乙醇水精馏塔设计.docx

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乙醇水精馏塔设计

⑴综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。

⑵熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果。

⑶树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。

二、设计任务及操作条件在一常压操作的连续精馏塔内分离乙醇-水混合物。

生产能力（塔顶产品）

操作周期

进料组成

塔顶馏岀液组成

塔底馏岀液组成

操作压力

进料热状况

单板压降：

3000kg/h

300天/年

25%（质量分数，下同）

>94%

<0.1%

4kPa（塔顶表压）

泡点

<0.7kPa

设备型式

筛板

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］

（1）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岀，在预热器中预热至84'C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，其余作为产品经冷却至25C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，馏岀产品进入储罐。

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。

（2）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=18kg/kmol；M乙醇=46kg/kmol。

1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

原料摩尔分数：

Xf=（0.25/46）/（0.25/46+0.75/78）=0.1154

塔顶摩尔分数：

Xd=（0.94/46）/（0.94/46+0.06/18）=0.860

塔釜残液的摩尔分数：

x用（0.001/46）/（0.001/46+0.999/18）=0.0004

2原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

M=0.1154*46+（1-0.1154）*18=21.2312kg/kmol

MD=0.860*46+（1-0.86）*18=42.08kg/kmol

MW=0.0004*46+（1-0.0004）*18=18.0112kg/kmol

3物料衡算

原料的处理量F=3000/（300*24）/21.2312=19.63kmol/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

（三）精馏工艺条件计算

1.理论塔板数NF的求取

错误！

未找到引用源。

确定回流比R

乙醇一水属于理想物系，可采用图解法求回流比R和理论塔板数。

错误！

未找到引用源。

由手册查得乙醇一水物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见下图

常压下乙醇一水溶液的t-x-y图

自点G（0.115，0.115）作垂线ec即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为y=0.45

x=0.115

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=2*1.22=2.44

取整R=2.5

错误！

未找到引用源。

求气液相负荷

L=RD=2.5*2.626=6.565

V=（R+1）D=3.5*2.626=9.191

L'=L+F=6.565+19.63=26.195

V=V=9.191

错误！

未找到引用源。

求操作线方程

精馏段操作线方程为：

Y=L*X/V+D*Xd/V=0.714x+0.246

提馏段操作线方程为：

Y/=L/*X//V/-W*Xw/V/=2.85x'-0.0007

⑵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）

错误!

未找到引用源。

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

精馏塔工艺参数汇总

N精

N提

Rmin

0.52

2.5

1.22

4•精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

4.1操作压力计算

4.1.1

Pd=101.3+4=105.3kPa

△P=0.7kPa

PF=105.3+0.7*23=121.4kPa

Pm=（105.3+121.4）/2=113.35kPa

塔顶操作压力

4.1.2每层塔板压降

4.1.3进料板压力

4.1.4精馏段平均压力

4.2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[InP=A-B/（T+C）]计算，计算

过程略.计算结果如下：

塔顶温度tD=78.0°C

进料板温度tf=84.0C

精馏段平均温度温tm=（78.0+82.0）/2=81.0C

4.3平均摩尔质量的计算

由XD=y1=0.86，查平衡曲线得：

X=0.825

塔顶液相的平均摩尔质量：

MVDm=0.86X46+（1-0.86）X18=42.08kg/kmol

MLDm=0.825X46+（1-0.825）X18=41.1kg/kmol

进料板的摩尔质量，由图解理论板得

F=0.415

由平衡曲线得：

Xf=0.25

MvFm=0.415X46+（1-0.415）x18=29.62kg/kmol

MLFm=0.25X46+（1-0.25）X18=25kg/kmol

平均摩尔质量：

MVm=（42.08+29.62）/2=35.85kg/kmol

MLm=（41.1+25）/2=33.05kg/kmol

4.4平均密度计算

气相平均密度计算

pvm=Pm*M/m/R*Tm=113.35*35.85/8.314*（81.0+273.15）=1.337kg/m

液相平均密度计算

进料板的液相质量分数:

a=Xf*Ma/[Xf*Ma+（1-Xf）Mb]=0.46

进料板的液相密度：

pLDM=1/[a/pa+（1-a）/pb]=833.3kg/m

精馏段的平均密度pldm=（735.3+833.3）/2=784.3kg/m4.5液体平均表面张力的计算塔顶表面平均张力由T=78C查手册得:

