化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计Word文档格式.docx
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在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。
要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。
精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。
化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。
为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。
可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。
1概述
1.1设计目的
蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。
精馏是典型的化工操作设备之一。
进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工初步设计；
掌握化工设计的基本程序和方法；
学会查阅技术资料、选用公式和数据；
用简洁文字和图表表达设计结果；
用CAD制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。
1.2塔设备简介
塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气（或汽）或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。
塔设备中常见的单元操作有：
精馏、吸收、解吸和萃取等。
此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。
最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。
作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。
此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：
1、生产能力大；
2、操作稳定，弹性大；
3、流体流动阻力小；
4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；
5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。
在本设计中我使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。
合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。
筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。
为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。
筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。
它的主要优点是：
结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60左右，为浮阀塔的80%左右；
在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%～40%；
塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；
气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低30%左右。
缺点是：
小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；
操作弹性较小（约2～3）。
2设计说明书
2.1流程简介
图1-1精馏过程流程图
2.2工艺参数选择
（1）处理能力：
5000T/y,年开工7200小时
（2）进料浓度：
Xf=0.15（mol%）
（3）进料温度：
tf=18℃
（4）塔顶冷凝水采用12℃深井水,塔釜间接蒸汽加热
（5）压力：
常压操作单板压降≤0.7kPa
（6）要求：
xd=86mol%xw=1mol%
3工艺计算
3.1物料衡算
进料浓度为XF=0.15（mol%），
则MF=46*0.15+18*0.85=22.2Kg/Kmol
F=5000T/y=5000000/（MF*7200）=31.28Kmol/h
由F=D+W
FXF=DXD+WXW
得：
D=5.152Kmol/h
W=26.128Kmol/h
3.2理论塔板数的计算
3.2.1查找各体系的汽液相平衡数据
如表3-1
表3-1乙醇-水汽液平衡组成
温度液相组成气相组成
℃
/%
/%
10000
95.51.9017.00
89.07.2138.91
86.79.6643.75
85.312.3847.04
84.116.6150.89
82.723.3754.45
82.326.0855.80
81.532.7359.26
