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1、 化工原理 课程设计 设计题目 ：乙醇——水连续精馏塔设计 设计人员:张东京 袁海龙 霍胜超 所在班级: 08级化学工程与工艺 成绩 指导老师: 陈艳丽 日期 2011.06.21 （一）、设计题目：乙醇——水连续精馏塔的设计 生产能力20000吨/年90%的乙醇产品 进料组成 30%乙醇，其余为水 （二）、设计任务及操作条件
2、 （1）产品的乙醇含量不低于90%； （2）塔顶易挥发组分的回收率为99%； （3）每年按330天计算，每天24小时； （4）操作条件： a）精馏塔顶压强 4kPa（表压） b）进料热状况 自选 c）回流比 自选 d）加热蒸汽压 低压蒸汽 e）单板压强降 0.7kPa （三）、设备形式：设备形式为筛板塔或浮阀塔 （四）、厂址：天津地区 （五）、设计内容： 1、设计说明书的内容 1）精馏塔的物料衡算； 2）塔板数的确定；
3、 3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5）塔板主要工艺尺寸的计算； 6）塔体的流体力学验算； 7）塔板负荷性能图； 8）精馏塔接管尺寸计算； 9）对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求： 1）绘制生产工艺流程图（A2号图纸）； 2）绘制精馏塔设计条件图（A2号图纸）。 （六）、设计基础数据： 1、常温下乙醇—水体系的t–x–y数据； 2、乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。 乙醇-水溶液连续精馏塔设计 一、
4、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厚，送至精馏塔。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后送至储槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送至储槽。流程图略。 二、塔的物料衡算 (一)料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数 XF ==0.144 XD ==0.779 (二)平均摩尔质量 =0.144×46+（1-0.144）×18=22.032Kg/Kmol 同理得 =0.779×46+（1-0.779）×18=39.812Kg/Kmol
5、 (三)物料衡算 由题意得 qn.D==62.43kmol/h η===0.99 ∴ qn.F=341.14kmol/h qn.D/qn.F=（xF-xW）/(xD-xW) 即 62.43/341.14= ∴ xw=0.00176 qn.F×xF=qn.DxD+qn.w×xw 341.14×0.144=62.43×0.779+qn.w×0.00176 ∴ qn.w=279.09kmol/h 三、塔板数的确定 （一）理论塔板数NT 的求取
6、 （1）根据乙醇、水的气液平衡数据作y—x图及t—x—y图。 （2）求最小回流比Rmin 及操作回流比 过A（0.779，,0779）作切线，选择饱和液体进料 即q=1 =0.859 R=20.859=1.718 精馏段操作线方程： yn+1=x+xD=0.632x+0.287 （3）进料方程（q线方程） y=x+ q线方程代表精馏段与提馏操作线交点的轨迹方程。 因为是泡点进料q=1，所以进料方程为x=xF 由图得：理论塔板数是10层（不包括再沸器），其中精馏段7层，提馏段3层 (二)全塔效率 设=53％ 则 精馏段
7、实际塔板数7/0.53=13.2≈14 提馏段实际塔板数3/0.53=5.6≈6 总塔板数为20（不包括再沸器） 塔顶压力为 101.325+4=105.325Kpa 塔顶压力为 105.325+0.7×20=119.3Kpa 有试差法求的 =82.7℃ =104.5℃ =（ + ）/2=(82.7+104.5)/2=93.6℃ 粘度的计算 在 =93.6℃查的 水的粘度为0.304Mpa.s 乙醇的粘度0.365 Mpa.s 所以溶液的平均粘度是 0.144×0.365+（1—0.1
8、44）×0.304=0.313Mpa.s 在平均温度下求得平均相对挥发度为 =2.2487 根据=0.49（）-0.245 求得=53.4％且<1％， 所以假设成立。 (三)实际塔板的确定： 由于计算得=0.534 则 精馏段理论塔板数为7/0.534=13.11≈14 提馏段理论塔板数为4/0.534=5.62≈6( 不包括再沸器) 四、塔的工艺条件及物性数据计算（精馏段） (一)操作压强Pm 塔顶压强=105.325KPa，取每层塔板压降ΔP=0.7 kPa， 则进料板压强 =105.325+14×0.7=115.1KPa =（105.35+1
9、15.1）/2=110.2KPa （二）温度 根据操作压强，依下式是差计算操作温度： 安托尼方程： P=P*A.xA+P*B.xB 试差计算结果，塔顶=82.7℃，进料板=99℃， 则精馏段平均温度℃ （三）、平均摩尔质量Mm 塔顶 xD=y1=0.779 x1=0.740 MVDm=0.779×46+（1-0.779）×18=39.81kg/kmol MLDm=0.740×46+(1-0.740) ×18=38.72 kg/kmol 进料板 xF=0.08 yF=0.37 MVFm=0.37×46+(1-0.37)×18=28