b水=62.9mN/m,a乙醇=18.46mN/m

bDm=18X0.86+62.9X（1-0.86）=24.68mN/m

进料板的表面张力由T=84C查手册得：

b水=61.8X103N/m,b乙醇=17.88X103N/m

6^=17.88X0.25+61.8X（1-0.25）=50.82mN/m

精馏段的液相平均表面张力

blm=（24.68+50.82）/2=37.75mN/m

5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=0.07m3/s

Ls=0.0001m3/s

VhV

取板间距Hr=0.4m板上液层高度hL=0.06m

查《化工原理课程设计》P105图5-1得：

C20=0.074

C=C20*（—L）0.2=0.074*=0.084

Umax=C|―L=1.59m/s

取设计的泛点率为0.7，则空塔气速为：

U=0.7Umax=1.113m/s

塔径D==0.28m圆整得：

D=0.3m

塔截面积为：

A一D2=—*0.32=0.071m2

实际空塔气速为：

0.071m/s

0.071

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）14=（23-1）X0.4=8.8m

提馏段的有效高度

Z提=（N提-1）Ht=（6-1）X0.4=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=10.611m

6.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。

⑴堰长lw

取lw0.66D0.2m

⑵溢流堰高度hw

由hwhLhow选用平直堰，堰上液层高度how

2/3

.2.84lLh

howE—=0.0002m

1000lw

取板上清液层高度hL=0.6m

故hwhLh°w0.60.00020.0598m

⑶弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由lw0.66查《化工原理课程设计》P112图5-7得

也0.124A0.0722

Af0.0722*0.0710.00513m

故f

Wd0.124*D0.124*0.30.0372m

3600AfHt

液体在降液管停留的时间，即

20.52s5s

3600*0.00513*0.4

0.0001*3600

故降液管设计合理

⑷降液管底隙高度h0

hwho

0.05980.006250.0540.006m

故降液管底隙高度设计合理

6.2塔板布置

⑴边缘宽度的确定，查《化工原理课程设计》P114取Ws0.07mWC0.05m，所以开

孔的面积Aa

・2

r・1x

sin

180r

0.150.03720.070.0428m

0.15

0.050.1m

代入式中解得：

Aa=0.084m2

⑵筛孔的计算

筛孔的孔径d05mm，3mm

孔中心距t为t3do3*0.0050.015m

0.0152

开孔率为

0.907

气体通过阀孔的气速为:

=10.1%

0.07

8.25m/s

0.101*0.084

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

5.7*106

3.2

Hthf

故设计中液沫夹带量ev在允许范围内。

7.2塔板压降

⑴干板阻力h0可计算如下:

hc0.051也

查《化工原理课程设计》图5-10，得c00.0772代入

故hc0.016m液柱⑵气体通过液层阻力hl

」」丄0.07

hln由Ua1.06

0.0710.00513

代入得：

h0.0336

F°Ua*、2.051.52查《化工原理课程设计》图5-11，得m液柱

⑶液体表面张力的阻力h

气体通过每层板的液柱高度

hphh札0.0535

△p=hpLg0.0535*784.3*9.81411.60.7kpa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三HThw

因为乙醇-水为不易起泡物系，取0.6

Hthw0.6HT九0.6*（0.40.0598）0.276m

hd0.153（u0'）0.001

故HdhdhphL0.05350.060.0010.1145m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F0=1.52时相应的值，贝UU0,min6.75m/s

