得：P0=10 (T/K)-231.48*A水：lg(Ps/kPa水：lg(Ps/kPa)=A-B(T/K)+C=7.07406-1657.46(T/K)+227.03 165746[7.07406— ]得：P0=10 (T/K)+227.03・B将P0,P0代入P0X+P0X=P进行试差，求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度:AB AABB1)塔顶：P=101.3kPa，x=x=0.0255试差得t=95.7℃1 A1 1塔釜压力：P=101.3+0.7x8=106.9kPaw塔釜：x塔釜：x=X=7.6x10-5，AW求得塔内的平均压力及温度：t=101.6+95.7=98.65℃2「101.3+106.9P= =104.1kPaP=106.9kPa试差得t=101.6℃2B.平均摩尔质量的计算:塔顶：M =0.1948*46+(1-1948)*18=23.45kg/kmolVDMM =0.0255*46+(1-0.0255)*18=18.714kg/kmolLDM塔釜：M =0.00287*46+(1-0.00287)*18=18.70kg/kmolVWmM=0.00039*46+(1-0.00039)*18=18.01kg/kmolLwm平均摩尔质量:=20.765kg=20.765kg/kmolM=VDMVWM=18.362kg=18.362kg/kmol汽相平均密度:PxM汽相平均密度:PxMP=m VmVmRT104.1x20.7658.314x(273.15+98.65)=0.699kg/m3塔顶MVDm23.45kg/kmol平均摩尔质量MLDm18.71kg/kmol塔釜MVwm18.08kg/kmolMVmMLmMLwm18.01kg/kmol20.765kg/kmol18.362kg/kmolMM+MM =——LDM LWMlM 2表2平均摩尔质量的计算C.平均密度的计算:PM1）汽相平均密度计算：PVm=R

1Vw2）液相平均密度计算：——=乙一PP

L i塔顶:P=塔顶:P=740.02kg/m3,AP=970.16kg/m3B1W W—1W W—A+—BP PAB10.031191—0.03119 + 740.2 970.16=947.28kg/m3塔釜:P=塔釜:P=724.6kg/m3,AP=959.70kg/m3,BxMW= A——A axMxMW= A——A axM+(1—x)MAA AB=1.94x10-47.6x10-5x46+1—7.6x10-5>l<18得：P= = =959.6kg/m3LDmw,W 1.94x10-41-1.94x10-4—A+_B+PP 724.6 970.16AB-947.28+959.6液相平均密度：P「一2一二953-44随/kmol表3液相平均密度的计算塔顶PA740.02kg/m3塔釜PA724.6kg/m3PB970.16kg/m3PB959.70kg/m3wA0.03119wA1.94x10-4PLDm947.28kg/m3PLDm959.6kg/m3精馏段液相平均密度PLm953.44kg/kmoD.液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算：o=ZxoLm ii塔顶：t=95.7℃,由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录二十1o=16.9mN/m，o=60.8mN/mTOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"A Bo=xo+(1-x)o=0.03119x16.9+(1-0.03119)x60.8=59.43mN/mLDm1A 1B塔釜：t=101,6℃，杳附录：o=15.5mN/m，o=60.2mN/mw — A B

\o"CurrentDocument"o=Xo+(1-X)o=7.6X10-5X15.5+(1-7.6x10-5)x60.2=60.2mN/mLWm1A 1B液体表面平均张力：“「 2:59.5mN/m表4液体平均表面张力计算塔顶t195.7℃塔釜tw101.6℃oA16.9mN/moA15.5mN/moB60.8mN/moB60.2mN/moLDm60.2mN/moLwm60.2mN/m液体表面平均张力oLm58.815mN/mE.液体平均黏度计算：液体平均黏度按下式计算：1gN=Zx1gNLm i i塔顶：t=95.7℃,查由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录十1TOC\o"1-5"\h\z日=0.37mPa・s,日=0.29mPa・sA B得：日 二10M.031191g0.37+(1-0.03119)lg0.29]=0.29mPa•SLDm\o"CurrentDocument"塔釜：t=101.6℃,查附录：日=0.30mPa•s,日=0.27mPa•sw A B得:0.291+0.270二0.2805mPa•sN=10I.6X10-5ig0.30+(1-7.6x得:0.291+0.270二0.2805mPa•s塔顶t195.7℃塔釜tw101.6℃NA0.37mPa•sNA0.30mPa•sNB0.29mPa•sNB0.27mPa•sNLDm0.291mPa•sNLwm0.270mPa•s液体平均黏度NLm0.2805mPa•s2液体平均黏度：NLm表5液体平均黏度计算F.气液相体积流率计算:

