化工原理课程设计精馏塔详细版.docx
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化工原理课程设计精馏塔详细版
广西大学化学化工学院
化工原理课程设计任务书
班级:
专业：
姓名：
学号：
设计时间:
设计题目：
乙醇一一水筛板精馏塔工艺设计
（取至南京某厂药用酒精生产现场）
设计条件：
1.常压操作，P=1atm（绝压）。
2.原料来至上游的粗馏塔，为95――96C的饱和蒸汽。
因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90C。
3.塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为
40吨/日。
4•塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分
率）。
5•塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝
器，泡点回流。
6.操作回流比R=（1.1——2.0）Rnin。
设计任务：
1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。
2.画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负
荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3.写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己
设计的评价。
时间
指导教师:
1.1.1设计题目
1.1.2设计条件
2
3
4
5
6
1设计任务
1.1任务
乙醇一水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒
精生产现场）
1.常压操作，P=1atm（绝压）
.原料来至上游的粗馏塔，为95-96C的饱和蒸气。
因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90C。
.塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/日。
.塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分率）。
.塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。
.操作回流比R=（1.1—2.0）Rmin
1.1.3设计任务
1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。
2.画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3.写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总
和对自己设计的评价。
1.2设计方案论证及确定
1.2.1生产时日
设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。
1.2.2选择塔型
精馏塔属气一液传质设备。
气一液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：
板式塔直径放大时，塔板效率较稳定，且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。
筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：
生产能力大10-15%,板效率提高15流右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修［2］。
因此，本设计采用筛板塔比较合适。
1.2.3精馏方式
由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式。
1.2.4操作压力
常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益，在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。
1.2.5加热方式
在本物系中，水为难挥发液体，选用直接蒸汽加热，可节省再沸器。
1.2.6工艺流程
原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热，再进精馏塔，精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝，泡点回流，塔顶产品输送进乙醇贮存罐，而再沸器则加热釜液，塔釜产品流入釜液贮存罐。
2筛板式精馏塔的工艺设计
2.1精馏塔的工艺计算
2.1.1乙醇和水的汽液平衡组成
相对挥发度的计算：
塔顶产品浓度为92.4%，因此，可近似看成纯乙醇溶液；同理，塔底浓度为
0.02%可近似看成纯水溶液。
所以，塔顶温度为乙醇沸点为78.3°C,塔底温度为水
的沸点96.0°C
表2-1查书［2］得:
不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示：
液相摩尔分数x
气相摩尔分
数y
温度/c
液相摩尔分数x
气相摩尔分
数y
温度/c
0.00
0.00
100
0.3273
