1、化工原理 乙醇-水筛板精馏塔工艺设计 化工原理课程设计任务书 设计题目： 乙醇水筛板精馏塔工艺设计 （取至南京某厂药用酒精生产现场） 设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。 2. 原料来至上游的粗馏塔，为9596的饱和蒸汽。因沿 程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90。 3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。 4塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分 率）。 5塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝 器，泡点回流。 6操作回流比R=（1.12.0）Rmin。 设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及
2、进出口接管的计 算和选型。 2画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负 荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师： 时间 1设计任务 1.1 任 务 1.1.1 设计题目 乙醇水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒 精生产现场） 1.1.2 设计条件 1.常压操作，P1 atm（绝压）。 2原料来至上游的粗馏塔，为9596的饱和蒸气。 因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90。 3塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇， 产量为40吨/日。 4塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03 (
3、质量分率)。 5塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶 采用全凝器，泡点回流。 6操作回流比R=(1.12.0)Rmin 。 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接 管的计算和选型。 2画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡 图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条 件图。 3写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总 和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日 设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每 天24小时连续正常工作。 1.2.2 选择塔型 精馏塔属气液传质设备。气液传质设备
4、主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较1知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修2。因此，本设计采用筛板塔比较合适。 1.2.3 精馏方式 由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式。 1.2.4 操作压力 常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益,
5、在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操 作。 1.2.5加热方式 在本物系中，水为难挥发液体，选用直接蒸汽加热，可节省再沸器。 1.2.6 工艺流程 原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热，再进精馏塔，精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝，泡点回流，塔顶产品输送进乙醇贮存罐，而再沸器则加热釜液，塔釜产品流入釜液贮存罐。 2 筛板式精馏塔的工艺设计 2.1 精馏塔的工艺计算 2.1.1 乙醇和水的汽液平衡组成 相对挥发度?的计算： 塔顶产品浓度为92.4%，因此，可近似看成纯乙醇溶液；同理，塔底浓度为0.02%可近似看成纯水溶液。所以，塔顶温度为乙醇沸点为78.3oC，塔底温度为水 的
6、沸点96.0oC 表2-1查书2得：不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示： 通过试差法求出塔顶、塔底、进料处、加料板的乙醇气相组成 95.5?89.090?95.5? 0.17?0.3891Y进料板?0.17 95.5?89.090?95.5? 0.0190?0.0721X进料板?0.0190解得 X进料板=0.0639 Y进料板=0.355 计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度 Ya（1?Xa）计算公式为：? （1?Ya）Xa 78.41?78.1578.15?78.3? 0.7815?0.89430.894?3Y顶 顶Y=0.8292 78.41?78.1578.3?78.15? 0.7
7、472?0.8943X顶?0.8943 X顶=0.8094 100?95.596?95.5? 0?0.17Y顶?0.17 100?95.596?95.5? 0?0.019X底?0.0190 塔顶：顶=1.123 塔底：底=8.957 加料板：加料板=8.063 计算乙醇水的平均相对挥发度： 乙醇水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用各温度下的几何平均值来表示。 ?顶?底 2.1.2全塔物料衡算 原料液中：设 A组分乙醇; B组分水 查书6和书7得: 乙醇的摩尔质量：M乙=46.07 kg/kmol 水的摩尔质量： M水=18.02 kg/kmol 0
8、.9241/46.07?0.826 0.9241/46.07?0.0759/18.02 0.02/46.07xW?0.0000782 0.02/46.07?0.98/18.02xD? 因为入口的原料液是上游为9596的饱和蒸汽冷却至90oC所得，因此，x F的液相组成就是95.5 oC的气相组成。经查表得，95.5 oC的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为： x F = 0.17 根据产量和所定工作时间，即日产40吨92.41%乙醇，每天24小时连续正常工作，则 40?103 原料处理量：D=?40.51(kmol/h) 24?(0.8265?46.07?0.17?18.02) DXF?XW0.17?