10、36kg/kmol MLFm=0.08×46+(1-0.08)×18=20.24kg/kmol 故精馏段平均摩尔质量 MVm精==34.085kg/kmol MLm精==29.48 kg/kmol （四）、平均密度ρM 1、液相密度ρLm 依下式 （为质量分数） LmD=752 kg/m3 进料板，由由加料版液相组成，xA=0.08 LmD=904.25 kg/m3 故精馏段平均液相密度ρLm精= kg/m3 2、气相密度ρmv ρmv精==1.243 kg/m3 （五）、液体表面张力бm бm= m（顶
11、0.779×16.89+（1-0.779）×0.6209=13.29 mN/m m(进)=0.08×15.3+(1-0.08)×0.5899=1.767 mN/m 所以精馏段平均表面张力为：бm(精)==7.53 mN/m （六）、液体黏度Lm µm= L(顶)=0.779×0.44+（1-0.779)×0.35=0.3853 mPa.s L(进)=0.144×0.36+(1-0.144) ×0.36=0.36 mPa.s （七）、气液负荷计算 V=（R+1）qnD=（1.718+1）×62.43kmol/h=169.685 kmol/h VS=== 1.2
12、93m3/s L=RqnD=1.718×62.43=107.255kmol/h LS===0.001061 m3/s Lh= 3600LS=0.001085×3600=3.820 m3/h 五、塔和塔板主要工艺尺寸的计算 *****精馏段 （一）塔径D 参考下图 板间距与塔径的关系 塔径 HT/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/m 200~300 250~300 300~450 350~600 400~600 注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87。 初选板间距HT=0.45
13、m，取板上液层高度hL=0.05m,故 HT-hL=0.45-0.05=0.4m ==0.020 查下图 史密斯关联图 图中 HT——塔板间距，m； hL——板上液层高度，m；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 。 注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87 得C20=0.085依式C=C20（）0.2校正物系表面张力为7.53mN/m时的C，则C=0.085（）0.2=0.0699 umax=C=0.0699=1.803m/s
14、 取安全系数为0.70，则 u=0.70umax=0.70×1.803 =1.262m/s 故， D===1.006m 按标准，塔径圆整为1.0m，则空塔气速为1.262 m/s （二）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lW 取堰长lW为0.66D，即 lW=0.66×1.0=0.66 m 2、出口堰高hW hW=hL-hOW 由 lW/D=0.66/1.0=0.66,Lh/lW2.5==11.04m,查下图 液流收缩系数计算图 注：化工原理
15、课程设计 天津科学技术出版社P87 知E为1.02，依式hOW=，得hOW==0.0094 m 故 hW=0.045-0.0094m=0.0356m 3、降液管的宽度Wd与绛液管得面积A， 由 lW/D=0.66,查上图 得 Wd/D=0.126,Af/AT=0.0724 故 Wd=0.126D=0.126×1.0=0.126m Af=0.0724×=0.724=0.0568m2 由式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 ==24.09(大于5s符合要求) 4、降液管底隙高度ho 取液体通过降液
16、管底隙的流速uo为0.08m/s，依式计算降液管底隙高度ho，即 ==0.0201m。 （三）、塔板布置 （1）取Fo =11，do=0.039 uo=Fo/(ρv)1/2 =11/1.2431/2=9.87 m/s N= VS/0.785do2uo=1.293/(0.7850.001529.87)=109.79 (2)取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度0.07m （2）、依式计算开孔面积 ==0.752m2 其中 = =0.304m ==0.44m （四）、浮阀数n与开
17、孔率 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75 mm=0.075m.则按下式可以估算排间距t’,即 t’===0.0913m=91mm N=109,重新核算孔速及阀孔动能因数： uo=9.47m/s F0=10.56 开孔率：*100％=13.3％ （五）、塔优先高度Z（精馏段） Z=(N-4)HT =(14-4)*0.45=4.5m 在进料板上方开1个人孔，精馏段开2个人孔，高位0.8m 六、筛板的流体力学验算 ***精馏段 （一）气体通过浮阀塔板的压降 依式=++ 1．干板阻力：uoc=(73.1/ρv)1/1.825=(73.1/