汽相体积流率：匕VM Vm—3600pVm36.66x20.765……, =汽相体积流率：匕VM Vm—3600pVm36.66x20.765……, =0.302m3/s3600x0.699液相体积流率：L,LM

Lm-

3600PLm228.64x18.362 =0.00122m3/s3600x953.44Vs0.302m3/sLs0.00122m3/s表6气液相体积流率计算G.塔径的确定P-P-Lm Vm-=C।塔径的确定，需求N=C

maxP卜Vm,1953.44-0.6990.699 =36.92C，C由下式计，o算：C=C(—L)0.22020C20由Smith图查取。取板间距H=0.35m，板上液层高度h=0.05m，则H-h=0.35-0.05=0.30mT l TlL（1）精馏段塔径的确定：图的横坐标为声

L（1）精馏段塔径的确定：图的横坐标为声

s0.00122(953.44、 x0.302I0.699；12=0.1492查smith图，Q.0⑷0.01smith图0.1S010Q.oe0.030.020.0600®Q10OBOLW0-M005。加伏曲Q.0⑷0.01smith图0.1S010Q.oe0.030.020.0600®Q10OBOLW0-M005。加伏曲0400.020.Q3Q.04得C=0.0520C=0.062|Ll=C

maxp-p-Lm Vm-=C'pIVm,953.44—0.6990.699|Ll=C

maxp-p-Lm Vm-=C'pIVm,953.44—0.6990.699=36.92。=2.29m/s取安全系数为0.75,则空塔气速为：日=0.75x2.29=1.7175m/s则塔径D=空二,三更二0.473m)兀u 、'兀x1.7175(2)按标准塔径圆整后，D=0.5m(故采取整块式塔板结构)塔截面积：今二兀 兀〜 ,一—D2=—x0.52=0.19625m24 4、一…V0.302实际空塔气速为：u=+= =L539m/sA0.19625T1.4.2塔的有效高度的计算有效高度：Z=(N-1)x0.35=4.9mZ=(N-1)x0.35=(8-1)x0.35=2.45m精 精塔顶间距：HR1.5〜2.0)HT,取H]=2X0.35=0.7m塔底空间高度：H2=1.5m塔高：H=0.7+1.5+2.45=4.65m2塔板主要工艺尺寸的计算2.1溢流装置计算因塔径D=0.5m，可选用单溢流弓形降液管A.堰长lw单溢流：l=(0.6〜0.8)口，取l=0.6X0.5=0.3mwB.溢流堰高度hw因为hl=hw+how选用平直堰，堰上液层高度h可用Francis计算，即how2.841000(

EfIlwJow23液体收缩系数计算图134=0.00122x3600=4"hl 0.00122x3600 l 0.3 八,i-= =89.10,卡=—=0.612.5 0.32.5 D 0.5w得E=1.15,贝Uh′OW=(2.84/1000)X1.15X(4.392/0.3)2/3=0.0170m取板上清夜层高度hL=0.05m,故h′W=0.05-0.0170=0.033m2.2降液管降液管高度和截面积因为D=因为D=0.6，查下图（弓形降液管参数图）得:AA-=0.055TW-D=0.115所以A=0.19625x0.055=0.01079,w=0.115x0.5=0.0575弓形降液管参数图依下式验算液体33600AH I9= 一>3~5,0=降液h故降液管勉强符合设计要求。2.2.2降液管底隙高度时间7 L降液管底隙高度依下式计算：h=0360。u'w0取旦=0.12m/s04.392贝Uh= =0.03m>0.02mo3600*0.3*0.12故降液管底隙高度设计合理。2.3塔板布置边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度：WS=0.07m边缘区宽度：WC=0.035m开孔区面积计算-3芈040319g*=3.1，3S即h>20mm0一, ■ 兀r2. 1、开孔区面积按下式计算：A=2(xyr2—12+——sin-1—)a 180rr=--W2c故A=r=--W2c故A=2X0.1225x\,'0.2152-0.12252+兀x0.2152. 0.1225、 sm-1 1800.215；0.0993m2D其中x=-W+WS)=°；-(0.0575+0.07)=0.1225