9、0.0000782?0.206 FXD?XW0.826?0.00000782 F?196.650kmol/h W?F?D?196.650?40.51?156.140kmol/h 求q值 由表2-1乙醇-水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时90时的气液相组成为：xA=0.0639 y=0.3554 A 由 FxF= LxA + Vy 和 F = L + V 得 L = 125.26（kmol/h）， A q = L /F = 0.6360 则：q线方程为 y = xqx?F= -1.747x+0.467 q?1q?1 塔顶和塔釜温度的确定 由t-x-y图可知: 塔顶温度tD=78.30，塔底温度
10、tw= 96.00， t=1/2(tD+tw)=87.15 回流比和理论塔板的确定 用内差法求得进料板的气液相组成（90进料） 进料板位于平衡线上,则：?xq?X进料板?0.0639 yq?Y进料板?0.355 Rmin?xD?yq yq?xq?0.826?0.355?1.618 0.355?0.0639 R=1.5*Rmin=1.5*1.618=2.427 操作方程的确定 精馏段：L?R?D?2.427?40.51?98.318kmol/h V?(R?1)D?(2.427?1)?40.51?138.828kmol/h 提馏段：L?L?qF?98.318?0.636*196.650?223.3
11、87kmol/h V?V?(1?q)F?138.828?(1?0.636)*196.650?67.247kmol/h b、精镏段操作方程： yn?1?LD98.31840.51xn?xD?Xn?*0.826?0.708xn?0.292 VV138.828138.828 提镏段操作线方程： yn?1?L?W223.387156.140xn?xw?Xn?*0.0000782?3.322xn?0.000182 V?V?67.24767.247 相平衡方程为： yn?xnynyn ?Xn?1?(?1)xn?(?1)yn2.32?1.32yn 板效率及实际塔板数的确定 （1）求L 平均温度 ?t=87.
12、15 (0C)下 A= 0.449mpas B=0.3281 mpas 则L=xFA（1xF）B =0.170.449（10.17）0.3281 =0.3487mpas L=2.350.3487=0.8194 （2）求板效率ET 由L=0.8194，由化工原理(下)164页图10-20查得 ET=51%，偏低；实际工作ET有所提高,因此取ET =70%. （3）求实际板数 由 N?NT?1 得 ET 精馏段实际板数： N精 =21/0.70=30（块） 提馏段实际板数： N提 =7/0.70=10（块） 全塔板数： N=40块 2.2 精馏段物性衡算 2.2.1物料衡算 操作压强 P = 10
13、1.325 温度 tm tD=78.300C tF=900C tw=96.000C ?tm= 定性组成 (1)塔顶 y1= XD= 0.826 查平衡曲线得到 x1=0.810 (2)进料 yf=0.355 xf=0.0639 平均分子量 Mm 查附表知: (1)塔顶：M MVDmtD?tF78.30?90?84.150C 22=0.826?46.07+(1-0.826)?18.02=41.189（g/mol） =0.810?46.07+(1-0.810)?18.02=40.730（g/mol） =0.355?46.07+(1-0.355)?18.02=27.978（g/mol）=0.0639
14、?46.07+(1-0.0639)?18.02=19.810（g/mol） MVDm?MVFm41.189?27.978=34.584（g/mol）22 MLDM?MLFM40.730?19.810=30.270(g/mol) 22LDm(2)进料: MMVFmLFm平均分子量MVm=MLm= 平均密度?m 由书6和书7：1/?LM=aA/?LA+aB/?LB A为乙醇 B为水 塔顶：在78.30下：?LA=744.289(kg/m3) ?LB=972.870(kg/m3) 1 ?LMD=0.9241/744.289+（1-0.9241）/972.870 则?LMD=758.716(kg/m3
15、) 进料:在进料温度90下： ?LA=729.9(kg/m3) ?LB=965.3(kg/m3) aA = 10.0639?46.07?0.149 0.0639?46.07?(1?0.0639)?18.02 ?LMF=0.149(1?0.149)? 则?LMF=921.0(kg/m3) 729.9965.3 即精馏段的平均液相密度?LM=(758.716+921.0)/2=839.858(kg/m3) 平均气相密度?VM=PMVM101.325?34.6?1.180(kg/m3) =RT8.314?(84.15?273.15)液体平均粘度?LM 液相平均粘度依下式计算：lg?lm?xilg?i