18、1.243)1/1.825=9.323m/s uo=9.47> uoc 由式得=5.34 (uo 2/2g)( ρv/ρL)=5.34=0.0367m 2.板上充气液层阻力 取=0.5 hl=hL=0.5*0.05=0.025m 3.克服表面张力所造成的阻力忽略 单板压强降（设计允许值） （二）淹塔 为了防止淹塔现象的发生要求控制降液管中清夜层高度 1）与气体通过塔板压降相当的液柱高度=0.0617 2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰 即 3）板上液层高度 =0.0617+0.05+9.4110-4=0.113 取，=0.45m,
19、 hW=0.0356m ,符合防止淹塔的要求。 （二）雾沫夹带量的验算 F1===69.98% 或F1===63.53% 板上液体流径长度 ZL=D-2Wd=1-0.126*2=0.748 板上液流面积 Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0568=0.6714 根据这两个公式泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV<0.1 故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带 七、塔板负荷性能图 ***精馏段 （一） 雾沫夹带线（1） F1===0.8 F1==0.8 Vs=-26.33Ls+1.623 在操作范围内，任取几个Ls值，依(1)式算出相应的
20、Ｖｓ值列于下表中。 0.001 0.002 0.003 0.004 1.6 1.57 1.54 1.52 依表中数据在ＶＳ——ＬＳ图中做出雾沫夹带线，如图所示 （２）、液泛线（2） 由=hp+hL+hd确定液泛线忽略hб hL= =5.34 ++(1+) +2.84/1000E uo=VS/0.785do2N 0.5(0.45+0.0405)=5.34++(1+0.5)(0.0405+0.88) 得：Vs2=4.98-35.68-22588.92 在操作范围内，任取几个Ls值，依（2)式算出相应的(Ｖsｓ值列于下表中,依表中数据做出液泛线。)
21、0.001 0.0015 0.003 0.0045 2.14 2.11 2.00 1.88 （三）、液相负荷上限线（3） 取液体在降液管中停留时间为5s，由式 液相负荷上限线（3）在Vs ——Ls坐标图上与气体流量VS无关的垂直线，如图线（3）所示。 （四）、漏液线（气相负荷下限线）（4） 对F1型重阀依F0=u0=5计算，则u0=。又知Vs=N u0，即Vs=N，可由此式求出气相负荷Vs的下限，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。 依F0=5作为规定气体最小负荷的标准， 则Vs=N Vsmin=Nu0=0.7850.0392109.794.48=0.58
22、73 m3/s （五）、液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限条件，依式 hOW=，取E≈1.0， 则hOW= 0.006= Lsmin=5.64104 m3/s 依此值在VS ——LS图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图所示。 将以上5条标绘于VS ——LS图，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与线（1）的交点相应气相负荷为VS,min。 可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。 精馏段的操作弹性===3.42 ***提馏段计
23、算如下： （一）、操作压强Pm 塔底压强：PW=105.3+0.7*(14+6)=119.3 kPa PF=105.325+0.7*14=115.1 kPa 提馏段平均操作压强：Pm‵==110.2 kPa （二）、温度：tm 根据操作压强，依下式试差操作温度： 根据安托尼方程及下式 P=P乙醇‵*X乙醇+ P水‵*X水 试差计算结果，进料板tF=99.0℃ 塔底tw=104.5℃ 则提馏段平均温度为：tm‵=℃=101.75℃ （三）、平均摩尔质量Mm 进料板 xF=0.08 yF=0.39 MVFm=0.39×46+(1-0.39)×1
24、8=28.92 kg/kmol MLFm=0.08×46+(1-0.08)×18=20.24kg/kmol 塔底 xw=0.0036 yi=0.06 MVFm=0.0646+(1-0.06)18=24.3 kg/kmol MLFm=0.003646+(1-0.0036) 18=18.1kg/km （四）、平均密度 1、液相密度： 依下式 =+ 塔底 =+ =955.76kg/m3 进料板，由由加料版液相组成，xA=0.08 LmD=904.25 kg/m3 故提馏段平均液相密度： ==930 kg/m3 （五）
