化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计.docx

大连民族学院化工原理课程设计说明书题目:乙醇一水连续精馏塔的设计设计人：1104系别：牛物工程班级：生物工程 121 班指导教师：教师 设计日期：2023 年 10 月 21 日 11 月 3 日温馨提示：本设计有一小局部计算存在错误，但步骤应当没问题化工原理课程设计任务书、设计题目乙醇水精馏塔的设计二、设计任务及操作条件1. 进精馏塔的料液含乙醇 30%质量，其余为水2. 产品的乙醇含量不得低于 92.5%质量。3. 残液中乙醇含量不得高于 0.1%质量。4. 处理量为 17500t/a ，年生产时间为 7200h。5. 操作条件 1精馏塔顶端压强 4kPa 表压。 2进料热状态泡点进料。 3回流比 R=2Rmin。 4加热蒸汽低压蒸汽。5单板压降0.7kPa。三、设备型式设备型式为筛板塔。四、厂址厂址为大连地区五、设计内容1. 设计方案确实定及流程说明2. 塔的工艺计算3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 1塔高、塔径及塔板构造尺寸确实定。 2塔板的流体力学验算。 3塔板的负荷性能图。4. 设计结果概要或设计一览表5. 关心设备选型与计算6. 生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图7. 对本设计的评述或有关问题的分析争论名目前言1第一章 概述11.1 塔型选择11.2 操作压强选择11.3 进料热状态选择11.4 加热方式21.5 回流比的选择21.6 精馏流程确实定2其次章 主要根底数据22.1 水和乙醇的物理性质22.2 常压下乙醇水的气液平衡数据32.3 A,B,C Antoine 常数4第三章 设计计算43.1 塔的物料衡算43.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率43.1.2 平均分子量43.1.3 物料衡算43.2 塔板数确实定43.2.1 理论塔板数 Nr 的求取4322 全塔效率 Er 的求取51.1实际塔板数 N62.1 塔的工艺条件及物性数据计算63.3.1操作压强 Pm63.3.1温度 t m63.3.1平均摩尔质量 Mm63.3.4 平均密度 p73.3.5 液体外表张力 om83.3.6 液体粘度比 m82.1 气液负荷计算92.1 塔和塔板主要工艺尺寸计算93.3.1塔径 D93.3.1溢流装置113.3.1塔板布置123.5.4 筛孔数 n 与开孔率13塔有效高度 Z13塔高计算132.1 筛板的流体力学验算143.3.1气体通过筛板压强降的液柱高度 hp143.6.2 雾沫夹带量 e 的验算15漏液的验算15液泛的验算152.1 塔板负荷性能图163.3.1雾沫夹带线 1163.3.1液泛线 2173.3.1液相负荷上限线 3183.3.1漏液线气相负荷下限线 4183.3.1液相负荷下限线 5182.1 筛板塔的工艺设计计算结果总表202.1 精馏塔附属设备选型与计算203.3.1冷凝器计算203.3.1预热器计算213.3.1各接收尺寸计算21第四章 设计评述与心得23设计中存在的问题及分析23设计心得23参考文献24前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由假设干组分组成的混合物， 其中大部 分是均相混合物。 生产中为满足要求需将混合物分别成较纯的物质。 蒸馏是分别均相 混合物的单元操作， 精馏是最常用的蒸馏方式， 是组成化工生产过程的主要单元操作。 精馏是一种最常用的分别方法， 它依据屡次局部汽化、 屡次局部冷凝的原理来实现连 续的高纯度分别。 精馏是同时进展传热和传质的过程， 为实现精馏过程， 需要为该过 程供给物料的贮存、输送、传热、分别、把握等设备和仪表。精馏塔是化工生产中十 分重要的设备。乙醇在工业、医药、民用等方面，都有广泛的应用，是一种重要的化工原料。在 很多不同的方面， 要求乙醇有不同的纯度， 甚至是无水乙醇。 而由于乙醇极具挥发性， 想得到高纯度的乙醇很困难。 要把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度， 可以用连续精 馏的方法。 精馏是同时进展屡次局部汽化和局部冷凝的过程， 可使混合液得到几乎完 全的分别。此次化工原理设计是乙醇水精馏塔的设计。第一章 概述精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜再沸器 、冷凝器、釜液冷却器和 产品冷却器等设备。