盐城师范学院化工原理课程设计题目名称12000t/a乙醇-水混合物的筛板式精馏塔的设计盐城师范学院化工原理课程设计任务书化学化工学院应用化学专业班级113班姓名学号指导教师文福姬2013年12 月 6 日目录摘要 (4)第一章绪论 (5)1.1 设计背景 (5)1.2设计方案 (6)1.2.1 操作压力 (6)1.2.2 进料状态 (6)1.2.3 加热方式 (6)1.3 确定设计方案的原1.3.1 满足工艺和操作的要求 (7)1.3.2 满足经济上的要求 (7)1.3.3 保证安全生产 (7)1.4 塔的选择 (7)第二章工艺计算 (9)2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及馏出液流量 (9)2.2常压下乙醇---水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系 (9)2.3 液相平均密 (11)2.4液体平均表面张力 (13)2.5 混合物的粘度 (15)2.6 最小回流比 (16)2.7 气液相体积流量 (16)2.8塔板数确定 (17)第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (19)3.1 操作压力 (19)第四章精馏塔的塔体工艺尺寸设计 (19)4.1 塔径的计算 (19)4.2 精馏塔有效高度的计算 (19)第五章塔板主要工艺尺寸的计算 (20)5.1 溢流装置计算 (20)5.1.1 堰长 (20)5.1.2 溢流堰高度 (20)5.1.3弓形降液管宽度和截面积 (20)5.1.4 降液管底隙高度 (21)5.2塔板布置及筛板数目与排列 (21)第六章塔板的流体力学验算 (21)6.1 气相通过浮阀塔板的压降 (22)6.1.1 干板阻力 (22)6.1.2板上充气液层阻力 (22)6.1.3 克服表面张力所造成的阻力 (22)6.2液面落差 (22)6.3液沫夹带 (22)6.4漏液 (22)6.5液泛 (23)第七章塔板负荷性能图 (24)7.1漏液线 (24)7.2 液沫夹带线 (24)7.3液相负荷下限线 (24)7.4液相负荷上限线 (25)7.5液泛线 (25)7.6塔板负荷性能图 (26)参考文献 (27)结束语 (28)附录 (28)附图 (32)摘要12000t/a乙醇—水混合物的筛板精馏塔设计戴芬【摘要】精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。
在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。
本设计的题目是乙醇—水二元物系筛板精馏塔的设计。
精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。
提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。
精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法。
【关键词】水乙醇精馏筛板塔.第一章绪论1.1 设计背景精馏是多级分离过程，即可同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。
它是平衡蒸馏与简单蒸馏两者的有机结合。
平衡蒸馏以及简单蒸馏只能使混合液得到部分分离。
与平衡蒸馏相比，简单蒸馏操作时对液体的连续部分汽化，釜液组成t--x(y)相图的泡点线变化，其结果可得难挥发组分（重组分）含量很高而易挥发组分（轻组分）摩尔分数x很低的釜液。
同理，在一定压力下，将混合蒸汽进行连续部分冷凝，蒸汽相得组成沿t--x（y）相图的露点线变化，结果可得到难挥发组分（重组分）含量很低而易挥发组分（轻组分）摩尔分数y很高的蒸汽。
精馏在工业生产中应用广泛。
按其操作方式，精馏可分为间歇精馏和连续精馏。
工业生产中以连续精馏为主，而间歇精馏一般多用于小批量生产或某些有特殊要求的场合。
如化学合成药物，天然药物的分离提纯，非共沸物溶剂的回收。
精馏按操作压强可分为常压，加压和减压蒸馏。
一般情况下，采用常压蒸馏。
当常压下物系沸点较高，使用高温加热介质不经济或热敏性物质不能承受的情况，采用减压蒸馏可以降低操作温度。
对常压沸点很低的物系，蒸汽相得冷凝不能采用常温水和空气等廉价的冷却剂，或者对常温常压下为气体的物系（如空气）进行精馏分离，则可采用加压蒸馏以提高混合物的沸点。
1.2 设计方案确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。
例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。
下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。
1.2.1 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。
确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。
对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。
当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。
但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。
有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。