0.5826
81.5
0.0190
0.1700
95.5
0.3965
0.6122
80.7
0.0721
0.3891
89.0
0.5079
0.6564
79.8
0.0966
0.4375
86.7
0.5198
0.6599
79.7
0.1238
0.4704
85.3
0.5732
0.6841
79.3
0.1661
0.5089
84.1
0.6763
0.7385
78.74
0.2337
0.5445
82.7
0.7472
0.7815
78.41
0.2608
0.5580
82.3
0.8943
0.8943
78.15
根据以上数据画出以下乙醇-水的t-x（y）相平衡图，以及乙醇-水的x-y图
乙醇--水载可x（y）图
）
°C
度温
x（y）
乙醇-水x-y相平衡图
0.8
0.7
0.6
0.5
0.4
0.3
0.2
0.1
0.10.20.3
0.40.50.6
0.70.8
2通过试差法求出塔顶、塔底、进料处、加料板的乙醇气相组成
95.589.09095.5
0.170.3891Y进料板0.17
95.589.09095.5
0.01900.0721X进料板0.0190
解得X进料板=0.0639
丫进料板=0.355
3计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度
计算公式为：
Ya（1Xa）
a
（1Ya）Xa
78.1578.3
0.8943丫顶
78.4178.15
0.78150.8943
丫顶=0.8292
78.4178.1578.378.15
0.74720.8943X顶0.8943
X顶=0.8094
10095.59695.5
00.17丫顶0.17
10095.59695.5
00.019X底0.0190
塔顶：
a顶=1.123
塔底：
a底=8.957
加料板：
a加料板=8.063
4计算乙醇-水的平均相对挥发度:
乙醇一水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示,本设计中使用各温度下的几何平均值来表示。
a■.顶底=2.32
2.1.2全塔物料衡算
原料液中：
设A组分—乙醇；B组分—水查书⑹和书⑺得：
乙醇的摩尔质量：
M乙=46.07kg/kmol
水的摩尔质量：
M水=18.02kg/kmol
Xd
0.9241/46.07
0.9241/46.070.0759/18.02
0.826
xw
0.02/46.07
0.02/46.070.98/18.02
0.0000782
因为入口的原料液是上游为95――96C的饱和蒸汽冷却至90oC所得，因此，Xf的液相
组成就是95.5°C的气相组成。
经查表得，95.5°C的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为:
XF=0.17
根据产量和所定工作时间，即日产40吨92.41%乙醇，每天24小时连续正常工作，则
原料处理量：
3
40103
D=40.51（kmol/h）
24（0.826546.070.1718.02）
DXfXw巡O.。
0007820.206
FXDXW0.8260.00000782
F196.650kmol/h
WFD196.65040.51156.140kmol/h
求q值
由表2-1乙醇-水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时｛90C时｝的气液相组成
为：
xA=0.0639y=0.3554
由Fxf=LXa+Vy和F=L+V得L=125.26（kmol/h）,
•••q=L/F=0.6360
则：
q线方程为y=x^J=-1.747x+0.467
q1q1
塔顶和塔釜温度的确定
由t-x-y图可知：
塔顶温度td=78.30C,塔底温度tw=96.00C,
△t=1/2（tD+tw）=87.15C
回流比和理论塔板的确定
用内差法求得进料板的气液相组成（90C进料）
xx进料板0.0639
进料板位于平衡线上，则：
q
XdyqyqXq
yqY进料板0.355
°826°.3551.618
0.3550.0639
R=1.5*Rmin=1.5*1.618=2.427
操作方程的确定
精馏段：
L
R
D
2.42740.5198.318kmol/h
V
（R
1）D
（2.427
1）40.51138.828kmol/h
提馏段：
L
L
qF
98.318
0.636*196.650223.387kmol/h
VV（1
q）F
138.828
（1
0.636）*196.650
67.247kmol/h
b、精镏段操作方程：
L
D
98.318
40.51
0.708xn0.292
yn1严
Xd
Xn
*0.826
VD
138.828
138.828
提镏段操作线方程：
yn1
丁Xn
W
223387156140
223387xn济*°.00007823322xn°.000182
相平衡方程为:
yn
Xn
1
（1）Xn
Xn
ynyn
（1）yn2.321.32yn
板效率及实际塔板数的确定
（1）求ayl
平均温度t=87.15（°C）下
卩a=0.449mpas卩b=0.3281mpas
贝L=XFyA+（1—XF）卩B
=0.17X0.449+（1—0.17）X0.3281
=0.3487mpas
ayl=2.35X0.3487=0.8194
（2）求板效率Et
曰=51%偏低;
由ayL=0.8194，由《化工原理（下）》164页图10-20查得实际工作Et有所提高，因此取Et=70%.
