1、乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)目 錄1. 設(shè)計(jì)任務(wù)書 32. 英文摘要前言 43. 前言 44. 精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì) 55. 精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)計(jì)算56. 設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表227. 參考文獻(xiàn) 238. 課程設(shè)計(jì)心得 23精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目乙醇一水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件1 .處理量：15000 （噸/年）2 .料液濃度：35（wt%3 .產(chǎn)品濃度：93（wt%4 .易揮發(fā)組分回收率：99%5 .每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間：7200小時(shí)/年6.操作條件： 間接蒸汽加熱； 塔頂壓強(qiáng)：1.03 atm （絕對(duì)壓強(qiáng)） 進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料；三、設(shè)計(jì)任務(wù)a）流程的確定與說明；b）塔板和塔徑計(jì)算;c）塔盤結(jié)構(gòu)設(shè)

2、計(jì)i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡(jiǎn)圖；ii. 流體力學(xué)驗(yàn)算；iii. 塔板負(fù)荷性能圖。d）其它i.加熱蒸汽消耗量；ii.冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量e）有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型，繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖和精餾塔裝配 圖，編寫設(shè)計(jì)說明書。乙醇一一水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)、八前乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是很重要的一種 原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時(shí)要求純度很高，甚至是無 水乙醇，這是很有困難的，因?yàn)橐掖紭O具揮發(fā)性，也極具溶解性，所以，想 要得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)?乙醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多

3、數(shù)分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽 化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾 操作是在直立圓形的精餾塔進(jìn)行的，塔裝有若干層塔板或充填一定高度的填 料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從 塔頂引入下降液?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再 沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能 實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩 塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為國(guó)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)工業(yè) 中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的

4、結(jié)果簡(jiǎn)單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉 油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB168-68），F(xiàn)1型浮閥又分輕閥和重閥兩種， 但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，才用 輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率 高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié) 焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能 正常操作。精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)計(jì)算在常壓連續(xù)浮閥精餾塔中精餾乙醇一一水溶液，要求料液濃度為35%,產(chǎn)品濃度為93%，易揮發(fā)組分回收率99%。年生產(chǎn)能力15000噸/年 操作條件：間接蒸汽加

5、熱 塔頂壓強(qiáng)：1.03atm （絕對(duì)壓強(qiáng)） 進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料一精餾流程的確定乙醇一一水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全 冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用 間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。工藝流程圖見圖二塔的物料衡算1.查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù) 水和乙醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對(duì) 分子 質(zhì)量密度20 C kg / m 3沸點(diǎn)101.33kPaC比熱容(20 C) Kg/(kg.C)黏度(20 C)mPa.s導(dǎo)熱 系數(shù)(20 C)/(m.C)表面力(20 C)N/m水h2o18.029981004.1831.0050.599

6、72.8乙醇c2h5oh46.0778978.32.391.150.17222.8常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表常壓下乙醇一水系統(tǒng)t x y數(shù)據(jù)如表1 6所示表1 6乙醇一水系統(tǒng)tx y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/C乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/C乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.8227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.1P 48.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179

7、.2P 65.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.6P 75.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.2P 85.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對(duì)分子質(zhì)量：46;水相對(duì)分子質(zhì)量：1825C時(shí)的乙醇和水的混合液的表面力與乙醇濃度之間的關(guān)系為：(T 67.83364 2.9726x 0.09604x20.001

8、63X31.348 10 5x4 4.314 10 8x5式中(T 25C時(shí)的乙醇和水的混合液的表面力，N / m； x乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)，。其他溫度下的表面力可利用下式求得1.2 TC E6 TC T式中 C 1溫度為T1時(shí)的表面力；N/m；c 2溫度為T2時(shí)的表面力；N/m；Tc混合物的臨界溫度，To=ExiTci , K ；Xi組分i的摩爾分?jǐn)?shù)；Tci組分i的臨界溫度，K。2.料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)Xf =0.35/ 46.070.35/ 46.07 0.65/18.02=0.1740.93/46.070.93/ 46.07 0.07/18.02=0.838、，0.01/46.07X

9、W =0.01/46.07 0.99/18.02=0.00393.平均摩爾質(zhì)量Mf=0.174 46.07+ (1-0.174)18.02=22.9 kg/kmolM d = 0.838 46.07+ (1-0.838)18.02=41.52kg/kmolM W =0.0039 46.07+ (1-0.0039)18.02=18.12kg/kmol4.物料衡算已知：F= 15000 10 =74.83kmol/h7200 27.84總物料衡算F=D+W=74.83易揮發(fā)組分物料衡算0.838D+0.0039W=74.83 0.174聯(lián)立以上二式得：D=15.25kg/kmolW=59.57kg