16、 (1)塔顶: 查书6和书7中图表求得在78.3下：A是乙醇，B是水 ?DA=0.504mpa?s; ?DB=0.367mpa?s; lg?LD=0.826?lg(0.504)+0.174?lg(0.367) 则?LD=0.477 (mpa?s) (2)进料: 在90下： ?FA=0.428 mpa?s; ?FB=0.3165mpa?s。 lg?lF=0.0639?lg(0.428)+(1-0.0639)?lg(0.3165) 则?lF=0.3226 (mpa?s) ?lm=（?LD+?lF）/2=（0.477+0.3226）=0.3998 液体表面张力?m (1)塔顶: 查书6和书7求得在7
17、8.30下： ?A?18.447mN/m ?b?62.974mN/m ?MD?0.826?18.447?0.174?62.974?26.194(mN/m) (2)进料: 在90下： ?A'?17.29mN/m ?b'?60.79 mN/m ?MF?0.0639?17.29?(1?0.0639)?60.79?58.01(mN/m) 则 ?m=(?MD+?MF)/2=(26.194+58.01)/2=42.102(mN/m) 2.2.2气液体积流率的计算 由已知条件V=138.828kmol/h L=98.318kmol/h 得 VS=VMvm138.828?34.6=1.131
18、(m3/s) 3600?1.1803600?VM LS=LMLM101.3?30.27?0.001(m3/s) =3600?LM3600?839.858 2.3 塔和塔板主要工艺尺寸计算 2.3.1 塔板横截面的布臵计算 塔径D的计算 参考化工原理下表10-1，取板间距HT=0.45m hL?0.06m HT-hL=0.45-0.06=0.39m 两相流动参数计算如下 FLV=Ls Vs?L ?v ）1/2=0.0236 ?FLV=（0.001938.85）（1.0811.131 参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：Cf20=0.083 ?42.102?Cf=Cf20?=0.083?2
19、020? ?L?Vuf?Cf20?20?V0.20.50.20.2?0.0963 0.5?839.858?1.180?=0.0963?=2.567(m/s) ?1.180? 本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速 u'n= 0.8*uf?0.8?2.567=2.053(m/s) D?4Vs4?1.131?0.838m ?u3.14?2.053 根据塔设备系列化规格，将D?圆整到D=1m 作为初选塔径，因此 重新校核流速u un?1.131?1.441(m2) 0.785?1?1 实际泛点百分率为 un1.441?0.561 uf2.567 AT?D2 4?0.785?12
20、?0.785m2 塔板详细设计 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。 因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。4 (1)溢流装臵 取堰长lw=0.7D=0.71=0.7m, 选择平流溢流堰 出口堰高hw? hL?hOW,已取hL=0.06 h0W=2.8410?3E(Lh2/3) lw 2.5由Lhlw)2.5=3.544/0.7=8.644 查化工原理下图10-48得：E=1.025 2/3h0W=2.8410?31.025(3.544/0.7)=0.00859m hw? hL?hOW=0.06-0.00859
21、=0.0514m 取hw?0.06是符合的。 hL=hW+hOW=0.06+0.00859=0.0686m 修正后hL对un影响不大,顾塔径计算不用修正. (2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af 由lw/D=0.7查化工原理下图10-40得: AfWd?0.149 ?0.088 DAT Wd=0.1491=0.149m Af?0.088? 4?12?0.0691m2 (3) 降液管底隙高度hO 因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度?=0.07m/s. uo ho?Ls0.001?0.024m 过小,取ho=0.04m ?lw?uo0.70?0.07 (4)塔板布臵