热量自塔釜输入， 物料在塔内经屡次局部气化与局部冷凝进展精 馏分别，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。工业上对塔设备的主要要求： 1生产力气大；2传质传热效率高； 3气流 的摩擦阻力小； 4操作稳定，适应性强，操作弹性大； 5构造简洁，材料耗用量 少；6制造安装简洁，操作修理便利。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。型选择任何塔设备都难以满足上述全部要求， 设计者应依据塔型特点、 物系性质、 生产 工艺条件、操作方式、设备投资操作与修理费用等技术经济评价以及设计阅历等因素， 依冲突的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。 1筛板塔具有构造简洁， 制造修理便利， 造价低，一样条件下生产力气高于浮阀塔， 塔板效率接近浮阀塔的优点。 其缺点是稳定操作范围窄， 小孔径筛板易堵塞， 不适宜 处理粘性大的，脏的和带固体粒子的料液。而乙醇水料液完全可以避开这一缺点， 故本设计塔型选择筛板塔。作压强选择精馏操作压强常取决于冷凝温度。 一般，除热敏性物料以外， 凡能通过常压蒸馏 不难实现分别要求， 并能通过江河水或循环水将馏分冷凝下来的系统都应承受常压蒸 馏。故本设计操作压强为常压。料热状态选择原则上， 在供热量确定状况下， 热量应尽可能由塔底输入， 使产生的气相回流在 全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采1用一样塔径以便于制造，则常承受泡点进料，需增设原料预热器。本设计即承受泡点 进料。1.4 加热方式蒸馏大多承受间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可承受直接蒸汽，例如蒸馏釜 残液中的主要组分是水，有时也可承受直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中主要组分是水， 且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时可承受直接蒸汽加热，利用压强较低的加热蒸汽以节约操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的参与，对釜内溶液起确定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率确定的前提下，釜液浓度相应降 低，故需在提馏段增加塔板以到达生产要求。本设计承受应用更广泛的间接蒸汽加热。1.5 回流比的选择选择回流比，主要从经济观点动身，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经in验值 R = 1.12.0 Rn 式R 为操作回流比；FU 为最小回流比。对特别物系与场 合，则应依据实际需要选定回流比。本设计参考同类生产的流比。R = 2Rm in1.6 精馏流程确实定R 阅历值选定，确定回回；令却水选;壮水”和河乙醇、水混合料经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽承受全 凝器冷凝后，一局部作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。 塔釜承受 间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程简图如图 1 所示。图 1 连续精馏装置流程简图其次章主要根底数据2.1 水和乙醇的物理性质乙醇和水的根本参数见表 1，液相密度见表 2，液体外表张力见表 3名称分子式沸点/r水乙醇2C2H5O HH O分子量18.02 10046.0778.3临界温度/r373.91240.77临界压强/kPa 22.056.148表 2 乙醇和水液相密度0kg/m表 3 乙醇和水液体外表张力温度/ r乙醇外表张力X 103 /N/m水外表张力X 103/N/m203040506022.321.220.419.818.87018.064.3809017.116.5272.671.269.667.766.262.660.7表 1 水和乙醇的根本参数温度/C2030乙醇密度 795785水k密g/度m 