1.2.2 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。
在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。
此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。
1.2.3 加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。
有时也可采用直接蒸汽加热。
然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。
采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。
1.3 确定设计方案的原则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：1.3.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，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，从而需要采取相应的措施。
其次所定的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，在必要的位置上要装置调节阀门，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。
再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，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，以便采取相应措施。
1.3.2 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。
如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、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，一方面影响到冷却水用量，另一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。
1.3.3 保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。
又如，塔是指定在常压下操作的，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的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
1.4 塔的选择精馏进行的是气，液两相之间的传质，而作为气，液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气，液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。
但是，为了满足工业生产需要，塔设备还得具备下列歌中基本要求。
1.气，液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。
2.操作稳定，弹性大，即当塔设备的气，液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具备的可靠性。
3.流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。
对于减压精馏操作，过大的压降还使整个系统无法维持必要地真空度，最终破坏物系的操作。
4.结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。
6.塔内的滞留量要小。
气，液传质设备种类很多，按接触方式可分为连续接触式和逐级接触式两大类，填料塔和板式塔分别作为其典型代表。
填料塔是在圆柱形壳内装填一定高度的填料，液体经塔顶喷淋装置均匀分布于填料层顶部上，依靠重力作用沿填料表面自上而下流经填料层后自塔底排出；气体则在压强差推动力下穿过填料层的空隙，由塔的一端流向另一端。
气，液在填料表面接触进行质，热交换，两相的组成沿塔高连续变化。
板式塔是在圆柱形壳内按一定间距水平设置若干塔板，液体靠重力作用自上而下流经各层板后从塔底排出，各层塔板上保持有一定厚度的流体液层；气体则在压强差的推动力下，自塔底向上依次穿过各塔板上的液层上升至塔底排出。
气，液在塔内逐板接触进行质，热交换，故两相的组成沿塔高呈阶跃式变化。
1.4塔的选择表1 板式塔与填料塔的比较项目板式塔填料塔压降较大小尺寸填料较大；大尺寸填料及规整填料较小空塔气速较大小尺寸填料较小；大尺寸填料及规整填料较大塔效率较稳定，效率较高填料较高持液量较大较小液气比适应范围较大对液量有一定要求安装检修较易较难材质常用金属材料金属及非金属材料造价大直径时较低新型材料投资较大本实验采用的是筛板塔板，其普遍用作双温交换过程的冷、热塔。
应用于蒸馏、吸收和除尘等。
在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。