10、/kmol三塔板數(shù)的確定1. 理論塔板數(shù)Nt的求取根據(jù)乙醇水氣液平衡表1-6，求最小回流比Rmin和操作回流比R。因?yàn)橐掖?水物系的曲線是不正常的平衡曲線，當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落 到平衡線上之前，操作線已經(jīng)與平衡線相切，如圖g點(diǎn)所示此時(shí)恒濃區(qū)出現(xiàn)在g點(diǎn)附近，對(duì)應(yīng)的回流比為最小的回流比最小回流比的求法是由點(diǎn)a(XD ,xd)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求Rmin作圖可知 b=0.342 b=- =0.342 Rmin =1.45 R 1由工藝條件決定 R=1.6Rmin故取操作回流比 R=2.32求理論板數(shù)Nt塔頂，進(jìn)料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓poi組分飽和蒸氣壓/kpa塔頂進(jìn)

11、料塔底水44.286.1101.33乙醇101.3188.5220.0求平均相對(duì)揮發(fā)度塔頂d=Po = 101=2.29Fo44.2進(jìn)料188.5 c F =2.86.1塔底220.0w =2.17101.33全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為=2.23m= . VT= .2.189 2.29 =2.17理論板數(shù)Nt由芬斯克方程式可知l Xd 1 Xw l gg 1 Xd XwN min =lg0.8381 0.00391 0.8380.0039lg2.231=7.96RRmin2.32 1.452.32 10.262由吉利蘭圖查的Nt N処0.41Nt 2即 Nt 7.97Nt 20.41解得Nt=14.

12、2（不包括再沸器）進(jìn)料板lgNminXd1XfXflg0.8381 0.838lg m1 0.1740.174 lg 2.2412.97前已經(jīng)查出Nt Nmin 0.41Nt 2即出3 0.41Nt 2解得N=6.42 故進(jìn)料板為從塔頂往下的第7層理論板 即Nf=7總理論板層數(shù)Nt =14.2 （不包括再沸器）進(jìn)料板位置Nf =72、全塔效率Et因?yàn)?Et =0.17-0.616lg m根據(jù)塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為，在該溫度下進(jìn)料液相平均粘 計(jì)劃經(jīng)濟(jì)為m=0.174 0.41+（ 1-0.174）0.3206=0.336Et =0.17-0.616lg0.336=0.4623、實(shí)際塔

13、板數(shù)N精Et13N提9.220Et6精餾段塔板數(shù):提餾段塔板數(shù):四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算以精餾段為例：1、操作壓力為Pm塔頂壓力：Pd =1.04+103.3=104.34若取每層塔板壓強(qiáng)P =0.7則進(jìn)料板壓力：Pf =104.34+13 0.7=113.4kpa113 44 104 34 精餾段平均操作壓力Pm=24； 104.34 108.89kpa2、 溫度tm根據(jù)操作壓力，通過泡點(diǎn)方程及安托因方程可得塔頂tD =78.36oC進(jìn)料板tF =95.5 oCtm精=78.36 95.5286.93 oC3、平均摩爾質(zhì)量M塔頂xD = y1 =0.838yD =0.825Mvd =

14、0.838 46.07+（ 1-0.838）18.02=41.52 kg/kmolM LD =0.825 46.07+（ 1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol進(jìn)料板:yF = 0.445xf =0.102Mvf = 0.445 46.07+（ 1-0.445）18.02=30.50 kg/kmolMlf =0.102 46.07+（ 1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol精餾段的平均摩爾質(zhì)量41.5 3O.5M V，精 = 36.O1 kg/kmolkg/kmol41.15 2O.88 ,M L,精=31.OO4、平均密度液相密度 L,m塔頂:L,m1= Wa

15、L,mL ,AO.93789WbL,BO.O75972.53L,m =796.7Kg /m0.102 46.07進(jìn)料板上 由進(jìn)料板液相組成Xa=0.102Wa=0.2250.102 46.07(1 0.102) 18.02 = 79624286O.5LF ,m3LF,m =924.2Kg /m故精餾段平均液相密度L,m精=796 924.2 860.5 Kg / m3氣相密度V ,m_PM提V,m精 =RT108.89 36.018.314 (2731.31 Kg/m386.93)5、液體表面力nm= Xi ii 1m.D =0.838m,F =0.10217.8+(1-0.838) 0.63