22、取安定区宽度WS=0.08m, 取边缘区宽度WC=0.04m x?D1?Wd?WS?0.149?0.08?0.271m 22 Dr?WC?0.5?0.04?0.46m 2 ?2?1?Aa?2?xr2?x2?rsin180? 22 ?2?0.0.46?0.271?x? r? ?0.271?2?0.462sin?1?0.468(m) 1800.46? t?3.0 呈正三角形排列 do(3)筛板数n与开孔率? 初取do?6mm， t=3.0*6=18MM 依下式计算塔板上的开孔率? ?Ao0.9070.907?0.101=10.1% 则每层塔板上的开孔面积Ao为： 22Aa（t/d0）(18/6)
23、Ao?Aa?0.101?0.468?0.0473m2 n =A00.0473?4?1674孔 =?d023.14*0.0062 4 2.3.2 筛板能校塔流体力学校核 1板压降的校核 (1)干板压降相当的液柱高度 取板厚?3mm，? do?3.0?0.5,查化工原理下图10-45得: 6.0 Co=0.74 u0?Vs1.131?23.911m/s A00.0473 22 1?uohc=*?2g?Co?v?L?uo?=0.051?C?o?v?L?=? ?23.911?1.180?0.051m液柱 ?0.0748?0.74?839.858? (2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl ua?2
24、Vs1.131?1.606(m/s) 2AT?Af0.785?1?0.0691 相应的气体动能因子 Fa?ua?0.5?1.606?1.1800.5?1.745 查化工原理下图10-46得：=0.58 hl?(hw?how)?hL?0.58?0.0686?0.0398m液柱 (3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h 4?4?42.102?10?3 h?=?0.00341m ?39.81?Ld09.81?839.858?6?10 气体通过筛板压降相当的液柱高度即板压降： hp=hc+hL+h hp?0.0748?0.0398?0.00341?0.1180m 本设计系常压操作，对板压降本身无特殊
25、要求。 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 1 液沫夹带量的校核 hf?2.5?hL?0.0686*2.5?0.1715m 3.2?6?u5.7?10?5.7?101.606?a?ev?0.0369Kg液/Kg汽 ?3?H?h0.45?0.171542.102?10?f?T 0.0369<0.1Kg液/Kg气 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。 3 溢流液泛条件的校核 ?63.2 ?LS?h?0.153溢流管中的当量清液高度可由式?f?lh? 计算液体沿筛板流动时,阻?wo?2 力损失很小,其液面落差?可忽略不计,即 ?0。 已知
26、: hL?0.0686m, ?0， ?LS?h?0.153?f?lh?wo ?0.001?0.153m?0.000195?0.7?0.04?22 故降液管内的当量清液高度： Hd?hL?hf?hf?0.0686?0?0.000195?0.1715?0.2403m 乙醇-水混合液不易起泡,取?=0.6,则降液管内泡沫层高度： Hfd?Hd?0.2403?0.400?0.5m不会产生溢流液泛。 0.6? 液体在降液管内停留时间的校核 降液管内的停留时间 ?AfHd Ls?0.0691?0.2403?16.60s>5s 0.001 不会产生严重的气泡夹带。 4 漏液点的校核 漏液点的孔速为：
27、uow?4.4Co(0.0056?0.13hL?h?)?L/?v =4.4?0.0.0056?0.13?0.0686?0.00341)?839.858/1.180 =9.155(m/s) 筛孔气速uo= VS1.131?23.911(m/s) A00.0473 uo23.911?2.612?1.52.0? uow9.155塔板稳定系数 k? 表明具有足够的操作弹性。 根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。 2.4 精馏段塔板负荷性能图 注:以下计算常用how?2.84?10?3E(Lh2/3L)得how(Ls),E 2h.5经验计算, lwlw 取E=1.0 则howLh2/3Ls?2/