筛板塔具有以下优点：1、结构简单、造价低；2、流压降小、板上液面落差小；3、板效率高第二章 工艺计算2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及馏出液流量乙醇的摩尔质量 kmol kg M A /46=水的摩尔质量 kmol M B /kg 18=1740.018/65.046/35.046/35.0=+=F X 8598.018/06.046/94.046/94.0=+=D X 0012.018/997.046/003.046/003.0=+=W X 进料量：()[]h kmol D /0112.36188598.0-1468598.02433010120003=×+××××= 物料平衡算式：W D F += , W D F W x Dx Fx +=联立代入求解： ()h kmol F /93.178= ()h kmol W /92.142=2.2 常压下乙醇--水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系 温度t/℃ 液相组成 x/% 气相组成 y/% 温度t/℃ 液相组成 x/% 气相组成y/% 温度t/℃ 液相组成x/% 气相组成y/%1000 0 82.7 23.37 54.45 79.3 57.32 68.41 95.51.90 17.00 82.3 26.08 55.80 78.74 67.63 73.85 89.07.21 38.91 81.5 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15 86.79.66 43.75 80.7 39.65 61.22 78.15 89.43 89.43 85.312.38 47.04 79.8 50.79 65.64 84.116.61 50.89 79.751.98 65.99 （1）温度利用表中数据由插值法可求的W F D t ,t ,t进料温度 94.8361.16-40.171.84-t 37.23-61.167.82-1.84:==FF F t t ， ℃塔顶温度 22.78,76.72-85.9878.41-t 43.89-72.7615.78-41.78:t D ==D D t ℃ 塔底温度 72.990-12.0100-90.1-05.95-100:==WW W t t t ，℃精馏段平均温度：08.812t -1=+=DF t t ℃提馏段平均温度：83.9122-=+=WF t t t ℃（2）液相组成 气相组成 塔顶气相组成 %39.86,43.89-10015.78-22.7843.89-15.7815.78-41.78:==DD D y y y进料气相组成%30.51,100-89.5094.83-1.8445.54-89.507.82-1.84:==F FF y y y塔底气相组成%06.1,100-072.99-10000.17-05.95-100:==W WW y y y(1)精馏段：液相组成： ()%69.51,2/:111=+=x x x x x F D 气相组成： ()%85.68,2/:111=+=y y y y y F D 所以：()()km ol kg ML km olkg ML /28.376885.0-1186885.046/47.325169.0-1185169.04621=×+×==×+×=（2）提馏段：液相组成 ()%76.8,2/:222=+=x x x x x F W 气相组成 ()%18.26,2/:222=+=y y y y y F W所以：()()k m o l kg MV kmolkg ML /33.252618.0-1182618.046/45.200876.0-1180876.04622=×+×==×+×=由不同温度下乙醇和水的密度（表） 温度/℃()3-/m kg c •ρ ()3-/ρm kg w • 温度/℃ ()3-/m kg c •ρ ()3-/ρm kg w • 80 735 971.8 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90 724965.3求得在W F D t t t ,,下的乙醇和水的密度（单位：3-m kg •）2.3 液相平均密度 （1）塔顶液相平均密度 22.78=D t ℃ ，3-3-3-99.748ρ,10.97394.0-138.14794.0107.973ρ,ρ-3.96522.78-906.968-3.96585-9014.738,-72422.78-90730-72485-90m kg m kg m kg D D wD wDcD cD•=+=•==•==ρρρ（2）进料板液相平均密度 94.83=F t ℃，3-3-3-17.870,30.96935.0-1731.2735.0130.969,ρ-3.96594.83-906.968-3.96585-9027.731,-72494.83-90730-72485-90m kg m kg m kg F F wF wFcF cF•=+=•==•==ρρρρρ（3）塔底液相平均密度72.99=W t ℃，3-3-3-89.957ρ,88.958003.0-1712.34003.0188.958,-3.96572.99-908.968-3.96585-9034.712,-72472.99-90730-72485-90m kg m kg m kg W WwW wW cW cW•=+=•==•==ρρρρρ（4）精馏段液相平均密度 3-158.8092m kg DF L •=+=ρρρ （5）提留段液相平均密度 3-203.9142m kg WF L •=+=ρρρ 所以：()()()()()()()()()()()()()60.015.2734.2215.273ρ4.115.2734.2215.273ρ11.115.2734.2215.273ρ/33.252//28.372//30.1818-146/36.3218-146/19.4218-146/45.202//47.322//03.1818-146/87.2218-146/07.4218-1462121=+××==+××==+××==+==+==×+×==×+×==×+×==+==+==×+×==×+×==×+×=W