825

稳定系数k=1.22,故不会产生严重漏液。

6.75

8.塔板负荷性能图

在U0,min6.75m/s式中,

U0,min

C00.00560.13hL

u0,min

乂,min

2/3

2.84ELh

1000lw

并将塔板有关尺寸数据和物性常数等值代入，整理之可得

j2/3

Vs,min=0.029*3.9690L$

（1）

在操作范围内，取几个LS值，列与下表

LSm3/s

0.0001

0.0005

0.001

0.0015

Vsm3/s

0.07

0.13

00.24

0.15

作漏液线1

8.2

过量液沫夹带线关系式

hf=2.5hl=2.5（hw+how）

e2/3

得Vs=0.11-2.1Ls

（2）

在操作范围内，取几个LS值，列与下表

LSm3/s

0.0001

0.0005

0.001

0.0015

Vsm3/s

0.105

0.097

0.013

0.082

作液沫夹带线2

8.3液相下限关系式

2/3

284l

由howEh令E=1，取how=0.006m代入，可解得

1000lw

Ls,min=0.0002m/S（3）

可作岀也气体流量无关的垂直液相负荷下限线

8.4液相上限关系式

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限,

小4，故

Ls,max=Af-HL=0.000513m3/S（4）

可作岀也气体流量无关的垂直液相负荷下限线

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Hd（Hthw），由

联立得Ht

（1）hw

（1）howhchdh

忽略h，将how与Ls，hd与Ls，hc与V的关系式代入上式，并整理得

222/3亠亠

aVsbcLsdLs式中

336002/3

d2.84*10E

（1）（）

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

222/3

得:

Vs0.05537.2Ls0.92LS

在操作范围内，取几个Ls值，列与下表

Lsm3/s

0.0001

0.0005

0.001

0.0015

Vsm3/s

0.053

0.049

0.0458

0.043

作掖泛线5

根据以上各线方程，可作岀筛板的负荷性能图，如下图所示

以Ls为横坐标，V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

平均温度tm,°C

平均压力Pm，kPa

113.35

气相流量Vs，（m/s）

0.07

液相流量Ls，（m/s）

0.0001

实际塔板数

有效段高度乙m

塔径，m

0.3

板间距，m

0.4

溢流形式

单溢流

降液管形式

弓形

堰长，m

0.2

堰高，m

0.0598

板上液层高度，

0.6

堰上液层高度，

0.0002

降液管底隙高度，

0.00625

安定区宽度，m

0.07

边缘区宽度，m

0.05

开孔区面积，m

0.084

筛孔直径，m

0.005

筛孔数目

431

孔中心距，m

0.015

开孔率，%

10.1

空塔气速，m/s

筛孔气速，m/s

8.25

稳定系数

1.22

每层塔板压降，

411.6

负荷上限

液泛控制

负荷下限

漏液控制

液沫夹带ev，（kg液/kg

气）0.025

气相负荷上限，

m/s

气相负荷下限，

m/s

32操作弹性

9.主要接管尺寸的选取

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

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

9.3釜液岀口管

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

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

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

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t仁25°C,出口温度为t2=40°C,选定回流

液在饱和温度下进入塔内，由于塔顶馏岀液几乎为纯乙醇作焓按纯乙醇计算，则

所以QC=Vr=256.629X16399=4.3X106J

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

符号说明

英文字母

A――塔板鼓泡区面积，m2

A――降液管截面积，m2

A筛孔面积，m2

A――塔截面积，m2;

C――负荷系数，无因次；

C2020dyn/cm时的负荷系数，无因次

C泛点负荷系数，无因次；

CP——比热，kJ/kg&S226;K;

d°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；

曰一一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

ho――降液管底隙高度，m

how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

hi――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；

Q――再沸器热负荷，kJ/h；

Q――全凝器热负荷，kJ/h；

Q――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，°C或K；

t孔心距，m

T――温度，C或K；

Ts塔顶温度，C或K；

T's――回流液温度，C或K；

u空塔气速，m/s；

希腊字母

a――相对挥发度，无因次；

'o――板上液层充气系数，无因次；

――液体在降液管内停留时间，无因次;

――粘度，mPa&S226;s；

密度，kg/m3；

――液体的表面张力，N/m；

――校正系数，无因次。

结束语

本设计采用制造价格较低的筛板塔，尽量减少设备成本和操作成本，但仍不免许多不合理支岀，设计方在此建议生产部门采用多塔形式，以求资源的良好整合与利用。

通过此次设计，目的是使设备达到最佳的工艺要求，以节省费用，提高经济效益，那么就必须要熟练的掌握分离的作用和设计中注意的变数，另一方面也要考虑数据的特性，合不合符设计的要求，也存在一个合理性的问题，所以计算的范围也必须要从操作中来一个综合的评价。

这次的设计使我明白了一般的精馏塔的设备和工作原理，还有在生产中要注意的问题，由于在设计过程中难免会有很多人为的因素，所以也存在不少的问题，希望在以后的学习和生产中，要更加认真和细心去领悟问题的所在，好加以改进，做到最好。

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