80.039.6561.22
79.850.9765.64
79.751.9865.99
79.357.3268.41
78.7467.6373.85
78.4174.7278.15
78.1589.4389.43
3.2.2q线方程
18℃进料：
查物性数据：
易挥发组分比热c1＝2.453kJ/kgK
难挥发组分比热c2＝4.184kJ/kgK
易挥发组分汽化潜热r1＝902kJ/kgK
难挥发组分汽化潜热r2＝2458kJ/kgK
进料温度t1＝18℃，进料组成对应的泡点温度t2＝83℃
则平均r=zfr1*M轻组分+（1-zf）r2*M重组分
=0.15*902*46+0.85*2458*18=43831.2KJ/Kmol
平均cp=zfc1*M轻组分+（1-zf）c2*M重组分
=0.15*2.453*46+85*4.184*18=80.941KJ/KmolK
得q=（cp*Δt+r）/r=[80.941*（83-18）+43831.2]/43831.2=1.119
则q线方程：
=9.396x-1.259
3.2.3平衡线
根据表3.1作出平衡线图，并画出理论塔板数，如图3-1和3-2。
图3-1乙醇－水的气液平衡x-y图
图3-2乙醇－水的气液平衡局部放大图
3.2.4回流比
由0.259=xD/（Rmin+1）
得最小回流比Rmin＝2.32
又R=（1.1-1.8）Rmin
取回流比R=4
3.2.5操作线方程
精馏段操作线方程为:
=0.8xn+0.2xD
提馏段操作线方程为:
=1.887xm-0.00887
3.2.6理论板数的计算
用作图法（如图3-1）,总塔板数=20+（0.0241-0.01）/（0.0241-0.0036）=20.69块
第19块板与q线相交，为进料板。
精馏段理论板数=18，第19块为进料板
提馏段=2.69
总理论板数NT=20.69
3.3实际塔板数的计算
3.3.1全塔效率ET
塔顶xD=0.86查表得平衡温度t=78.21℃
塔底xW=0.01查表得平衡温度t=97.63℃
平均粘度的计算：
塔顶塔底平均温度t=87.92℃，查得乙醇粘度μ1=0.39mPa/s,
图3-2O’connel关联图
水的粘度μ2=0.3242mPa/s；
则μav=μ1xF+μ2（1－xF）=0.39*0.15+0.3242*0.85=0.334
查得平均温度下的平衡组分：
x=0.0937，y=0.0433，
又：
y=αx/[1+（α-1）x]
α=7.388
由αμav=2.47，
查O’connel关联图（图3-2）
得全塔效率ET=38%
3.3.2实际板数NE
NE=NT/ET=20.69/38%=54.4块
表3-1塔内气液流率汇总
气相流率（kmol/h）
液相流率（kmol/h）
精馏段
25.76
20.608
提馏段
29.48
55.6
4塔的结构计算
板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。
板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同。
设计时，分别计算精馏段、提馏段平均条件下的参数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，然后再作适当调整，但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造。
4.1混合组分的平均物性参数的计算
4.1.1平均分子量的计算
（1）塔顶的平均分子量（x1为与y1=XD平衡的液相组成）
MVDM=XD×
M轻组分+（1－XD）×
M重组分
MLDM=x1×
M轻组分+（1－x1）×
（2）进料板的平均分子量
进料板对应的组成Xn和yn
MVFM=yn×
M轻组分+（1－yn）×
MLFM=Xn×
M轻组分+（1－Xn）×
（3）塔底的平均分子量（yw为与xw平衡的气相组成）
MVWM=yw×
M轻组分+（1－yw）×
MLWM=xw×
M轻组分+（1－xw）×
（4）精馏段、提馏段的平均分子量
精馏段平均分子量
提馏段平均分子量
4.1.2平均密度的计算
（1）液相平均密度
易挥发组分密度ρ1＝790Kg/m3
难挥发组分密度ρ2＝998.595Kg/m3
塔顶易挥发组分质量百分比a1＝94.11%
进料易挥发组分质量百分比a2＝24.598%
塔底易挥发组分质量百分比a3＝2.516%
塔顶液相密度：
ρLD＝1/[a1/ρ1+（1-a1）/ρ2]=800.008Kg/m3
进料液相密度：
ρLF＝1/[a2/ρ1+（1-a2）/ρ2]=937.69Kg/m3
塔底液相密度：
ρLW＝1/[a3/ρ1+（1-a3）/ρ2]=922.005Kg/m3
精馏段的平均液相密度：
ρLM＝（ρLD+ρLF）/2=868.849Kg/m3
提馏段的平均液相密度：
ρ’LM＝（ρLF+ρLW）/2=964.85Kg/m3
（2）汽相平均密度
根据塔顶组成查平衡数据计算塔顶温度TD=78.21℃
根据进料板组成查平衡数据计算进料板温度TF＝85.85℃
根据塔底组成查平衡数据计算塔底温度TW＝97.63℃
精馏段：
TM=（TF+TD）/2=82.03℃
ρVM＝PMV/RTM=1.456Kg/m3
提馏段：
T’M=（TF+TW）/2=91.74℃
ρ’VM＝PM’V/RT’M=1.16K4g/m3
表4-1塔内气液流率汇总
气相流率（m3/h）
液相流率（m3/h）
750.624
0.7475
882.49
1.1055
