乙醇水 板式精馏塔 课程设计.doc

1、1. 引言1.1. 精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2. 精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等

2、不正常流动。 效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 结构简单，造价低，安装检修方便。 能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。11.11.21.3 常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。由于浮阀塔有如下优点： 生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%

3、，与筛板塔接近。操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。 而且近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。2. 设计条件与任务在一常压操作的连续板式精馏塔(自选塔板类型)内分离乙醇-水混合物

4、,直接蒸汽加热。生产能力和产品的质量要求见下表。组号处理量/t.a-1料液组成(质量分数)/%塔顶产品浓度(质量分数)/%塔釜产品浓度(质量分数)/%920 0004592.55操作条件：塔顶压力：4kPa(表压)； 进料热状态：自选； 回流比：自选； 单板压降 0.7kPa。工作日：每年300天，每天24小时。厂址：武汉地区。3. 设计方案的确定3.1. 设计思路确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：(1) 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先

5、必须保证产品达到任务书上规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定。其次，设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在适当的位置安装调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再次，要考虑必需装置的仪表位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因。(2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。比如在精馏过程中适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低

6、，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。(3)满足安全生产的要求酒精属易燃物料，如果其蒸气在车间扩散，一碰到火花就可能发生爆炸。分离酒精的版式塔是在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性

7、的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。3.2. 加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。本设计采用的冷却方式为全凝器冷却。 3.3. 选择适宜回流比适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.22.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.6，即：R 1.6Rmin；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。3.4. 回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。3.5. 流程

8、图4. 精馏塔的工艺设计4.1. 精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成原料乙醇组成： xF=45/4645/46+55/18=24.26% (4.1.1) 塔顶组成：xD=92.5/4692.5/46+7.5/18=82.83% (4.1.2) 塔底组成：xW=5/465/46+95/18=2.02% (4.1.3) 进料量：F=20000ta-1=200001030.4546+1-0.4518300243600=0.0311kmol/s (4.1.4) 间接蒸汽加热，

9、所以：物料衡算式：F=D+WFxF=DxD+WxW (4.1.5) 联立代入求解：D=0.0086kmol/sW=0.0225kmol/s (4.1.6) 4.2. 实际回流比由数据手册查得乙醇-水物系的汽-液平衡数据如下：表4-1乙醇水系统的气液平衡数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%液相气相液相气相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72

10、579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41由数据可作出下图：图4.1 乙醇-水的t-x-y汽液平衡相图图4.2 乙醇-水的相平衡曲线其中：a(xD,xD);g（xg

11、,xg）点为a点过平衡线的切线；因此：我们可以通过公式:xD-ygxD-xg=RminRmin+1 (4.2.1)求出： Rmin=1.44 (4.2.2)操作回流比取最小回流比的1.6倍，所以： R=Rmin1.6=2.30 (4.2.3)4.3. 理论塔板数的确定通过图解法可作下图：图4.3 乙醇水的y-x图及图解理论塔板其中：a(xD,xD),c(xW,xW),e(xF,xF);b为精馏段操作线在Y轴上的截距，b=xDR+1=0.82832.30+1=0.251 (4.3.1)ab为精馏段操作线；d点坐标为（24.26,42.01）；cd为提馏段操作线。由图可知：精馏段塔板数NT1=13

12、;提馏段塔板数NT2=3；总理论塔板数NT=16，加料板为第14块板。4.4. 实际塔板数的确定效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算：ET=0.49k(L)-0.245 (4.4.1)注：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPas-14.4.1. 精馏段由图4.2可得tD=78.21;tF=82.56;精馏段平均温度：t1=tD+tF2=78.21+82.562=80.39 （4.4.2） 在图4.2中查得，该温度下乙醇的液相组成为x1=0.4301，汽相组成为y1=0.6286

13、；在数据手册中查的该温度下乙醇的黏度A1=0.40，水的黏度B1=0.3543；丙酮和水的相对挥发度：1=y1/x1(1-y1)/(1-x1)=0.6286/0.4301(1-0.6286)/(1-0.4301)=2.243 (4.4.3）液相黏度：lgL1=x1lgA1+1-x1lgB1 (4.4.4)得：L1=0.3733mPas-1 (4.4.5)塔板效率：ET1=0.49k(L)-0.245=0.5118 (4.4.6)实际塔板数：NP1=NT1ET1=130.5118=25.40 (4.4.7)为了安全起见，精馏段实际塔板数为26块。4.4.2. 提馏段由图4.2可得tF=78.21