VW VW D VD VD F VF VF VF VW V VF VD V W W VW F F VF D D VD LF LW L LF LD L W W LW F F LF D D LD t M t M t M km olkg M M M km ol kg M M M km ol kg y y M km ol kg y y M km olkg y y M km ol kg M M M km ol kg M M M km ol kg x x M km ol kg x x M km ol kg x x M（1）精馏段气相平均密度 29.121=+=VDVF V ρρρ （2）提留段气相平均密度 86.022=+=VWVF V ρρρ2.4 液体平均表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算：4/14/14/1m m so m sw σφσφσ+= 注：oo w w oo o o o w w w w w v x v x v x v x v x v x +=+=σ,σ， s o so so s w sw sw v v x v v x /φ,/==φow q B φφlg =ml mV ml m V ml mV ml m V mlmV ml m V wWw wW wD w wD wF w wF cF c cF cW c cW cD c cD 77.18ρ,50.18ρ57.18ρ,90.62ρ58.64ρ,32.62============ρ 有不同温度下乙醇和水的表面张力：（表）求得在W F D t t t ,,的乙醇和水的表面张力（单位：1-3-10m N •） 乙醇表面张力：23.15σ,σ-2.152.16-2.1572.99-10090-10020.17σ,σ-7.1511815.1722.7880708022.16,-2.1615.17-2.1694.83-9080-90======cW cWcD cDcF cFσσ水的表面张力：77.58σ,σ-8.587.60-8.5872.99-10090-10090.62σ,σ-2.623.64-6.6294.83-9070-8085.61σ,-7.606.62-7.6094.83-9080-90======wW wWwDwD wF wF σ（1）塔顶液相平均表面张力的计算()[]()[]0022.0-1-122=+=cD D wD D cD D wD D cD wDV x V x V x V x φφ6576.2-lg 2==cDwDB φφ[()]7651-0.-/441.03/23/2=×=wD wD cD cD V q V Tq Q σσ 4227.3-=+=Q B A联立方程组 1φφ,lg 2=+=scD swDscD swDA φφ代入求得()()71.1720.17981.090.62019.0981.0φ,019.04/14/14/1=×+×===D DscD swD σσφ （2）进料板液相平均表面张力的计算()[]()[]087.0-lg 8180.0-1-1222===+=cFwFcF F wF F cF F wF F cF wFB V x V x V x V x φφφφ()][8415.0-7545.0--/441.03/23/2=+==×=Q B A V q V Tq Q wFwF cF cF σσ 联立方程组686.0φ,314.0φ1φφ,lg 2===+=scF swF scF swF scF swFA φφ代入求得()()96.2522.16686.085.61314.04/14/14/1=×+×=F F σσ（3）塔底液相平均表面张力计算()[]()[]382.2φφlg 92.240-1-1φφ222===+=cWwW cW W wW W cW W wW W cW wWB V x V x V x V x()][690.1692.0-σ-/σ441.03/23/2=+==×=Q B A V q V T q Q wWwW cW cW联立方程组020.0φ,980.0φ1φφ,φφlg 2===+=scW swW scW swW scW swW A代入求得()()43.5723.1502.077.5898.04/14/14/1=×+×=F F σσ（4）精馏段液相平均表面张力计算 ()81.212/1=+=D F σσσ （5）提留段液相平均表面张力 ()67.412/σσσ2=+=W F2.5混合物的粘度08.81294.8322.781=+=t ℃，查表的s mPa s mPa •=•=456.0μ,384.0乙醇水μ 83.91294.8372.992=+=t ℃，查表得s mPa s mPa •=•=393.0μ,304.0μ’乙醇’水 精馏段粘度：()s m P a x x •=+=4038.0-1111水乙醇μμμ 提馏段粘度：()s m P a x x •=+=3118.0-1μμμ222’水’乙醇 5.相对挥发度： 由00.5-1-1/,5130.0,1740.0====F FF F F F F x y x y y x α得：由04.1-1-1/α,8639.0,8598.0====D DD D D D D x y x y y x 得： 由、92.8-1-1/α,0106.0,0012.0====WWW W W W W x y x y y x 得： 精馏段的平均相对挥发度：46.2α1=•=D F αα提馏段的平均相对挥发度:68.6α2=•=W F αα 全塔的平均相对挥发度：05.3=•=W D m ααα 2.6. 