998.27995.45060708090100110777765755746735730716703992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4”951.010011015.214.458.856.92.2 常压下乙醇一水的气液平衡数据常压下乙醇一水的气液平衡数据如表4 所示沸点 t,r99.999.899.799.599.2乙醇分子，液相0.0040.040.050.120.23%乙醇分子，液相0.0530.510.771.572.90%沸点 t,r8281.380.680.179.85乙醇分子，% 液相27.333.2442.0948.9252.68乙醇分子，% 液相56.4458.7862.2264.7066.28表 4 乙醇一水系统 t X y 数据99.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7582.317.4125.7551.6755.7478.278.1585.9789.4186.4089.41MF = 0.14446 +(1 -0.144)=0.828) 18 =18:22.032 kg/kmolM = 0.82846 +(1 -41.184 kg/kmolMW = 0.000393.1.3 物料衡算年处理量总物料衡算易挥发组分物料衡算46 +(1-0.00039)18 = 18.011 kg/kmolFF=D+WF”=17500t/aX X= D X X+ W X XFDW3.1.2 平均分子量848-80b0-09e68feaee5b-Numbered_bf4f8716-353,B,C Antoine 常数组分乙醇水A 8.044967.96681第三章B 1554.31668.21C 222.65228设计计算3.1 塔的物料衡算3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率FXW /M乙醇30%/46WFF/M(1 W乙醇)/MF水30%/46 (1 30%)/180.144WD /M 乙醇92.5%/46XD = W /M(1 W )/M92.5%/46 (1 92.5%)/180.828D乙醇D水Ww / M 乙醇0.1%/46X=WWw / M 乙醇(1 - Ww ) / M 水0.1%/46 (10.1%)/18 0.00039F 17500t/a7200h/a10 伽22.032kg/kmol110.32kmol/h联立总物料衡算和易挥发组分物料衡算解得:W=91.18 kmol/h D=19.14 kmol/h3.2 塔板数确实定3.2.1 理论塔板数 Nr 的求取表 5 A,B,C Antoine 常数乙醇、水属抱负物系，可承受 M.T.图解法求 Nr依据乙醇一水的气液平衡数据表 4作 y-x 图，如图 2。mn1求最小回流比 R及操作回流比乙醇一水体系的平衡曲线有下凹局部，0. 333，即 RminXD0. 3331. 486自 a X ，y作平衡线的切线切于其下凹局部，并延长与y 轴相交，截距DD取操x作回流比 R=2R=2*1.486=2.9722求理论板 N。精馏段操作线方程：Dmin图 2 乙醇、水的 y-x 图及图解理论板如图 2 所示，按 M.T.图解法求得：N = 15-1 层不包括再沸器。其中精馏段理论板数为 11 层，提馏段为 3 层 不包括再T沸器，第 12 层为加料板。T3.2.2 全塔效率 E 的求取 依据塔顶、塔底液相组成查表 4,用内插法求温度得：83. 8779. 8278. 27 78. 482. 879. 8278.3 C ，同理 t99. 8 CyRxDD0. 7482xx89. 05 C20850.R 1tD78.4W89.05 C 时，乙醇和水的粘度分别为：0.410 mPas 和 0.325 mPas2 ，该温度下进料液相平均粘度为：口乙醇水o.144C1 o. 144口0. 337 mPa-s8故ET0. 17 0. 616lg m 0. 173.2.3 实际塔板数 N精精馏段N二 11/0.43 = 25.6，取 26 层0. 616 lg 0. 3370.430943%提提馏段 N二 3/0.43= 6.98，取 7 层3.3 塔的工艺条件及物性数据计算3.3.1 操作压强 PnD塔顶压强 P4101.3105. 3kPa，取每层塔板压强降 AP0. 7kPa，则进料板压强和塔底压强分别为FWP105.326 0. 7123.5kPa ； P= 105. 3 33 0.7128. 4kPa105. 3123. 5m 精P114.精馏段和提馏段平均操作压强为m温度 t4kPa123.5128.4125. 