14、;tW=95.29;提馏段平均温度：t2=tF+tW2=78.21+95.292=86.75 （4.4.8） 在图4.2中查得，该温度下乙醇的液相组成为x2=0.0959，汽相组成为y2=0.4365；在数据手册中查的该温度下乙醇的黏度A2=0.37，水的黏度B2=0.33；丙酮和水的相对挥发度：2=y2/x2(1-y2)/(1-x2)=0.4365/0.0959(1-0.4365)/(1-0.0959)=7.303 （4.4.9）液相黏度：lgL2=x2lgA2+1-x2lgB2 (4.4.10) 得：L2=0.334mPas-1 (4.4.11)塔板效率：ET2=0.49k(L)-0.24

15、5=0.3938 (4.4.12)实际塔板数：NP2=NT2-1ET2=20.3938=5.1 (4.4.13)为了安全起见，提馏段实际塔板数为6块。故可知，实际塔板数：NP=NP1+NP2=26+6=32 （4.4.14）其中，第27块板为加料板。全塔效率：ET=NT-1NP100%=16-132100%=46.9% (4.4.15)1.2.3.4.4.1.4.2.4.3.4.4.4.5. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算4.5.1. 操作压力计算塔顶操作压力：PD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降：P=0.7kPa进料板的压力：PF=105.3+426=209.3kPa塔底的

16、压力：PW=105.3+431=229.8kPa(1) 精馏段平均压力：Pm1=PD+PF2=105.3+209.32=157.3kPa(2) 提馏段平均压力：Pm2=PF+PW2=209.3+229.82=219.55kPa4.5.2. 操作温度计算塔顶温度：tD=78.21；进料板的温度：tF=82.56；塔底的温度：tW=95.29。(1)精馏段平均温度：tm1=tD+tF2=80.39(2)提馏段平均温度：tm2=tF+tW2=88.934.5.3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量：MLDm=xDMA+1-xDMB=0.828346+1-0.828318=41.19kg/kmol (

17、4.5.1) MVDm=yDMA+1-yDMB=0.841346+1-0.841318=41.56kg/kmol (4.5.2) 进料板平均摩尔质量：MLFm=xFMA+1-xFMB=0.242646+1-0.242618=24.79kg/kmol (4.5.3) MvFm=yFMA+1-yFMB=0.550846+1-0.242618=33.42kg/kmol (4.5.4) 塔底平均摩尔质量：MLWm=xWMA+1-xWMB=0.020246+1-0.020218=18.57kg/kmol (4.5.5) MLWm=yWMA+1-yWMB=0.193146+1-0.193118=23.41

18、kg/kmol (4.5.6) 可得出：（1）精馏段平均摩尔质量：MLm1=MLDm+MLFm2=32.99kg/kmol (4.5.7)MVm1=MVDm+MVFm2=37.49kg/kmol (4.5.8)(2) 提馏段平均摩尔质量：MLm2=MLFm+MLWm2=21.68kg/kmol (4.5.9)MVm2=MLFm+MLWm2=28.42kg/kmol (4.5.10)4.5.4. 平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即，Vm=PmMVmRTm (4.5.11) 液相平均密度计算：1Lm=i/i (4.5.12)注：i为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由tD=78.

19、21，查手册得A=739.9kg/m3; B=972.8kg/m3D=0.8283460.828346+(1-0.8283)18=0.9250 (4.5.13)LDm=1DA+(1-D)/B=753.4kg/m3 (4.5.14)进料板平均密度计算：由tF=82.56，查手册得A=735.4kg/m3; B=970.3kg/m3F=0.2426460.242646+(1-0.2426)18=0.4502 (4.5.15)LFm=1FA+(1-F)/B=848.31kg/m3 (4.5.16)塔底平均密度计算：由tW=95.29，查手册得A=722.4kg/m3; B=961.8kg/m3W=0

20、.0202460.020246+(1-0.0202)18=0.05 (4.5.15)LWm=1WA+(1-W)/B=946.1kg/m3 (4.5.16)(1)精馏段平均密度：Lm1=（LDm+LFm)/2=800.9 kg/m3 (4.5.17)Vm1=Pm1MVm1R0Tm1 =2.01 kg/m3 (4.5.18)(2)提馏段平均密度：Lm2=（LFm+LWm)/2=897.2 kg/m3 (4.5.19)Vm2=Pm2MVm2R0Tm2 =2.07 kg/m3 (4.5.20)4.5.5. 液体平均表面张力计算对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算：m1/4=sww1/4+soo1

21、/4 (4.5.21)求sw，soB=lg(wqo)sw+so=1A=B+QA=lg(swqso)Q=0.411qTOVO23q-wVw23 (4.5.22)w=xwVw/(xwVw+xOVO)O=xOVO/(xwVw+xOVO)式中：下标w表示水，o表示有机物；Vw表示水的摩尔体积，VO表示有机物的摩尔体积。 （1）精馏段平均表面张力：由tm1=80.39，查表得：o=17.5mNm-1, w=62.57mNm-1,q=2x1=0.4310,y1=0.6259VO=1000Moo=1000460.735999.8=62.60m3/molVw=1000Mww=100018971.8=18.52

