乙醇精馏塔设计

目录1前言 (1)2 设计内容 (2)2.1 设计方案确定 (2)2.2 流程说明及流程图 (2)2.3 整理有关数据并绘制相关表格 (3)2.4 物料衡算 (4)2.4.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (4)2.4.2 平均摩尔质量 (5)2.4.3 物料衡算 (5)2.5 塔板数的确定 (5)2.5.1 热状况参数q (5)2.5.2 最小回流比的确定 (6)2.5.3 精馏塔的气液相负荷 (6)2.5.4 操作方程的确定 (6)2.5.5 图解法求理论塔板数 (6)2.6 实际塔板数的求取 (6)2.6.1 塔顶、塔釜及进料的温度确定 (7)2.6.2 塔顶、塔釜及进料处的相对挥发度 (7)2.6.3 塔顶、塔釜及进料处的粘度 (7)2.6.4 全塔效率 (8)3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9)3.1 操作压力 (9)3.2 平均摩尔质量 (9)3.2.1 塔顶混合物平均摩尔质量计算 (9)3.2.2 进料板混合物平均摩尔质量计算 (10)3.2.3 混合物平均摩尔质量 (10)3.3 平均密度 (10)3.3.1 气相平均密度 (10)3.3.2 液相平均密度 (11)3.4 液体平均表面张力 (11)4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (12)4.1 塔径计算 (13)4.2 精馏塔有效高度计算 (13)5 塔板主要工艺尺寸的计算 (14)5.1 溢流装置计算 (14)5.1.1 堰长 (14)5.1.2 溢流堰高度 (14)5.1.3 弓形降液管宽度和截面 (14)5.1.4 降液管底隙高度 (14)5.2 塔板布置 (15)5.2.1 边缘区宽度计算 (15)目录5.2.2 开孔区面积计算 (15)5.2.3 筛孔计算及排列 (15)5.2.4 筛板的筛孔和开孔率 (16)6 筛板的流体力学验算 (17)6.1塔板压降 (17)6.1.1干板阻力计算 (17)6.1.2气体通过液层的阻力计算 (18)6.1.3液体表面张力的阻力计算 (18)6.2 液面落差 (18)6.3 液沫夹带 (19)6.4 漏液 (19)6.5 液泛 (20)7 塔板负荷性能图 (21)7.1 漏液线 (21)7.2 液沫夹带线 (22)7.3 液相负荷下限线 (22)7.4 液相负荷上限线 (22)7.5 液泛线 (23)7.6 负荷性能图 (25)8 辅助设备的计算和选型 (26)8.1 进料管 (26)8.2 回流管 (26)8.3饱和水蒸气管 (27)8.4 出料管 (27)8.5 塔顶蒸气管 (27)8.6 冷凝器 (28)8.7 预热器 (28)8.8 泵 (29)8.8.1 进料泵 (29)8.8.2 回流泵 (29)9 设计计算结果表 (30)10 设计评述 (31)11 参考文献 (32)1 前言精馏所进行的是气、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各种基本要求：（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有的可靠性。

（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，过大的压降还将使整个系统无法维持必要的真空度，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。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。

不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系的性质和具体要求，抓住主要矛盾进行选型。

2 设计内容2.1 设计方案确定本设计任务为分离乙醇—水混合物。

对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。

本设计将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。

该物系属不易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

本设计选择常压，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至60度回流入塔，冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制其分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐，塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备用稀释其他工段污水排放。

2.2 流程说明及流程图原料液由泵从原料储槽中引出，在预热器中预热至60℃后送入连续精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余产品冷却至25℃后送至产品槽，送至废热锅炉。