16、=15.0mN/m 16.0+(1-0.102) 0.62=2.20mN/mm,精=15.01 2.20 8.59 mN/m&液體粘度L,mL,m = X Ii 1LD =0.838 0.55+(1-0.838) 0.37=0.521 mR.sL F =0.102 0.34+(1-0.102) 0.29=0.295mR.s0.521 0.295“L,M 精=0.408 mFa.s2以提餾段為例1、平均摩爾質(zhì)量M塔釜yw = 0.050xw =0.0039Mvw =0.050 46.07+(1-0.050) 18.02=19.42 kg/kmolM Lw =0.0039 46.07+(1-0.0

17、039) 18.02=18.12 kg/kmol提餾段的平均摩爾質(zhì)量Mv,提= 30.50 19.42M L,提=20.88 18.12224.96 kg/kmol19.5 kg/kmol2、平均密度L,m1WaWbL,mL,AL,B塔釜，由塔釜液相組成xa =0.0039Wa=0.011 -538 3010.00035Lw,m3600 860.53Lw,m =961.5 Kg /m故提餾段平均液相密度L,m提-961.5 924.223942.85 Kg / m氣相密度V ,mL,m提=PM提RT113.44 24.968.314 (273 98.01)0.92 Kg /m3五精餾段氣液負(fù)荷

18、計(jì)算V= (R+1) D=(2.32+1)15.25=50.63 kmol/h0.375 m3/sVs = VMv精 = 50.63 36.013600 v,m精3600 1.31L=RD=2.32 15.25=35.38 kmol/h30.00035 m /sLM l精 =35.38 31.013600 L,m精 3600 860.5六提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算V =V=50.63kmol/hV M v 提3vs4 =0.382 m3/s3600 V,m提L =L+F=35.38+74.83=110.2 kmol / hLMl 提3600 L,m提=0.0006 m3/s七塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算1

19、塔徑首先考慮精餾段：參考有關(guān)資料，初選板音距Ht =0.45m取板上液層高度hL =0.07m故 Ht -九=0.45-0.07=0.38mLs = 0.00035 860.5Vs ： Lv =0.37511.31查圖可得C20 =0.校核至物系表面力為9.0mN/m時(shí)的C,即0.2C=C200.2=0.064hwfhow=0.064 860.531=1.64 m/sV 1.31可取安全系數(shù)0.70，貝Uu=0.70Umax =0.7 1.64=1.148 m/s故 D=l 4Vs =0.645 m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為0.7m,則空塔氣速為0.975 m/s2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為

20、Z精(N精 1) Ht =(13-1) 0.45=5.4m提餾段有效高度為Z提(N提 1) Ht=(20-1) 0.45=8.55m在進(jìn)料孔上方在設(shè)一人孔，高為 0.6m故精餾塔有效高度為：5.4+8.55+0.6=14.55m3溢流裝置采用單溢流、弓形降液管堰長(zhǎng)lw取堰長(zhǎng) lw =0.75Dlw =0.75 0.7=0.525m出口堰高選用平直堰，堰上液層高度how由下式計(jì)算2/3_ 2.84ow =1000E近似取E=1.03,則hw =0.07-0.017=0.053m降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由*0.750查化工設(shè)計(jì)手冊(cè)D得 Wd=0.17, A- =0.08DAt故 Wd =

21、0.17D=0.12Af =0.08 2 D 2=0. m2停留時(shí)間AH =39.9s （5s 符合要求）Ls降液管底隙高度hh =hw-0.006=0.-0.006=0.047m3、塔板布置及浮閥數(shù)目擊者及排列取閥孔動(dòng)能因子F =9F9孑L速 u = =8.07m1.31浮閥數(shù)n= Vs =0.375=39(個(gè))d42 2u0.0398.074取無效區(qū)寬度Wc =0.06m安定區(qū)寬度W5=0.07m開孔區(qū)面積A 2 x _R2x221 XR sin180RR=DWc=0.29mx= D (Wd Ws)2=0.16m1需=0.175m故Aa=2 0.16 .0.2920.1620.292sin

22、180浮閥排列方式采用等腰三角形叉排取同一磺排的孔心距a=75mm=0.075m 估算排間距huAa0.175 ccch= =0.06mn a 39 0.075八塔板流體力學(xué)校核1氣相通過浮塔板的壓力降，由下式hp 九 hf h干板阻力5.34vu2 Lg= 5.341.31 8.0722 860.5 9.81=0.027 m液柱 液層阻力x取充氣系數(shù)數(shù) =0.5,有hf =hL =0.5 0.07=0. m液柱液體表面力所造成阻力x此項(xiàng)可以忽略不計(jì)。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：hp=0.027+0.=0.062m常板壓降Pp hp Lg =0.062 860.5 9.81=