4.2塔高的计算
①板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，按下式计算：
式中Z——塔的有效高度，m；
ET——全塔总板效率；
NT——塔内所需的理论板层数；
HT——塔板间距，m。
1HT的初选
选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。
表4-2塔板间距与塔径的关系
塔径/D，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距/HT，mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
化工生产中常用板间距为：
200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。
在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。
此设计中我取HT=300mm
4.3塔径的计算
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互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。
本次数据采用第一种方法。
4.3.1初步计算塔径
图中V,L——分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s；
ρV，ρL——分别为塔内气、液相的密度，kg/m3
图4-1史密斯关联图
由：
，查图4-1得，C20=0.06
又有精馏段平均温度TM=82.03,查得乙醇和水的表面张力分别为：
σ1=0.0168N/m，σ2=0.06257N/m，从而算出混合液体的表面张力σ=0.04N/m。
→
=0.069→
=1.8266m/s，又
取u=1.2m/s，则
=0.470m
与精馏段同样的方法算得塔的直径为0.4165m
4.3.2塔径的圆整
综合精馏段与提留段，圆整后的塔径取500mm
4.4塔板结构参数的确定
4.4.1溢流装置的设计
溢流装置包括降液管、溢流堰、授液盘等几个部分，是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着重要影响。
A降液管截面积Af
B溢流堰包括堰高hw、堰长lw及how
C受液盘和底隙h0
r
图4-2溢流装置图4-3塔盘布置
4.4.2塔盘布置（如图4-4）
A受液区或降液区Af=0.01396m2
B入口安定区和出口安定区Ws＝50mm
C边缘区Wc=30mm
D有效传质区：
塔板上布置有筛孔的区域，称有效传质区，面积为Aa
结合我的设计任务，由于流量较小，我选用U型塔板，如图4-4：
图4-4U形流型
参数选择，取：
hb=30mm,hw=50mm,lw=200mm.
在CAD软件中求得：
AT=0.19625m2,AF=0.01396m2，Aa=0.1185m2
则AF/AT=0.07,在（0.06,0.12）的范围内。
=6.84mm>
6mm,,符合要求。
4.4.3筛孔数及排列并计算开孔率
取孔径d0=6mm,开孔率取0.1，带入上述公式，得出孔距t=18mm，
t/d0=3,在（2.5,5）范围内，符合基本要求。
4.4.4筛口气速和筛孔数的计算
，
精馏段和提馏段的筛口气速和筛孔数分别用上述公式计算，
得出：
精馏段u0=17.6m/s,n=419.2个
提馏段u0=20.7m/s,n=419.2个
所以筛孔数取420个。
5精馏塔的流体力学性能验算
5.1分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算
5.1.1液沫夹带校核
，查图5-1，
图5-1液沫夹带关联图
由
，得ψ=0.11
将数据带入上述公式，得出精馏段ev=0.0734kg液/kg≤0.1kg液/kg
同样的方法，可得出精馏段ev=0.0909kg液/kg≤0.1kg液/kg
则液沫夹带校核通过。
5.2.2塔板阻力校核
精馏段的踏板阻力校核：
⑴干板阻力
由d0=6mm,查图5-2
图5-2塔板孔流系数
得，孔流系数C0=0.65
带入公式
，得h0=0.0473
⑵液层阻力
A'
a=（1-2Ad/AT）=0.16833m2
Fa=Vs/A'
a（ρV）2=1.495
根据Fa，查图5-3
图5-3充气系数图
得，β=0.59，
则hL=β（hW+hOW）=0.59*（0.05+0.00684）=0.03354
⑶液体表面张力所造成阻力非常之小，此项可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：
=0.0473+0.03354=0.08084
=0.08084*868.849*9.8=0.688Kp（<
0.7K
符合设计要求）
题馏段的踏板阻力校核方法同上，
最后得出
=0.0645Kp（<
符合设计要求
综上所述，塔板阻力校核通过。
5.2.3溢流液泛条件的校核
液面落差Δ一般较小，可不计。
液体通过降液管阻力hd，包括底隙阻力hd1和进口堰阻力hd2。
hd=hd1+hd2=0.0153（LS/lWhb）2+0=0.000183m
Hd=hW+hOW+Δ+（P1-P2）/
Lg+hd=0.139m
对于一般物系，?
值可取0.5，对于不易起泡物系，?
值约为0.6～0.7，对于易起泡物系，?
可取值0.3～0.4。
乙醇-水属于不易起泡物系，?