图2-1乙醇精馏塔设计工艺流程图2.3 整理有关数据并绘制相关表格2.3.1 乙醇和水的汽液平衡数据乙醇和水的汽液平衡数据（101.3KPa 即760mmHg ）表2-1 不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成数据液相摩尔 分数x 气相摩尔分数y 温度/℃ 液相摩尔 分数x 气相摩尔分数y 温度/℃ 0.00 0.00 100 0.3273 0.5826 81.5 0.0190 0.1700 95.5 0.3965 0.6122 80.7 0.0721 0.3891 89.0 0.5079 0.6564 79.8 0.0966 0.4375 86.7 0.5198 0.6599 79.7 0.1238 0.4704 85.3 0.5732 0.6841 79.3 0.1661 0.5089 84.1 0.6763 0.7385 78.74 0.2337 0.5445 82.7 0.7472 0.7815 78.41 0.26080.558082.30.89430.894378.15根据以上数据画出乙醇与水的t-x （y ）图（图2-2）与乙醇与水的x-y 图（图2-3）图2-2 乙醇与水的t-x （y ）图70758085909510000.20.40.60.81x(y)温度(℃)图2-3 乙醇与水的x-y 图2.4 物料衡算2.4.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数M 乙醇=46.07g/mol M 水=18.02g/mol原料乙醇组成： X F =02.18/6.007.46/4.007.46/4.0+=0.207塔顶流出液中乙醇组成：X D =02.18/069.007.46/935.007.46/935.0+=0.849塔底釜液中乙醇组成： X W =02.18/995.007.46/005.007.46/005.0+=0.0022.4.2平均摩尔质量M F =0.207⨯46.07+(1-0.207)⨯18.02=23.83kg/kmolM D =0.849⨯46.07+(1-0.849)⨯18.02=41.83kg/kmol M W =0.002⨯46.07+(1-0.002)⨯18.02=18.0076kg/kmol 2.4.3 物料衡算已知：D=D M ⨯⨯720010130003=83.41720010130003⨯⨯=43.16/kmol h总物料衡算 F=D+W易挥发组分物料衡算 0.207F=0.849D+0.002W 联立以上二式得：D=178.32kmol/h W=135.16kmol/h2.5 塔板数的确定2.5.1 热状况参数q进料温度为C t F ︒=60，F x =0.20时的泡点温度为82.976℃， 取二者平均温度C t F F ︒=+=+=49.712976.82602t t ，泡平均 查化工原理上册附录[1]，可知摩尔热容及摩尔汽化潜热如下：)/(95.76,k kmol kJ C m ⋅=水 kmol /k 8.43060J r =水 )/(2.161,k kmol kJ C m ⋅=乙醇 kmol kJ r /9.40804=乙醇系统满足恒摩尔流假定，加料液平均摩尔热容及平均汽化热：)/(k 39.94207.02.161793.095.76)1(,,,k kmol J X C X C C F m F m p m ⋅=⨯+⨯=⨯+-⨯=乙醇水kmol J X r X r r F F /k 8.42593207.09.40804793.08.43060)1(=⨯+⨯=⨯+-⨯=乙醇水0509.1)60976.82(8.4259339.941)(1,=-⨯+=-+=f F p m t t rC qq 线方程：07.465.2011-=---=x q Xx q q y F 2.5.2 最小回流比的确定采用作图法求最小回流比.在图2-3中对角线上,自点a(0.849,0.849)作切线交y 轴于点(0，0.301)，故301.01min =+R x D,求得min R =1.82。