23、523.4 R（0.7K Pa,符合設(shè)計(jì)要求）。2、淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象了生，要求控制降液管中清液層高度符合Hd Ht hw，其中Hd hp hLhd由前計(jì)算知hp=0.061m,按下式計(jì)算2 2Lsc C 0.000375 c ccccchd =0.153- =0.153=0.00002mlwh0.525 0.047板上液層高度 hL =0.07m,得：hd =0.062+0.07+0.00002=0.132m取 =0.5,板間距今為0.45m, hw=0.053m,有Ht hw =0.5 (0.45+0.)=0.252m由此可見：Hd Ht hw，符合要求。由下式可知 ev0.1kg液/k

24、g氣3.210 6Ua=5.7Ht hf8591035.7 10 ev =60.375/(0.359 0.025)0.45 2.5 0.07=0.069浮閥塔也可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊(cè)1.36LslLKCf入100%Il =D-2Wd =0.7-20.12=0.46Ab =At -2 Af =0.3875-2 0.=0.325式中Il板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度，m;Ab 板上液流面積，m2 ；Cf 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，取0.;K特性系數(shù)，取1.0.0.375泛點(diǎn)率=1.31860.5 1.311.36 0.00035 0.461.0 0.126 0.3225=36.2% （80%,符合要求）九塔板負(fù)荷

25、性能圖1、霧沫夾帶線按泛點(diǎn)率=80%+1.36 LsIl100%=80%1.31860.5 1.311.36 Ls 0.461.0 0.126 0.32550.80將上式整理得0.039Vs +0.626 Ls =0.0328Vs與Ls分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表。Ls/(m3/s)0.000350.000853Vs /(m /s)0.8350.8272、泛液線通過式肌 hp h hd以及式hp入hf h得(Hp+hw)=hp hi. hd =hc hf h hi. Hd由此確定液泛線方程。2(片+人=5.34- 0.153七)2 (1 o) hw 3600LsL 2gLwholw簡(jiǎn)化上式

26、得Vs與Ls關(guān)系如下VS20.71 805.52 LS 7.08 LS3計(jì)算數(shù)據(jù)如下表。3Ls/(m /h)0.000350.000550.000650.000853Vs/(m /h)0.82150.81390.81050.80403、液相負(fù)荷上限線求出上限液體流量Ls值（常數(shù)）以降液管停留時(shí)間則Ls,max4、漏夜線對(duì)于F1型重閥，由F。比V；d0 n %4=5s0.03950.450.00356m3/s5S v5，計(jì)算得5. vd： n45 、廠253則 Vsmin 0.785 0.039400.209m /sJl?3l5、液相負(fù)荷下限線去堰上液層高度hw=0.006m根據(jù)how計(jì)算式求L

27、s的下限值2.84Ls,min10000.006取 E=1.03,min0.00028m3/s經(jīng)過以上流體力學(xué)性能的校核可以將精餾段塔板負(fù)荷性能圖劃出Vs, m3 /s .:丿由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（ 0.00083，0.630）（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜的操作區(qū)。 塔板的氣相負(fù)荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液氣比，即氣相上限Vs,max =0.630 m3/s，氣相下限Vs,min =0.209m3/ s，求出操作彈性K，即K=四=3.01 Vs,min.209十 精餾塔的主要附屬設(shè)備1冷凝器(1) 冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器冷凝

28、器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵 之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量熱流體為78.36T的93%勺乙醇蒸汽，冷流體為20C的水Q=qmiriQ=qm2r2Q單位時(shí)間的傳熱量，J/s或Wqmi, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s;ri ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kgri =600 kJ/ kg2=775 kJ/ kgqmi=0.153kg/sQ=qmiri=0.153X 600000=91800J/sQ=qm2r2=775000 qm2=91800qm2=0.i2 kg/s傳熱面積：A=QK tmtm =(78.36 40) (30 20)In(78.36 40)(30 20 )=21.2K 取 700W m2/ CA=91800700 21.26.2m22再沸器(1)再沸器的選擇：釜式再沸器對(duì)直徑較大的塔，一般將再沸器置于踏外。其管束可抽出，為保證 管束浸于沸騰器液中，管束末端設(shè)溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區(qū)。 其液面以上空間為氣液分離空間。釜式再沸器的優(yōu)點(diǎn)是氣化率高，可大80% 以上(2) 加熱蒸汽消耗量Q單位時(shí)間的傳熱量，J/s或Wqmi, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s;ri ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kgri =2257 kv/ kgr2=1333