95kPa； Pm 提2依据操作压强，依下式试差计算操作温度:PPAXABXB安托因方程：lg p0式中：p 在温度为 常数，其值表 5。计算结果如下：BA -T CT 时的饱和蒸汽压，mmHT温度;，°C；A,B,CAntoineP°式中：x溶液中组分的摩尔分数；P溶液上方的总压，Pa； p 同温度下纯组 分的饱和蒸汽压，Pa 下标 A 表示易挥发组分，B 表示难挥发组分。其中水、乙醇 的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。108. 044961554. 3t222. 651668. 210. 1330. 82810t2280. 1330. 172105. 3塔顶温度27.966812o解得 t= 81.98 CF同理得：t= 104.02C ，t= 110.17。则精馏段平均温度和提馏段平均温度为:w81.983.3.3 平均摩尔质量 M104.0293. 0C104.2110.17107. 1CLo 11塔顶x y0. 828X0.811由气液平衡曲线得22MV/Dm0. 82846(1 0. 828) 1841.184kg / kmolMLDm0. 81146(1 0. 811) 1840. 708kg / kmol进料板yF0. 3605xF0. 0608同理得MV/F28.094kg/ kmol ； M19. 7024kg / kmolmLFm塔底yWx0. 00039同理得V/Wm0. 004618. 129kgWM/ kmol ； MLwm18. 01kg / kmol则精馏段和提馏段的平均摩尔质量分别为:1041.18440. 70819. 7024230. 205kg / kmolM/nm 精)228.09434. 639kg / kmol18. 12928. 094223. 112kg / kmol18. 0119. 7024MLm 提)23.3.4 平均密度 pm(1) 液相密度 P18. 856kg / kmolD塔顶温度 t= 81.98 C,依据表 2 由内插法得 81.98 C 时水和乙醇的密度90 8081.9880乙730 735735乙908081.9880734. 01kg / m3水970. 51kg / m965.3971.8971. 8水LmD0. 9250. 075依下式 1 / Lm/(为质量分数)B LB734.01970. 51LmD747. 67kg / m3同理求得进料板和塔底液相密度884. 97kg / m3 ； LmW 970. 20kg / m3LmF故精馏段和提馏段的平均密度分别为Lm 精)(747. 67884.97)/2816. 32kg / m3 ；提)Lnm(970. 20 884. 97) / 2927. 58kg / m3mpM114.434. 639精mV( 精)RT8.314(93.0273. 15)1. 302kg / m3m 提pM125. 9523. 112mV( 提)RT8. 314(107. 1273. 15)精馏段和提馏段的气相密度p0. 921kg / m3v3.3.5 液体外表张力 om塔顶温度 tD = 81.98 C,依据表 3 由内插法得 81.98 C 时水和乙醇的外表张力908081.988017. 15-乙17. 1590 8081.98 8016. 96mN/ m62. 22mN/ m60. 7 62.6水62.6同理得进料板和塔底乙醇与水外表张力14. 88mN/ m58. 04mN / m14. 39mN/ m58. 77mN/ m乙WnmDXii0. 82816. 96(10. 828)62. 22i 124. 74mN/ mnmFXi i.i 10 06114. 88(10. 061)58. 0440. 56mN/ mxn014.(0.58.00043910004)7758. 02mN/ mmWiii 1则精馏段和提馏段平均外表张力分别为m(精)24. 74406232. 65mN/ m58. 0240. 56-m 提)249. 29mN/ mm3.3.6 液体粘度山塔顶、进料板、塔底所对应的温度下水的粘度分别为水 D 0. 348m a s水 F 0. 269m a s水 w塔顶、进料板、塔底所对应的温度下乙醇的粘度分别为20.250m a s乙 D0. 448 m as乙0. 333m a s乙 D0. 300m a sFLmD0. 828 0.448(10. 828 0. 3480. 433m a sLmF0. 061 0.333(10. 061 0. 2690. 295m a sLmW0. 00040.300(10. 