取操作回流比为R=3.52.5.3 精馏塔的气液相负荷L=RD=3.5×43.16=151.06kmol/h V=(R+1)D=(1+3.5)×43.16=194.22kmol/hh kmol qF L L /58.33832.1780516.106.151=⨯+=+=h kmol q F V V /02.185)0516.11(32.17822.194)1(=--=--=2.5.4 操作方程的确定精馏段操作方程：19.078.05.4849.05.45.311+=+=+++=x X R X x R R y D n提馏段操作方程：0015.083.1002.002.18516.13502.18558.338-=⨯-=-=x x x VW x V L y w2.5.5 图解法求理论塔板层数采用图解法求理论塔板层数,如图2-3所示,求解结果为 总理论塔板层数 =T N 13块 进料板位置 =F N 10块N 精=9块 N 提=4块（包括进料板，不含再沸器）2.6 实际塔板数的求取2.6.1 塔顶、塔釜及进料的温度确定由t-x-y （图2-2）可知:Ct C t C t W F D ︒=︒=︒=6.99:0.83:27.78:塔釜温度进料板温度塔顶温度 精馏段平均温度：C t M ︒=+=635.8020.8327.78 提馏段平均温度：C t M︒=+=3.9120.836.99'2.6.2 塔顶、进料处及塔底处的相对挥发度根据乙醇与水溶液x-y 相平衡图（图2-3）可以查得： x D =0.849 查得y D =0.849 x F =0.207 查得 y F =0.5263 x W =0.002 查得y W =0.0124 算相对挥发度F α、D α、W αF α=/(1)/(1)F F F F y x y x =--256.4207.015263.01207.05263.0=--D α=/(1)/(1)D D D D y x y x =--1849.01849.01849.0849.0=--W α=/(1)/(1)W WW W y x y x =--265.6002.010124.01002.00124.0=--所以α平均=99.23=⋅⋅W D F ααα2.6.3 塔顶、进料处及塔底处的粘度平均温度()()C W D tF t m ︒=++=++=957.866.9927.780.8331,t ,t ,31泡泡泡 在此温度下查得s a m 43.0,s a m 31.0⋅=⋅=P P 乙醇水μμ 则L iix μμ=∑，所以s mPa X X F F LF ⋅=-+⨯=-+=33484.0)207.01(31.0207.043.0)1(水乙醇μμμ s mPa X X D D LD ⋅=-+⨯=-+=41188.0)849.01(31.0849.043.0)1(水乙醇μμμs mPa X X W W LW ⋅=-+⨯=-+=31024.0)002.01(31.0002.043.0)1(水乙醇μμμ 所以，全塔平均黏度s mPa LW LD LF LM ⋅=++=35232.0)(31μμμμ2.6.4 全塔效率全塔板效率245.0)(49.0-=m L m T E μα=0.49(2.99×0.35232)-0.245=0.484 精馏段实际塔板数：6.18484.091===TE N N 精，圆整得N 精=19块 提馏段实际塔板数：26.8484.042===TE N N 提，圆整得N 提=9块 总塔板数:块提精28=+=N N N p3 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 D 3.101= 每层塔板压降：V p =0.7kpa进料板压力：kpa p p p D F 6.11419=∆+= 精馏段平均压力：kpa p p p DF M 95.1072=+=塔釡操作压力：kpa p p p D W 9.12028=∆+=提馏段平均压力：kpa p p p WF M 75.1172'=+=全塔平均压力为：（120.9.55+117.75）/2=112.85kpa3.2 平均摩尔质量塔顶混合物平均摩尔质量：由849.01==y x D ，xxy 99.1199.2+=可得6528.01=x()()kmolkg M kmol kg M VDM LDM /77.4118849.0146849.0/28.36186528.01466528.0=⨯-+⨯==⨯-+⨯=进料板混合物平均摩尔质量：162.0,508.0==F F x y()()kmolkg M kmol kg M VFM LFM /224.3218508.0146508.0/536.2218162.0146162.0=⨯-+⨯==⨯-+⨯=塔底平均摩尔质量：()()kmolkg M kmol kg M y x VWM LWM W W /224.1818008.0146008.0/056.1818002.0146002.0008.0,002.0=⨯-+⨯==⨯-+⨯=== 精馏段平均摩尔质量kmolkg M kmolkg M VMLM /997.362224.3277.41/408.292536.2228.36=+==+= 提馏段平均摩尔质量kmolkg M kmolkg M VMLM /224.252224.32224.18/296.202536.22056.18''=+==+=3.3 平均密度气相平均密度计算视为理想气体，由理想气体状态方程计算，即 精馏段()3/403.115.27315.69314.8997.3695.107m kg t R M p m VM M VM =+⨯⨯=⋅⋅=ρ提馏段()3''''/012.115.2739.79314.8224.2575.117m kg t R M p m VM M VM=+⨯⨯=⋅⋅=ρ 液相平均密度1/mi i ϖρρ=∑下表表示不同温度下乙醇和水的密度 ：表3-1 乙醇和水的密度温度/℃ ()3/c kg mρ-⋅ ()3/w kg mρ-⋅温度/℃()3/c kg m