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1、乙醇水溶液精馏塔设计docx乙醇 - 水溶液连续精馏塔设计1. 任 32. 英文摘要前言 43. 前言 44. 精 塔 化 55. 精 塔 化 算 56. 算 果 表 227. 参考文献 238. 程 心得 23精馏塔设计任务书一、设计题目乙醇水溶液 精 塔 二、设计条件1 理量： 15000（吨 / 年）2料液 度：35（wt%）3 品 度：93（wt%）4 易 分回收率： 99%5每年 生 ： 7200 小 / 年6.操作条件： 接蒸汽加 ；塔 ： atm （ ） 料 状况：泡点 料；三、设计任务a)流程的确定与 明；b)塔板和塔径 算；c)塔盘结构设计i.浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii

2、.流体力学验算；iii.塔板负荷性能图。d)其它i.加热蒸汽消耗量；ii.冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e)有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。乙醇水溶液连续精馏塔优化设计前 言乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。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

3、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。浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。 浮阀有很多种形式， 但最常用的形式是 F1 型和 V-4 型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用

4、在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（ JB168-68）内， F1 型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点： 1、生产能力大。 2、操作弹性大。 3、塔板效率高。 4、气体压强降及液面落差较小。 5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。精馏塔优化设计计算在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇水溶液， 要求料液浓度为 35%，产品浓度为 93%，易挥发组分回收率 99%。年生产能力 15000 吨/ 年操作条件：间接蒸汽加热塔顶压强：（绝对压强）进料热状况

5、：泡点进料一 精馏流程的确定乙醇水溶液经预热至泡点后， 用泵送入精馏塔。 塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图二 塔的物料衡算1.查阅文献，整理有关物性数据水和乙醇的物理性质表面相 对密度沸点比热容黏度导热张力名称分子式分 子20(20 )(20系数质量kg / m 3Kg/(kg )(20(20 . )/(m.N/m)水H 2O998100乙醇 C2 H 5 OH789常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇水系统 t xy 数据如表 1 6 所示。表 1 6乙醇水系统 t xy

6、数据沸点 t/ 乙醇摩尔数 /%沸点 t/ 乙醇摩尔数 /%气相液相气相液相82乙醇相对分子质量： 46；水相对分子质量： 1825时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：式中 25时的乙醇和水的混合液的表面张力， N m；x乙醇质量分数，。其他温度下的表面张力可利用下式求得式中 1温度为 T1 时的表面张力； Nm； 2温度为 T2 时的表面张力； Nm；TC混合物的临界温度， TC xi Tci ，K；xi 组分 i 的摩尔分数；TCi 组分 i 的临界温度， K 。2.料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数XF=0.35/ 46.07=0.35/ 46.070.65/18.02XD

7、 =0.93/ 46.07=0.93/ 46.070.07/18.02XW=0.01/ 46.07=0.01/ 46.070.99 /18.023.平均摩尔质量M F =（）= kg/kmolMD =kmolMW = （） =kmol4.物料衡算已知： F= 15000 103=kmol / h720027.84总物料衡算F=D+W=易挥发组分物料衡算+=联立以上二式得：D=kmolW=kmol三 塔板数的确定1.理论塔板数 NT 的求取根据乙醇水气液平衡表 1-6 ，求最小回流比 Rmin 和操作回流比 R。因为乙醇 - 水物系的曲线是不正常的平衡曲线 , 当操作线与 q 线的交点尚未落到平

8、衡线上之前 , 操作线已经与平衡线相切 , 如图 g 点所示 .此时恒浓区出现在 g 点附近 ,对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a( DD)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求minx, xR作图可知 b=b=xD=Rmin =R1由工艺条件决定 R= m in故取操作回流比 R=求理论板数 NT塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压 poi组分塔顶饱和蒸气压进料/kpa塔底水乙醇求平均相对挥发度o=101.3 =塔顶D = PAoPB44.2进料F =188.5 =86.1塔底W = 220.0 =101.33全塔平均相对挥发度为W =W D =m = F D = 2

9、.189 2.29 =理论板数 NT由芬斯克方程式可知l gX D1 X Wl g0.83810.0039X DX W1 0.8380.0039Nm in =11=l gmlg 2.231=且RRmin2.321.450.262R12.321由吉利兰图查的 NTN min0.41 即 NT7.970.41NT2NT2解得NT = （不包括再沸器）进料板xD1 xFlg0.83810.174lgxF0.8380.1741 xD11N minlg 2.241 2.97lgm前已经查出 NTN min0.41即NT2.970.41NT2NT2解得 N=故进料板为从塔顶往下的第 7 层理论板 即 N

10、F =7总理论板层数NT =（不包括再沸器）进料板位置N F=72、全塔效率ET因为 ET = m 根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为m = （） =ET =、实际塔板数精馏段塔板数：N精613ET提馏段塔板数：N 提9.220ET四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例：1、 操作压力为 Pm塔顶压力：PD=+=若取每层塔板压强则进料板压力： PF=+P =精馏段平均操作压力 Pm=113.44 104.34 108.89kpa 22、温度 tm根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得塔顶tD = oC进料板tF =oCtm精 = 78.36 95

11、.586.93 oC23、平均摩尔质量 M 塔顶D1D=x= y =yM VD=（） = kg/kmolM LD = （） = kg/kmol 进料板：yF =xF =M VF =（） = kg/kmolM LF=（） = kg/kmol精馏段的平均摩尔质量M V ,精= 41.530.5 36.01 kg/kmol2M L ,精= 41.1520.8831.00 kg/kmol24、平均密度m液相密度L ,m1= wAwBL,mL , AL ,B塔顶：1 =0.930.075L ,m = Kg / m3L,m789972.5进料板上 由进料板液相组成 xA =wA =0.10246.070.