取0.5。
则Hd/?
=0.278m<
HT+hW
题馏段方法同上得，Hd/?
=0.263m<
综上所述，溢流液泛条件的校核通过。
5.2.4液体在降液管内停留时间的校核
精馏段t=AdHT/Ls=0.01396*0.3/0.00020764=20.1s>
5s
题馏段t=AdHT/Ls=0.01396*0.3/0.00030700=13.6s>
则液体在降液管内停留时间的校核通过。
5.2.5漏液限校核
=0.0073m
=6.006m/s
k=u0/u'
0=17.6/6=2.93>
2
提馏段用同样的方法得，k=u0/u'
0=20.7/7.0775=2.92>
综上所述，漏液限校核通过。
5.2分别作精馏段、提留段负荷性能图
（1）负荷性能图的其它几条曲线的依据分别是:
①雾沫夹带线
泛点率
据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。
按泛点率80%计算。
整理得：
0.1194=0.4097VS+5.984LS
0.1194=0.3476VS+5.984LS
②液泛线
根据
确定液泛线，由于
很小，故忽略式中的
代入数据得：
2.4996*10-7Vh2+57.893Lh2/3+0.03278Lh2=0.1
提馏段:
1.8000*10-7Vh2+57.893Lh2/3+0.03278Lh2=0.1
③液相负荷上限线全塔LS,max在降液管中停留时间5s时求出。
④漏液线
⑤液相负荷下限线以堰上液层高度how=0.006m计。
分别作出精馏段和提馏段的踏板负荷性能图，如图5-4,图5-5
图5-4精馏段踏板负荷性能图
图5-5提馏段踏板负荷性能图
由塔板负荷性能图可以看出：
1.在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。
2.塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
3.按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限VSMAX=0.31（0.4）m3/s
气相负荷下限VSMIN=0.125（0.15）m3/s
所以，精馏段操作弹性=0.31/0.125=2.48。
提留段操作弹性=0.4/0.15=2.67。
5.3塔结构数据汇总
表5-1塔结构数据汇总
项目
符号
单位
计算数
备注
塔径
D
m
0.5
板间距
HT
0.3
塔板类型
U形流型降液管
空塔气速
u
m/s
1.06
1.25
堰长
0.2
堰高
0.050
板上液层高度
0.07
降液管底隙高
0.030
堰上方液头高度
hOW
0.00684
阀空气速
17.6
20.7
降液管面积
mm2
0.01396
塔盘面积
0.19625
孔心距
t
0.018
孔径
0.006
孔为正三角形式排列
单板压降
Pa
688
645
降液管内清液曾高度
Hd
0.139
0.131
6塔的总体结构
6.1塔体总高度
板式塔的塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：
上式中：
HD——塔顶空间，0.5m；
HB——塔底空间，0.5m；
HT——塔板间距，0.3m；
HT’——开有手孔的塔板间距，0.4m；
HF——进料段高度，0.6m；
Np——实际塔板数,54；
S——人孔数目，6个。
总体高度为H=0.5+（54-2-6）*0.3+6*0.4+0.6+0.8=18.1m
6.2塔板结构
塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。
一般，塔径从300～900mm时采用整块式塔板；
当塔径在800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。
本设计中塔径为500mm，所以采用整块式塔板。
7辅助设备的选择
表7-1换热器结果列表
换热器名称
介质
温度，℃
进
出
塔顶冷凝器
壳程
乙醇-水混合气体
78.21℃
管程
循环冷凝水
12
40
塔底再沸器
乙醇-水溶液
83℃
87℃
蒸汽
168℃
7.1塔顶冷凝器的选择
查第四章传热表4-8：
取总传热系数K=800W/m2℃
塔顶温度TD=78.21
查得：
易挥发组分汽化潜热r1=600kJ/kg；
难挥发组分汽化潜热r2=2312.2kJ/kg
rD=r1×
y1+r2×
（1-y1）=600*0.86+2312.2*0.14=839.7kJ/kg
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