化工原理乙醇水课程设计汇总.docx
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化工原理乙醇水课程设计汇总
化工原理课程设计
分离乙醇-水混合物精馏塔设计
学院：
化学工程学院
专业：
学号：
姓名：
指导教师：
时间：
2012年6月13日星期三
化工原理课程设计任务书
一、设计题目：
分离乙醇-水混合物精馏塔设计
二、原始数据：
a）原料液组成：
乙醇20%产品中：
乙醇含量≥94%残液中≤4%
b）生产能力：
6万吨/年
c）操作条件
进料状态：
自定操作压力：
自定
加热蒸汽压力：
自定冷却水温度：
自定
三、设计说明书内容：
a）概述
b）流程的确定与说明
c）塔板数的计算（板式塔）；或填料层高度计算（填料塔）
d）塔径的计算
e）1）塔板结构计算；
a塔板结构尺寸的确定；b塔板的流体力学验算；c塔板的负荷性能图。
2）填料塔流体力学计算；
a压力降；b喷淋密度计算
f）其它
（1）热量衡算—冷却水与加热蒸汽消耗量的计算
（2）冷凝器与再沸器传热面的计算与选型（板式塔）
（3）除沫器设计
g）料液泵的选型
h）计算结果一览表
第一章课程设计报告内容
一、精馏流程的确定
乙醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。
塔釜采用间接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。
二、塔的物料衡算
（一）料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数
（二）平均摩尔质量
（三）物料衡算
总物料衡算
易挥发组分物料衡算
联立以上三式得
三、塔板数的确定
（一）理论塔板数的求取
根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x图
乙醇—水气液平衡数据
液相中乙醇的摩尔分数
气相中乙醇的摩尔分数
液相中乙醇的摩尔分数
气相中乙醇的摩尔分数
0.0
0.0
0.25
0.551
0.01
0.11
0.30
0.575
0.02
0.175
0.4
0.614
0.04
0.273
0.5
0.657
0.06
0.34
0.6
0.698
0.08
0.392
0.7
0.755
0.1
0.43
0.8
0.82
0.14
0.482
0.894
0.894
0.18
0.513
0.95
0.942
0.2
0.525
1.0
1.0
乙醇—水图解法求理论塔板数
2.乙醇—水体系的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a（）作平衡线的切线并延长与y轴相交，截距
取操作回流比
故精馏段操作线方程
即
3.作图法求理论塔板数得
（不包括再沸器）。
第16层为加料板。
（四）物性参数和实际塔板数的计算
4.1温度
常压下乙醇—水气液平衡组成与温度的关系
温度t℃
液相中乙醇的摩尔分率%
气相中乙醇的摩尔分率%
100
0.00
0.00
95.5
0.0190
0.1700
89.0
0.0721
0.3891
86.7
0.0966
0.4375
85.3
0.1238
0.4704
84.1
0.1661
0.5089
82.7
0.2337
0.5445
82.3
0.2608
0.5580
81.6
0.3273
0.5826
80.7
0.3965
0.6122
79.8
0.5079
0.06564
79.7
0.5198
0.6599
79.3
0.5732
0.6841
78.74
0.6763
0.7385
78.41
0.7472
0.7815
78.15
0.8943
0.8943
利用表中数据由内差可求得tFtDtW
①tF:
=tF=87.39℃
②tD:
:
=tD=78.21℃
③tW:
=tW=96.21℃
④精馏段平均温度:
===82.8℃
⑤提留段平均温度:
===91.8℃
4.2气液组成
塔顶温度:
tD=78.21℃
气相组成yD:
yD=0.8683
进料温度:
tF=87.39℃
气相组成yF:
yF=0.4230
塔底温度:
tW=99.91℃
气相组成yw:
yw=0.04923
（1）精馏段
液相组成x1:
气相组成y1:
所以
（2）提留段
液相组成x2:
气相组成y2:
所以
4.3液体粘度
（一）乙醇的粘度
1），塔顶温度:
tD=78.21℃查表，得μ乙醇=0.45mpa·s,
2）,进料温度:
tF=87.39℃查表，得μ乙醇=0.38mpa·s,
3），塔底温度:
tW=99.91℃查表，得μ乙醇=0.335mpa·s,
（二）水的黏度
1），塔顶温度:
tD=78.21℃
2）,进料温度:
tF=87.39℃
3），塔底温度:
tW=99.91℃
4）,
5）
全塔平均液相黏度为
4.4相对挥发度
由xF=0.0892yF=0.4230得
由xD=0.86yD=0.08683得
由xW=0.016yw=0.04923得
4.5全塔效率的估算
（1）用对全塔效率进行估算：
全塔平均液相黏度为
全塔效率