25、液相表面张力：бm бm= Δm（底）=0.003614.8+（1-0.036）57.95 =0.63 mN/m Δm（进）=1.767 mN/m 提馏段平均表面张力为：бm（提）=1.2 mN/m （六）、液相黏度：µm µm= µL（底）=0.00352*0.33+（1-0.00352）*0.27=0.27 mPa.s L (进)=0.144*0.36+(1-0.144)*0.36=0.36 mPa.s ==0.315 mPa.s （七）、气液负荷计算 由于是泡点进料，即q=1，则 V′= V
26、 =169.658kmol/h V′S===1.216 m3/s L′=L+F=107.255+341.14=448.395kmol/h L′s===0.037m3/s Lh‵= Ls‵3600=0.0373600=133.2m3/h 提馏段操作线方程： y=(L’/V’)x’-(W/V’)xw= x’-0.00352=2.659x’-5.84110-3 五、塔和塔板主要工艺尺寸的计算 *****提馏段 （一）、塔径D 参考下图 板间距与塔径的关系 塔径 HT/m 0.3~0.5 0.5~0.8 0.8~1.6 1.6~2.4 2.4~4
27、0 板间距 HT/m 200~300 250~300 300~450 350~600 400~600 注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87。 初选板间距HT=0.5m，取板上液层高度hL=0.05m,故 HT-hL=0.45-0.05=0.4m ==0.065 查下图 史密斯关联图 图中 HT——塔板间距，m； hL——板上液层高度，m；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 。 注：化工原理课程设计 天津科学技术
28、出版社P87 得C20=0.084 依式C=C20（）0.2 C=0.084（）0.2=0.0479 umax=C=0.0479=1.53m/s 取安全系数为0.70，则 u=0.70umax=0.701.53=1.07 m/s 故， D===1.07m 按标准，塔径圆整为1.0 m，则空塔气速为1.53m/s （二）、溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平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lW 取堰长lW为0.66D，即 lW=0.66*1.0=0.66 m 2、出口堰高hW hW=hL-hOW 由 lW/D=0.66
29、/1.0=0.66,Lh/lW2.5==11.04m,查下图 液流收缩系数计算图 注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87 知E=1.02，依式hOW=，得hOW==0.0095 m 故 hW=0.045-0.0095m=0.0405m 3、降液管的宽度Wd与绛液管得面积A， 由 lW/D=0.66,查上图 得 Wd/D=0.125,Af/AT=0.0722 故 Wd=0.125D=0.125×1.0=0.125m
30、 Af=0.0722×=0.722=0.0567m2 由式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 ==12.95(大于5s符合要求) 4、降液管底隙高度ho 取液体通过降液管底隙的流速uo为0.08m/s，依式计算降液管底隙高度ho，即 ==0.0249m。 （三）、塔板布置 （1）取Fo =11，do=0.039 uo=Fo/(ρv)1/2 =11/0.9531/2=11.54 m/s N= VS/0.785do2uo=0.963/(0.785*0.00152*11.54)=70 、取边缘区宽度Wc=0.0
31、6m,破沫区宽度0.07m （2）、依式计算开孔面积 ==0.752m2 其中 = =0.305m ==0.44m 以上各参数见图 （四）、浮阀数n与开孔率 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75 mm=0.075m.则按下式可以估算排间距t’,即 t’===0.143m=143mm N=70,重新核算孔速及阀孔动能因数： uo=11.52m/s F0=10.98 开孔率：*100％=9.23％ （五）、塔优先高度Z（提馏段） Z=(N-4)HT =(6-2)*0.45=1.8m 在进料板上方开1个人孔
32、精馏段开2个人孔，高位0.8m 六、筛板的流体力学验算 ***提馏段 （一）气体通过浮阀塔板的压降 依式=++ 1．干板阻力：uoc=(73.1/ρv)1/1.825=(73.1/0.9084)1/1.825=11.07m/s uo=11.07> uoc 由式得=5.34 (uo 2/2g)( ρv/ρL)=5.34=0.0353m 2.板上充气液层阻力 ， 取=0.5 hl=hL=0.50.05=0.025m 3.克服表面张力所造成的阻力忽略 单板压强降（设计允许值） （二）、淹塔 为了防止淹塔现象的发生要求控制降液管中清夜层高度