（3）求实际板数
由N•吐一1得
Et
精馏段实际板数：
N精=21/0.70=30（块）
提馏段实际板数：
N提=7/0.70=10（块）
全塔板数：
N=40块
2.2精馏段物性衡算
2.2.1物料衡算
操作压强P=101.325
温度tmtD=78.30°Ctf=900Ctw=96.00°C
tDtF
78.3090
2
84.150C
定性组成
（1）塔顶
y,=XD=0.826
查平衡曲线得到x,=0.810
⑵进料yf=0.355xf=0.0639
平均分子量Mm查附表知：
（1）塔顶：
MVDm=0.82646.07+（1-0.826）18.02=41.189（g/mol）
MLDm=0.81046.07+（1-0.810）18.02=40.730（g/mol）
⑵进料:
MVFm=0.35546.07+（1-0.355）18.02=27.978（g/mol）
MLFm=0.063946.07+（1-0.0639）
18.02=19.810（g/mol）
平均分子量M
Vm=MVDmMVFm=41.18927.978=34.584（g/mol）
2
Lm=MLDMMLFM=40.73019.810=30.270（g/mol）
2-
平均密度
由书⑹和书［7】:
1/
lm=&a/la+Qb/lbA为乙醇B为水
3
LB=972.870（kg/m）
=0.9241/744.289+
（1-0.9241）/972.870
则lmd=758.716（kg/m3）
LMD
进料：
在进料温度90C下:
3
la=729.9（kg/m）
3
LB=965.3（kg/m）
0.063946.07
0.149
0.063946.07（10.0639）18.02
1=0.149（10.149）
lmf729.9965.3
则lmf=921.0（kg/m3）
即精馏段的平均液相密度
LM=（758.716+921.0）/2=839.858（kg/m3）
平均气相密度VM=PM^^=101.32534.61.180（kg/m3）
RT8.314（84.15273.15）
液体平均粘度LM
液相平均粘度依下式计算：
|gxig
lm■i
（1）塔顶：
查书⑹和书【7］中图表求得在78.3C下：
A是乙醇，B是水
DA=0.504mpas;DB=0.367mpas;
lgLD=0.826lg（0.504）+0.174lg（0.367）
则LD=0.477（mpas）
⑵进料：
在90C下：
FA=0.428mpas;FB=0.3165mpas。
lgif=0.0639lg（0.428）+（1-0.0639）lg（0.3165）
则|F=0.3226（mpas）
im=（ld+if）/2=（0.477+0.3226）=0.3998
（1）塔顶:
查书⑹和书⑺求得在78.30C下：
A18.447mN/mb62.974mN/m
液体表面张力
m
MD
0.82618.4470.17462.97426.194（mN/m）
⑵进料：
在90C下：
A17.29mN/mb60.79mN/m
MF
0.063917.29（10.0639）60.7958.01（mN/m）
则
m=（MD+MF）/2=（26.194+58.01）/2=42.102（mN/m）
2.2.2气液体积流率的计算
由已知条件V=138.828kmol/hL=98.318kmol/h得
VMvm=138.82834.6=1.131（m3/s）
3600vm36001.180
0.001（m3/s）
LMlm_101.330.27
S=3600LM=3600839.858
2.3塔和塔板主要工艺尺寸计算
2.3.1塔板横截面的布置计算
塔径D的计算
参考化工原理下表10-1，取板间距Ht=0.45mhL0.06m
Ht-hL=0.45-0.06=0.39m
两相流动参数计算如下
/0.001
Flv=（1.131
（839.858）
k1.180）
1/2=0.0236
参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：
Cf20=0.083
0.20.2
42102
Cf=Cf20=0.0830.0963
2020
0.2
Uf
Cf20
20
0.5
=0.0963
839.8581.180
1.180
0.5
=2.567（m/s）
本物系不易起泡，取泛点百分率为80%可求出设计气速
D
41.131
.3.142.053
un=0.8*uf0.82.567=2.053（m/s）
0.838m
根据塔设备系列化规格，将D圆整到D=1m作为初选塔径，因此重新校核流速u
Un
1.131
0.78511
2
1.441（m）
实际泛点百分率为Uf需0.561
D222
A0.78510.785m
4
塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。
因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长,塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。
⑷
（1）溢流装置
取堰长lw=0.7D=0.7X1=0.7m,选择平流溢流堰
出口堰高hwhLhow,已取hL=0.06
h0W=2.84X103E（-Lh）2/3
lw
07=8.644
查化工原理下图10-48得：
E=1.025
h0W=2.84X103X1.025（3.544/0.7）2/3=0.00859m
hwhLhOW=0.06-0.00859=0.0514m
取hw0.06是符合的。
hL=hW+hOW=0.06+0.00859=0.0686m
修正后hL对Un影响不大，顾塔径计算不用修正
（2）降液管宽度W与降液管面积A
由lw/D=0.7查化工原理下图10-40得：
Wd
0.149
D
A0.088
A
Wd=0.149X1=0.149m
Af0.088
120.0691m2
4
（3）降液管底隙高度ho
因物系较清洁，不会有脏物堵塞降液管底隙，取液体通过降液管底隙速度
u。
=0.07m/s.