22、m3/molw=xwVwxwVw+xOVO=1-0.43118.521-0.43118.52+0.43162.6=0.281O=1-0.281=0.719B=lgwqo=lg0.28120.719=-0.959Q=0.411qTOVO23q-wVw23=-0.698A=B+Q=-0.959-0.698=-1.657A=lgswqsosw2so=0.022sw+so=1sw=0.138，sO=0.862由m1/4=sww1/4+soo1/4m1=21.41mNm-1（2）提馏段平均表面张力：由tm2=88.93，查表得：o=16.7mNm-1, w=60.90mNm-1,q=2x1=0.0727

23、6,y1=0.3886VO=1000Moo=1000460.73999.8=63.03m3/molVw=1000Mww=100018966.0=18.63m3/molw=xwVwxwVw+xOVO=（1-0.07276）18.63（1-0.07276）18.63+0.0727663.03=0.790O=1-0.790=0.210B=lgwqo=lg0.79020.719=0.473Q=0.411qTOVO23q-wVw23=-0.671A=B+Q=-0.671+0.790=0.119A=lgswqsosw2so=1.315sw+so=1sw=0.664，sO=0.336由m1/4=sww1/4

24、+soo1/4m2=41.23mNm-14.5.6. 液体平均黏度计算液体平均黏度计算公式：lgLm=xilgi塔顶平均黏度计算：由tD=78.21，查手册得A=0.440mPas,B=0.3646mPas,得：LD=0.426mPas进料板平均黏度计算：由tF=82.56，查手册得A=0.420mPas,B=0.3457mPas,得：LF=0.362mPas塔底平均黏度计算：由tW=95.29，查手册得A=0.34mPas,B=0.2985mPas,得：LW=0.299mPas（1）精馏段液体平均黏度Lm1=LD+LF2=0.394mPas（2）提馏段液体平均黏度Lm1=LF+LW2=0.3

25、31mPas4.6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.6.1. 气液相流率计算（1）精馏段L1=RD=2.30.0086=0.01978kmol/sV1=R+1D=3.30.0086=0.02838kmol/s（2）提馏段L2=L1+qF=0.001978+10.0311=0.05088kmol/sV2=V1-1-qF=0.02838kmol/s4.6.2. 塔径计算（1）精馏段Ls1=L1MLm1Vm1=0.0197832.99800.9=0.000815m3/s Vs1=V1MLm1Vm1=0.0283837.492.01=0.529m3/s 查史密斯关联图（图4.4），横坐标为：Ls1Vs1

26、(Lm1Vm1)12=0.0008150.529(800.92.01)12=0.031图4.4 史密斯关联图取板间距HT=0.4m,板上液层高度hL=0.05m 则：HT-hL=0.35m查图得：C20=0.075C=C20(m120)0.2=0.076umax=CLm1-Lm2Vm1=1.52m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7umax=1.064m/sD=4Vs1u=0.80m按标准塔径圆整后为D=0.8m截塔面积为：AT=4D2=0.502m2实际空塔气速：u=Vs1AT=1.05m/s（2）提馏段Ls2=L2MLm2Vm1=0.0508821.68897.2=0.0012

27、3m3/s Vs2=V2MLm2Vm2=0.0283828.422.07=0.390m3/s 查史密斯关联图，横坐标为：Ls2Vs2(Lm2Vm2)12=0.001230.390(897.22.07)12=0.066取板间距HT=0.4m,板上液层高度hL=0.05m 则：HT-hL=0.35m查图得：C20=0.084C=C20(m120)0.2=0.097umax=CLm1-Lm2Vm1=2.02m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7umax=1.414m/sD=4Vs1u=0.59m按标准塔径圆整后为D=0.8m截塔面积为：AT=4D2=0.502m2实际空塔气速：u=Vs1

28、AT=0.78m/s4.6.3. 精馏塔有效高度计算（1）精馏段有效高度Z1=NP1-1HT=26-10.4=10m（2）提馏段有效高度Z2=NP2-1HT=6-10.4=2m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.5m，故精馏塔有效高度：Z=Z1+Z2=12.5m5. 塔板工艺尺寸的计算5.1. 精馏段塔板工艺尺寸的计算5.1.1. 溢流装置计算因塔径D=0.8m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：5.1.1.1. 堰长lw取lw=0.70D=0.56m5.1.1.2. 溢流堰高度how由hw=hL-how,堰上液层高度：how=2.841000E(LS1lW)23其中，ho