05-0.035=0.215D其中x=2.3.3浮阀塔计算及其排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mmA.浮法数目浮法数目按下式计算:4V浮法数目按下式计算:N= s—兀d2u00气体通过阀孔的速度:取动能因数F=11… 11精段：U… 11精段：U -八,ccov0.699=13.16m/s,N= 4X0.302兀x0.0392x13.16=19.21,取201）开孔率:4x0.19625少X100%=20X3」4X0.0392X100%=12.17%4x0.19625开孔率在10%~14%之间，且实际动能因数F0在9~12间，满足要求。B.排列由于采取整块式塔板结构，故采用正三角形叉排3流体力学验算气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）单板压降：hp=hc+hl+hCT, U0.175 13.400.175阀片全开前h=19.9-0—=19.9x =0.0329Wcp 953.44L阀片全开后：h=5.34u02Pv=5.34x13.402X0.699=0.0359n

c 2gp 2x9.8x953.44L取板上液层充气因数80=0.5,那么hL=£0(hw+how)=80hL=0.5X0.05=0.025m气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算：h2ohpgL可忽略不计。可忽略不计。但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小故hp=hc+hl+h。=0.0329+0.025=0.0579m漏液验算气体通过阀孔时的速度:F=u-p=13.40xV0.699=11.20>60 0\V液泛验算降液管内泡沫液层高度可按下式计算:dW5…川)常可忽略不计Hd=h+h+ho+△+hdW5…川)常可忽略不计hp=0.0579m,hL=0.05m塔板上不设进口堰时：hd=塔板上不设进口堰时：hd=0.513(itI、w073=0.513x(0.00122¥10.3x0.0581J=0.000052加Hd=0.0579+0.05+0.0000525=0.107953m取①=0.5,①(HT+hw)=0.5X(0.35+0.033)=0.1915m凡押(HT+hw) 0雾沫夹带验算P—V.——P—V.——一P

V0.78KCAFTpV:—V^—+1.36LZS\，P—P 'LF=——■~~L V KCAFbZL=D-2Wd，熊=AT-2Af0.302x 0.699一+1.36x0.0012x(0.5—2x0.0575)9 -953.44—0.699F= =0.5151x0.098x(0.19625-2x0.01079)0.6990.302x.f953.440.6990.302x.f953.44-0.6990.78x0.19625x1x0.098=0.547<0.74操作性能负荷气相负荷下限线兀. 5兀 5V=d2N^==x0.0392x20x一 .二0.1428n3/sS40 .p4 %0.699VV液相负荷下限线0.0170=2.841000x0.0170=2.841000x1.15x(3600L『l0.3J得：L=0.00124n3/ss液泛负荷上限线0.01079x0.35 =0.0007m5s55各接管尺寸的确定5.1进料管进料体积流量;,FM265.3x18.714 0.01079x0.35 =0.0007m5s55各接管尺寸的确定5.1进料管进料体积流量;,FM265.3x18.714 f= =0.001412n3/sp 976.54x3600f4 ,4V取适宜的输送速度u=3.0m/s,故d=sff 计、■兀R14x0.001412=0.02999m\， 3.14x3经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87),规格:①38X5mm实际管内流速：uf5.2釜残液出料管4'0.001412)2.29m/s3.14x0.0282釜残液的体积流量:VswWM WPW228.64x18.08:0.00119m3/s959.6x3600取适宜的输送速度:uf=3m/s,贝U：4V,14x0.001191计\兀u\ 3.14x3=0.02249m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：①32X3mm实际管内流速：u4x0.001191)2.244m/sw3.14x0.0262VSVVSVVM VPV5.3塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量:38.36x23.45=0.3575m3/s0.699x3600取适宜速度uv=10m/s,那么d计

：4x0.3575,——v= =0.2134m,兀u 、■3.14x10V经圆整选取拉制黄铜管，规格：①260X5mm实际管内流速：uSV4x0.3575 =7.2867m/s3.14x0.0252实际管内流速：uSV辅助设备的计算及选型1冷凝器热负荷逆流操作，按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用25℃的水作为冷却剂，逆流操作，则Q=Wr1r1=VMVDr1查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度92.7℃下，乙醇汽化潜热：rA=850KJ/kg

水的汽化潜热：rB=2375KJ/kgr1=Erixi=850X0.1948X46+(1-0.1948)X2375X18=42038.98KJ/Kmol故Q=36.66X42038.98/3600=428.09KJ/s又由于q=kaatmAt-At

2 1।Atln—2AtAt-At

2 1।Atln—2At1।92.7-30 5ln 92.7-50所以A=428.09KAt 750x10-3x54.3=所以A=428.09KAt 750x10-3x54.3=10.523m22再沸器热负荷采用饱和水蒸气间接加热，逆流操作，则Q=Wh2r2查得塔釜温度103.57℃下乙醇汽化潜热rA=800KJ/kg水的汽化潜热：rB=2250KJ/kgr2=Erixi=800X0.00032X46+(1-0,00032)X2250X18=40498.82KJ/Kmol故Q=(L,-W)Mfr=(265.3-228.64)X40498.82