ho0.024m过小，取ho=0.04m
lwuo0.700.07
⑷塔板布置取安定区宽度WS=0.08m,取边缘区宽度WC=0.04m
D
1
x
Wd
Ws
0.1490.080.271m
2
2
r
D
2
Wc
0.5
0.04
0.46m
Aa
2
xr2
2x
r
2•1x
sin
180r
202710462OF云。
"皿籍0^m2）
（3）筛板数n与开孔率初取do6mm,丄3.0呈正三角形排列
do
t=3.0*6=18MM依下式计算塔板上的开孔率
Ao0.907
Aa（t/d。
）2
0.907
2
（18/6）
0.101=10.1%则每层塔板上的开孔面积Ao为:
AoAa0.1010.4680.0473m2
1674孔
A0=0.04734dp3.14*0.0062
4
2.3.2筛板能校塔流体力学校核
1板压降的校核
（1）干板压降相当的液柱高度
取板厚
30
3mm，I0.5,查化工原理下图10-45得:
do6.0
C
o=0.74
uoVs1-13123.91lm/s
A。
0.0473
hc=
2
2
Uo
v=0.051Uo
v
Co
LCo
L
1
2g
2
23.9111.180
0.051-
0.74839.858
0.0748m液柱
（2）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hi
Vs
AtAf
1.131
2
0.78510.0691
1.606（m/s）
相应的气体动能因子
Faua0.51.6061.1800.51.745
查化工原理下图10-46得：
B=0.58
h,（hwhow）hL0.580.06860.0398m液柱
（3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度h
=4
9.81Ld0
442.10210
9.81839.858610
0.00341m
•••气体通过筛板压降相当的液柱高度即板压降：
hp=h+h_+h。
hp0.07480.03980.003410.1180m
本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。
液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
1液沫夹带量的校核
hf2.5hL0.0686*2.50.1715m
ev
6
5.710Ua
Hthf
3.2
5.710
42.10210
3.2
1.606
0.450.1715
0.0369Kg液/Kg汽
0.0369<0.1Kg液/Kg气
故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带
3溢流液泛条件的校核
2
溢流管中的当量清液高度可由式hf0.153-Ls计算液体沿筛板流动时,阻
1who
力损失很小，其液面落差可忽略不计，即0。
已知：
hL0.0686m,0，
22
LS0.001
hf0.153—0.1530.000195m
1who0.70.04
故降液管内的当量清液高度:
HdhL
hfhf
0.068600.0001950.17150.2403m
乙醇-水混合液不易起泡，取=0.6,则降液管内泡沫层高度:
血也晋0.4000.5m不会产生溢流液泛
液体在降液管内停留时间的校核
AfHd0.06910.2403
降液官内的停留时间——16.60s>5s
Ls0.001
不会产生严重的气泡夹带。
4漏液点的校核
漏液点的孔速为：
Uow4.4Co••（0.0056一0.13%—h厂l厂v
=4.40.74（0.0056—0.13一0.0686—0.00341）—839.858/1.180
=9.155（m/s）
筛孔气速Uo=Vs1.13123.911（m/s）
A0.0473
塔板稳定系数k竝空空2.6121.5~2.0
Uow9.155
表明具有足够的操作弹性。
根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。
2.4
精馏段塔板负荷性能图
注:
以下计算常用how
2.84
103E（—）2/3得h°w（~Ls）,E畧经验计算,
1w
l2.5
1w
取E=1.0则how2.84
103
1.0
（挣2/3=2.84103
3600Ls
0.7
2/3
.2/3
0.8462Ls
2.4.1过量液沫夹带线
依下式计算：
5.710
Ua3.2
Hthf
（2-1）
式中：
Ua=Vs
AtAf0.785
Vs
~2
10.0691
=1.397VS
hf=2.5（hw+h°w）=2.5（0.0502
2/3
0.8462Ls）=0.126
2/3
2.1155LS
令ev=0.1kg液/kg气，由=42.110
3N/m,Ht=0.45m
1.397VS
代入式（2-1）得：
0.1=571°3（
42.102100.450.1262.1155L
审）3.2
s
整理得：
Vs1.8311.9
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