ρ-⋅ ()3/w kg m ρ-⋅80 735 971.8 90 724 965.3 85 730968.695720961.85塔顶液相平均密度，由C t D ︒=27.78:塔顶温度 查上表作内插得33/7.736,/89.972m kg m kg ==乙醇水ρρ3/51.74889.972065.07.736935.01m kg LDM =+=ρ进料板液相平均密度，由进料温度C t F ︒=3.82查上表做内插得33/755,/6.984m kg m kg ==乙醇水ρρ3/82.8776.9846.07554.01m kg LFM =+=ρ塔釡液相平均密度,由塔釡温度C t W ︒=6.99查上表做内插得33/16.716,/538.958m kg m kg ==乙醇水ρρ3/92.956538.958995.016.716005.01m kg LWM =+=ρ精馏段液相的平均密度3/165.813282.87751.148m kg LM =+=ρ提馏段液相平均密度3'/37.917292.95682.877m kg LM =+=ρ 3.4 液体表面张力液体平均表面张力按下式计算：Lm i ix σσ=∑塔顶：t D =78.27℃，x D =0.849当t D =78.27℃时，查化工原理原理上册[1]得σ乙醇=17.5mN/m σ水=62.889mN/mσLDm =x D ×σ乙醇+(1- x D )×σ水=0.849×17.5+(1-0.849)×62.889=24.354mN/m 进料板：t F =82.3℃， x F = 0.207当t F =82.3℃时，查化工原理原理上册[1]得 σ乙醇=19.0mN/m σ水=66.2mN/mσLFm =x F ×σ乙醇+(1- x F )×σ水=0.207×19.0+(1-0.207)×66.2=56.43mN/m塔釜：t w = 99.6℃， x w = 0.002当t W =99.6℃时，查化工原理原理上册[1]得σ乙醇=15.5mN/m σ水=58.84mN/mσLwm =xw×σ乙醇+(1- x F )×σ水=0.002×15.5+(1-0.002)×58.84 =58.75mN/m 精馏段液体表面平均张力：σLm 精=(σLDm +σLFm )/2=(24.354+56.43)/2=40.39mN/m 提馏段液体表面平均张力：σLm 提=(σLDm +σLwm )/2=(58.75+56.43)/2=57.59mN/m4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1 塔径计算(1)精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：s m ρVM V v s /42.1403.1360036.99722.19436003νm m =⨯⨯==s m ρLM L s L /00152.0165.138360029.40806.51136003Lm m =⨯⨯==由max Lm VMVMu Cρρρ-=，0.220()0.02C C σ=计算，其中的20C 由史密斯关联图[2] 可查取，图的横坐标为=5.0))((V L s s V L ρρ02577.0)1..403813.165)(1.4200152.0(5.0= 初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=， 则m h H L T 34.006.040.0=-=-，查Smith 关联图得C 20=0.071 C=C 20（20σ）0.2 =0.071⨯（2040.39）0.2=0.0817 u max =CVVL ρρρ-=0.0817⨯ 1.4031.403813.165-=1.965m/s可取安全系数为0.60，则空塔气速为 u=0.60u max =0.60×1.965=1.179m/s 则精馏段塔径D=u V s π4=179.114.342.14⨯⨯=1.24m ，按标准塔径圆整为1.2 (2)提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为：s m ρM V V v s /281.1012.13600224.2502.18536003νm m =⨯⨯='''='s m ρM L L L s /00208.037.9173600296.0258.33836003Lm m =⨯⨯='''='初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故m h H L T 34.006.040.0=-=-；=5.0)'')(''(V L s s V L ρρ0489.0)1.012917.37)(1.28100208.0(5.0= 查Smith 关联图,得C 20=0.075，C ' =0.075（2057.59）0.2=0.0927u 'max =0.0927⨯ 1.0121.012 917.37-=2.79m/s可取安全系数为0.60，则空塔气速为u '=0.60u 'max =0.60⨯2.79=1.674m/s 则提馏段塔径674.1281.14'⨯⨯=πD =0.99m ，按标准塔径圆整为1m为统一精馏段和提馏段塔径，取为D=1.2m 塔截面积：4D 2π=T A =1.13m精馏段实际空塔气速为： 1.131.42==A Vs u T =1.257m/s 提馏段实际空塔气速为： 1.131.281='=' A s V u T =1.133m/s4.2 馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为： ()m 2.74.0181-=⨯=⋅=T H N Z 精精 提馏段有效高度为： ()m 2.34.081-=⨯=⋅=T H N Z 提提在进料板上方开一个人孔，对于不需要经常清洗的物料，一般每隔8-10块塔板开一个人孔，所以精馏段、提馏段各开一个人孔，塔顶开一个人孔。