（2）实际塔板数
块
其中，精馏段的塔板数为：
块
4.6操作压力
（1）操作压力计算
塔顶操作压力＝101.3kPa
每层塔板压降△P＝0.7kPa
进料板压力＝101.3＋0.7×15＝125.72kPa
塔底操作压力=101.3＋0.7×42＝130.7kPa
精馏段平均压力kPa
提馏段平均压力kPa
（2）密度
乙醇与水的密度
温度/℃
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
乙醇密度/kg/m3
795
785
777
765
755
746
735
730
716
703
水密度/kg/m3
998.2
995.7
992.2
988.1
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
951.0
已知：
（为质量分数）
1,液相密度
（1）塔顶因为tD=78.21℃
所以
（2）进料板因为℃
所以
（3）塔釜
因为tW=96.21℃
所以
（4）精馏段平均液相密度
（5）精馏段平均液相密度
2.气相密度
（1）精馏段
（1）提馏段
4.7液体表面张力
乙醇表面张力：
温度，℃
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
σ，mN/m
22.3
21.2
20.4
19.8
18.8
18
17.15
16.2
15.2
14.4
水表面张力
温度，℃
0
20
40
60
80
100
σ，mN/m
75.64
72.75
69.60
66.24
62.67
58.91
（1）塔顶因为tD=78.21℃
所以
（2）进料板因为℃
所以
（3）塔釜因为tW=96.21℃
所以
（4）塔顶表面张力
（5）进料板表面张力
（6）塔底表面张力
（7）精馏段平均表面张力
（8）提馏段平均表面张力
五、气液负荷计算
（1）精馏段
（1）提馏段
六、塔和塔板主要工艺尺寸计算
（一）塔的有效高度计算
初选板间距，
则由公式
（二）塔径D
参考表4-1，初选板间距,取板上液层高度
表4-1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
（1）精馏段塔经计算
图4-5Sminth关联图
查图4-5可知，，依照下式校正C
取安全系数为0.60，则
故
按标准，塔径圆整为2.6m，
塔截面积为
实际空塔气速为
提留段塔径计算
横坐标数值：
取板间距：
Ht=0.45m,hL=0.07m.则Ht-hL=0.38m
查图可知C20=0.078,
取安全系数为0.6
则空塔气速
按标准塔径圆整后为=2.6m
综上：
塔径D=2.6m，选择双流型塔板，截面积
（三）溢流装置
采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。
各项计算如下。
1.溢流堰长
单溢流为0.6D，即
2.出口堰高
由，
（1）精馏段
图4-9液流收缩系数计算图
查图4-9，知E=1
则
故
（2）提馏段
查图4-9，知E=1
则
故
3.弓形降液管滴面积
由
图4-11弓形降液管的宽度和面积
查图4-11，得，
故
=5.31
由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即
提馏段：
（符合要求）
提馏段：
（符合要求）
4.1.2.4降液管底隙高度
（1）精馏段
（2）提馏段
4.1.2.5受液盘
受液盘凹形和平形两种，对于塔径为以上的塔，常采用凹形受液盘，这种结构在低流量时仍能造成正液封，且有改变液体流向的缓冲作用。
凹形受液盘的的深度一般在50mm以上。
选用凹形受液盘：
深度
（三）塔板布置
1.取边缘区宽度，安定区宽度
2.依下式计算开孔区面积
其中
其中:
——出口堰高how——堰上液层高度——降液管底隙高度
——进口堰与降液管的水平距离——进口堰高——降液管中清液层高度——板间距——堰长——弓形降液管高度
——无效周边高度——安定区宽度D——塔径
R——鼓泡区半径x——鼓泡区宽度的1/2
t——同一横排的阀孔中心距（单位均为m）
（四）筛孔数n与开孔率
取筛孔的孔径，正三角形排列，一般碳钢的板厚，取，
故孔中心距
依下式计算塔板上的筛孔数n，即
个
依下式计算塔板上的开孔区的开孔率，即
（在5%～15%范围内）
每层塔板上的开孔面积为
精馏段：
：
气体通过筛孔的气速
提馏段
气体通过筛孔的气速
七、筛板的流体力学验算
（一）气体通过筛板压强降的液柱高度
依式
1.精馏段：
（1）干板压强降相当的液柱高度
依
图4-13干筛孔的流量系数
查图4-13，
（2）气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度
图4-14充气系数关系图
由图4-14查取板上液层充气系数为0.58。
依右式
（3）克服液体表面张力压强降相当的液柱高度
依式（4-41）
故m
单板压强降<0.7kPa（设计允许值）
2.提馏段
（1）干板压强降相当的液柱高度
依
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