29、w为堰上液层高度，m;Ls为塔内液体流量，m3/h; lw为堰长，m； E为收缩系数，可由液流收缩系数算图求得，近似为1。how=2.8410001(0.00081536000.56)23=0.0086m0.006m所以选取平直堰，则取板上流层高度hL=50mm。对一般的塔，板上流层高度hL可在50100mm范围内选取，这样，在求出how后可按下式给出的范围确定hw：50-howhw100-how（式中单位为mm）。故hw=hL-how=0.05-0.0086=0.0414m5.1.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af图5.1 弓形降液管参数图由lw/D=0.70查弓形降液管参数图得AfA

30、T=0.093；WdD=0.16故Af=0.093AT=0.0930.64=0.060m3Wd=0.16D=0.160.80=0.128m验算液体在降液管中停留时间，即：=AfHTLs1=0.0600.40.000815=29.4s5s所以降液管设计合理。5.1.1.4. 降液管底隙高度h0h0=LS1lwu0液体流经底隙的流速一般不大于降液管内的线速度，一般可取0.070.25m/s,则取u0=0.07m/s,h0=LS1lwu0=0.0008150.560.10=0.0207m(0.020.025)m所以降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘（对于直径在800mm以上的大盘，一般多采用凹形

31、受液盘）。又因为凹形受液盘深度一般在50mm以上， 有侧线出料时宜取深些，故在这里取深度h=80mm。设置入口堰既要多占用一定的塔板面积，还易使沉淀物在此淤积而造成堵塞，因此不设入口堰。5.1.2. 塔板设计5.1.2.1. 塔板分块塔板有整块式和分块式两种，直径在800mm一下的小塔多采用整块式塔板，直径在900mm以上的多采用分块式塔板。D=800mm，塔径采用整块式或分块式皆可，在此我们选取整块式。5.1.2.2. 边缘区宽度确定安定区的宽度WS是指入口堰或出口堰与离它最近一排孔的中心线之间的距离，其值可按下述经验范围选取：当塔径D1.5m，时，WS=6075mm；当D0.006m所以选

32、取平直堰，则取板上流层高度hL=50mm。对一般的塔，板上流层高度hL可在50100mm范围内选取，这样，在求出how后可按下式给出的范围确定hw：50-howhw100-how（式中单位为mm）。故hw=hL-how=0.05-0.0113=0.00387m5.2.1.2. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.70查弓形降液管参数图得AfAT=0.093；WdD=0.16故Af=0.093AT=0.0930.64=0.060m3Wd=0.16D=0.160.80=0.128m验算液体在降液管中停留时间，即：=AfHTLs2=0.0600.40.00123=19.51s5s所以降液管

33、设计合理。5.2.1.3. 降液管底隙高度h0h0=LS2lwu0液体流经底隙的流速一般不大于降液管内的线速度，一般可取0.070.25m/s,则取u0=0.07m/s,h0=LS2lwu0=0.001230.560.10=0.0313m(0.020.025)m所以降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘（对于直径在800mm以上的大盘，一般多采用凹形受液盘）。又因为凹形受液盘深度一般在50mm以上， 有侧线出料时宜取深些，故在这里取深度h=80mm。设置入口堰既要多占用一定的塔板面积，还易使沉淀物在此淤积而造成堵塞，因此不设入口堰。5.2.2. 塔板设计5.2.2.1. 塔板分块塔板有整块式和

34、分块式两种，直径在800mm一下的小塔多采用整块式塔板，直径在900mm以上的多采用分块式塔板。D=800mm，塔径采用整块式或分块式皆可，在此我们选取整块式。5.2.2.2. 边缘区宽度确定取WS=60mm=0.06m；取Wc=40mm=0.04m。5.2.2.3. 浮阀数目与开孔率浮阀的形式有很多种，在这里使用F1型重阀，直径均为39mm。对F1型浮阀，当板上所有浮阀刚刚全开时，F0c的大小在912之间。在设计时，取F0c=11u0c=F0cV=112.07=7.646 u0=u0c浮阀数N=VS4d02u0=0.3903.1440.03927.646=435.2.2.4. 阀孔的排列鼓泡

35、区面积Aa计算：在确定了弓形宽度Wd，安定区的宽度WS和边缘区的宽度Wc之后，应按下式计算鼓泡区面积：Aa=2xr2-x2+r2180arcsinxr式中 Aa为鼓泡区面积，m2;x=D2-Wd+Ws,m; r=D2-Wc,m; arcsinxr为以弧度表示的反三角函数。 计算：x=D2-Wd+Ws=0.40-0.128+0.06=0.212mr=D2-Wc=0.40-0.04=0.36mAa=2xr2-x2+r2180arcsinxr=2(0.2120.362-0.2122+3.140.362180arcsin0.2120.36=0.2866m2计算：t=d00.907AaA0=0.0390.9070.2