12、22546.07(10.102)0.10218.021= 796.7924.2860.5LF ,m2LF ,m = Kg / m3故精馏段平均液相密度L ,m精 = 796.7924.2 860.5 Kg / m32气相密度V ,mPM 提108.8936.013V ,m精 =8.314(2731.31 Kg / mRT86.93)5、液体表面张力 mnm =xiii1m.D =mN / m精 =15.012.208.59 mN / mm,26、液体粘度 L ,mnL,m =xiii 1L, D=mPa .sL ,M 精 = 0.5210.2950.408 mPa .sm, F = mN /

13、mL ,F = mPa .s2以提馏段为例1、平均摩尔质量M塔釜yw =xw =MVw =kg/kmolM Lw =kg/kmol提馏段的平均摩尔质量M V ,提 = 30.5019.4224.96 kg/kmol2M L, 提 = 20.8818.1219.5 kg/kmol22、平均密度 L,m1wAwBL ,mL , AL ,B塔釜，由塔釜液相组成 xA =wA =1= 35.3831.010.00035Lw ,m3600860.5Lw ,m = Kg / m3故提馏段平均液相密度L ,m提 = 961.5924.2942.85 Kg / m32气相密度V , mL,m提 = PM 提

14、=113.44 24.960.92 Kg / m3RT8.314(273 98.01)五 精馏段气液负荷计算V=（ R+1）D=+1) = kmol / hV MVS =3600V ,精V ,m精= 50.6336.010.375 m 3 / s36001.31LML=RD= kmol / h Ls3600L精L,m精35.3831.010.00035 m 3 / s3600860.5六 提馏段气液负荷计算V=V=kmol / hVs V M V 提= m3 / s3600 V ,m提L =L+F=+=kmol / hLs L M L提= m3 / s3600 L ,m提七 塔和塔板主要工艺尺

15、寸计算1塔径首先考虑精馏段：参考有关资料，初选板音距 H T =取板上液层高度 hL =故H T - hL =LsL0.00035860.5 查图可得 C 20 =VsLV0.3751.31校核至物系表面张力为m时的 C，即0.28.590.2C=C20=2020umax =CLV =860.5 1.31 = m/sV1.31可取安全系数，则u= umax = m/s故 D= 4Vs = mu按标准，塔径圆整为，则空塔气速为 m/s2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精（ N 精1） HT =(13-1)=提馏段有效高度为Z提（ N提1） HT =(20-1)=在进料孔上方在设一人孔，高为

16、故精馏塔有效高度为 :+=3溢流装置采用单溢流、弓形降液管堰长 lw取堰长 lw =lw = 出口堰高hw = hL how选用平直堰，堰上液层高度 how 由下式计算2/3how = 2.84ELh1000Lw近似取 E=,则how =故 hw = 降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 Af由l w 0.750 查化工设计手册D得WAf=d =,ATD故Wd =Af= D 2 =m24停留时间Af H T = (5s 符合要求 )Ls 降液管底隙高度 h3、h = hw =塔板布置及浮阀数目击者及排列取阀孔动能因子F =9孔速 u =F9=V , m1.31浮阀数 n=Vs=0.375=39(

17、 个)4d 2u0.03928.074取无效区宽度Wc =安定区宽度Ws =开孔区面积Aa2xR2x2R2 sin 1x180RR=DWc =2x=D()2WdWs =故Aa = 20.160.29 20.16 20.29 2 sin1 0.16 =1800.29浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一磺排的孔心距 a=75mm=估算排间距 hh=Aa=0.175=n a390.075八 塔板流体力学校核1、气相通过浮塔板的压力降，由下式hp hc hf h 干板阻力hc5.34V u 2=5.341.31 8.07 22 L g=m液柱2860.5 9.81 液层阻力 x取充气系数数=, 有hf

18、 =hL =m液柱 液体表面张力所造成阻力 x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：hp =+=常板压降Pphp L g =Pa Pa 符合设计要求 ) 。2、淹塔为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合H dH T hw ，其中H dhphL hd由前计算知hp =, 按下式计算Ls20.0003752hd =lw h0.525 0.047板上液层高度hL =, 得：hd =+=取=, 板间距今为 , hw =, 有H T hw = +=由此可见： H d H T hw ，符合要求。3、雾沫夹带由下式可知 eV 液/kg 气3.2663.2eV = 5.

19、7 10ua= 5.710H T hf8591030.375/(0.359 0.025)0.45 2.5 0.07=浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。VsV1.36 LslL泛点率 =LV100%KC F AblL=D-2W =A A Af 式中lL板上液体流经长度， m;dbTAb 板上液流面积， m2 ；CF 泛点负荷系数，取 ;K特性系数，取 .1.310.000350.460.3751.36泛点率 =860.51.311.00.1260.3225=% (80%, 符合要求 )九 塔板负荷性能图1、雾沫夹带线按泛点率 =80%计VsV1.36 LslLLV100%=80%KC F AbVs1.311.36 Ls 0.46860.51.311.00.1260.800.3255将上式整理得Vs + Ls =VS 与 LS 分别取值获得一条直线，数据如下表。LS （/ m3/s ）VS /(m3 / s)2、泛液线通过式 H d hp hlhd 以及