33、1）与气体通过塔板压降相当的液柱高度=0.0603 2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰 即 3）板上液层高度 =0.0603+0.05+0.0022=0.113 取，=0.45m, hW=0.0356m ,符合防止淹塔的要求。 （二）、雾沫夹带量的验算 可有以下两式计算 F1===42% 或F1===40.85%板上液体流径长度 ZL=D-2Wd=1-0.125*2=0.75 板上液流面积 Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0567=0.689 根据这两个公式泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV<0.1 故在设计负荷下不会发生过量的雾
34、沫夹带 七、塔板负荷性能图 ***提馏段 （一）雾沫夹带线（1） F1===0.8 Vs=2.01-32.59Ls 在操作范围内，任取几个Ls值，依(1)式算出相应的Ｖｓ值列于下表中。 0.001 0.002 0.003 0.004 1.98 1.94 1.91 1.88 依表中数据在ＶＳ——ＬＳ图中做出雾沫夹带线，如图所示 （二）、液泛线（2） 由=hp+hL+hd确定液泛线忽略hб hL= =5.34 ++(1+) [+2.84/1000E] uo=VS/0.785do2N 0.5(0.45+0.0356)=5.34++(1+0.5)(0
35、0356+566.5) 得：Vs2=4.98-35.98-14877 在操作范围内，任取几个Ls值，依（2)式算出相应的(Ｖsｓ值列于下表中,依表中数据做出液泛线。) 0.001 0.0015 0.003 0.0045 2.15 2.12 2.02 1.92 （三）、液相负荷上限线（3） 取液体在降液管中停留时间为5s，由式 液相负荷上限线（3）在Vs ——Ls坐标图上与气体流量VS无关的垂直线，如图线（3）所示。 （四）、漏液线（气相负荷下限线）（4） 对F1型重阀依F0=u0=5计算，则u0=。又知Vs=N u0，即Vs=N，可由此式求出气相负荷
36、Vs的下限，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。 依F0=5作为规定气体最小负荷的标准， 则Vs=N Vsmin=Nu0=0.7850.003970=0.438 m3/s （五）、液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限条件，依式 hOW=，取E≈1.0， 则hOW= 0.006= Lsmin=5.3110-4 m3/s 依此值在VS ——LS图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图所示。 将以上5条标绘于VS ——LS图，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP
37、线与线（1）的交点相应气相负荷为VS,min。 可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。 精馏段的操作弹性===4.55 八 精馏塔的接管尺寸 选列管式原料预热器，强制循环式列管全凝器，列管式塔顶及塔底冷却器，热虹吸式再沸器。根据热量衡算计算各换热设备的加热蒸汽或冷却水的耗量。 各接管尺寸的确定 （1）、进料管 进料体积流量Vsf==5.88m3/h=0.0016m3/s 取适宜的输送速度，故 d计===0.0319m 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 实际管内流速：uf=4*0.0016/(3.14*0.039*0.039)=
38、1.34m/s （2）、釜残液出料管 釜残液的体积流量： Vsw==4.07 m3/h=0.00113 m3/s 取适宜的输送速度，则 d计=m 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 实际管内流速：uw ==0.946 m/s （3）、回流液管 回流液体积流量 VsL==4.216 m3/h=0.00117 m3/s 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么 d计=m 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 实际管内流速：uw ==0.98 m/s （4）、塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽的体积流量： Vsv= m3/h=1.155m3/s 取适宜速度，那么 d计=m 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 实际管内流速：usv ==21.25m/s （5）、水蒸汽回流管管 塔的水蒸气体积流量： V’sv= m3/h=0.77m3/s 取适宜速度，那么 d计=m 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 实际管内流速：usv ==17.9m/s 29
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