最小回流比 ()x xx x y 46.1146.21-111+=+=αα 泡点进料，故q=101.3--3413.01740.0,8598.0min ======qq q D q F q D x y y x R y x x x回流比：65.45.1min ==R R 2.7气液相体积流量（1）精馏段()h k m o lD R V h k m o lRD L /46.2031/45.1670112.3665.4=+==×==已知3-13-11129.1ρ58.809,/28.37,/47.32m kg m kg kmol kg M kmol kg M V L V L •=•===，ρ 质量流量：skg V M V s kg L M L V L /11.2/51.11111====体积流量：sm VL s m L L v v L s /636.1ρ/10865.1311133-111==×==ρ(2)提馏段 q=1()s k m o lF q V V s k m o l qF L L /0565.01-/0962.0=+==+=’’已知3-23-22286.0ρ03.914ρ,/33.25,/45.20m kg m kg kmol kg M kmol kg M V L V L •=•===， 质量流量：skg V M V s kg L M L V L /11.2/51.11111====体积流量：sm VL s m L L v v L s /664.1ρ/10152.2ρ322233-222==×==2.8 塔板数的确定 操作线方程（1）精馏段操作线方程： 117.0823.0111+=+++=+n D n n x R xx R R y （2）提馏段操作线方程： 00084.0-703.1--1m xw m n x WqF L W x W qF L qFL y =++++=+ 塔板数确定（1）求全塔理论板层数()()[] 6.661-αlg /-1-1/lg min =×=mW W D D x x x x N 且396.0266.6-396.0/002743.0591422.0-545827.02-27.01-minmin=+=+=+==+=N N x x N N N Y R R R X 0.01<x<0.9可用 得N=13(不包括再沸器) （2）求精馏段理论板层数()()[] 2.751-αlg /-1-1/lg 'mmin =×=F F D D x x x x N ’396.0275.2-396.0/002743.0591422.0-545827.02-min=+=+=+=N N x x N N N Y 86.5=F N故加料板为从塔顶往下的第6层理论板 ()245.0-49.0LT E αμ=式中：-α塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 -L μ塔顶与塔底平均温度下的液相粘度s mPa • （1）精馏段：已知：s mPa L •==4038.046.21μα， 所以()1020.1049.0αμ49.0245.0-≈====TT P L T E NN E 精(2)提馏段：已知：s mPa •==3118.0μ68.6αL2'， 所以()20≈51.1941.00.31186.6849.0''245.0-'===×=TTP T E N N E 精全塔所需实际板层数块提精30=+=P P P N N N 全塔效率：%3.43%100=×=PTT N N E 加料板位置在第11块塔板第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1操作压力塔顶操作压力 kPa P P P D 33.105433.101=+=+=表当地 每层塔板压强 kPa P 7.0=Δ进料板压降 kPa P F 33.112107.033.105=×+=精馏段平均压降 ()kPa P m 83.1082/33.10533.112=+=第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸设计4.1 塔径的计算()vvL CU U U ρρρ-8.0~6.0,max max ==×=，安全系数安全系数，可由史密斯关联图查出 横坐标数值：()015.0/2/11111=×V L s s V L ρρ 取板间距：()08.020/σ,076.038.0-,07.0,45.02.012020======C C C m h H m h m H L T L T 插图知则()()()mU V D sm U U sm U s 22.1/4/4.17.0/00.229.1/29.1-58.80908.0111max 1max =====×=π圆整 s m U m D A m D T /39.014.324.1,539.14π,4.1'1221=====空塔气速：横截面积：4.2 精馏塔有效高度的计算精馏塔的有效高度为()()m H N Z T 05.445.01-101-=×==精精 提留段的有效高度为()()m H N Z T 55.845.01-201-=×==提提 在进料板上方开孔，其高度为0.8m,故精馏塔的有效高度为： m Z Z Z 4.138.0=++=提精第五章 塔板主要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置计算因塔径D=1.4m,采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
![[优秀毕业设计]乙醇——水筛板式精馏塔的设计](https://img.taocdn.com/s1/m/fb3928b177232f60dccca134.png)