0004 0.2500. 251m a s则精馏段和提馏段平均液相粘度分别为0. 4330. 295Lm 精20. 364m a s0. 2950. 251Lm 提20. 273m a s3.4 气液负荷计算精馏段气液负荷计算如下：V R 1D 2. 9721 19. 1476. 024kmol / hVMm 精)76.Vs，精02434. 6391.3020. 56m3 / sL3600 vm 精RD 2. 972360056. 884kmol /hLs,精LM3600 精19. 1456.m 精88430. 205816. 320. 0006m3 / sLm3600Lh，精LS36000. 000636002. 105m3 / h同理得提馏段VMm 提76. 02423. 1123600 Vm提LMlm 提3600 Lm 提360056.88436000.9210. 530m3 / s18. 856927. 580. 00032m3 / sVs,提1LS 提3.5 塔和塔板主要工艺尺寸计算3.5.1 塔径 D塔径 D/m0.3-0.50.50.80.8-1.61.62.42.4-4.0板间距 H /mmT200 -300250350300-450350600400-600表 6 板间距与塔径的关系TL参考表 6,初选板间距 H =0.30m ,取板上液层高度 h =0.06m,故HTh300. 24 m0.L0. 06( L )(VXS2L)1SV0. 00060. 561816. 32 21. 3040. 026810i.no图 3 Sminth 关联图查图 3 可知，C200.05，依照下式校正 CCC20()0.220 200. 0532_650. 20.055Umax0. 055816.32V 1.3041. 3041.375m / s取安全系数为 0.7，则故 D43. 140.560. 96250. 86mu 0. 7umax 0. 71. 3750. 9625m / s按标准，塔径圆整为 1.0m，则空塔气速 u43. 140. 561. 020. 713m/ s塔内各段负荷差异不大，各段塔径保持全都。则提馏段空塔气速弘提40. 53u 提D23. 14120. 675m / s3.5.2 溢流装置依据塔径和液体流量承受单流型、进口堰。各项计算如下。w1 溢流堰长 lw取 I=0.6D，即wl0. 610. 6mhWhwhLhow弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰。不设由 lw / D 0.6/10.6，L / l .52. 105”0. 62 57. 55m，查图 4,知 E=1.03。22则 how2.841000 匚 ELh 32. 8410001.032. 105入0. 007mw(2)出口堰高 h故 hw 0. 070.007w 提同理求得提馏段 h=0.056m0.053m由 lw / D 0.6/10. 6 查图 5 得 Wd / D0. 098， A / 片0. 054故W0. 098 10. 098m A0. 054D20. 042m2d4（3） 降液管管宽度 W 与降液管面积 A由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即0. 0420. 3021s 5sL0. 0006s符合要求u提AHfT0. 042 0. 30gL0. 00032提39. 375s 5s°（4） 降液管底隙高度 h取液体通过降液管底隙的流速 u” = 0.04m/s，依下式计算降液管底隙高度 ho:1 Wu0ho 精Lg0. 0006 0760T040. 025mho 提J，提0. 000320. 015m1 Wu00760704o.oi i o<4 0,50.6 0.7 0,8 0.91.03.5.3 塔板布置图 5 弓形降液管的宽度和面积（1） 取边缘区宽度 W= 0.035m，安定区宽度 W= 0.065m（2） 依下式计算开孔区面积 AAa 2X R2 X2 訐0. 4652 sin 1 仝371800. 4652 0. 337.0. 46520. 33720. 813m2其中D (Wd Ws)2(0. 0980.065)0. 337mW0. 0350. 465m2C图 6 中 h图 4-8出口堰高 h图 6 塔板构造参数h降液管底隙高度0h 进口堰与降液管w 的水平距离ih进口堰高 HW降液管中清液层高度dH 板间距 ITW堰长 Wd弓形降液管咼度W 无效周边咼度 W 安定区宽度 D 塔径 R t CS鼓泡区半径 x 鼓泡区宽度的 1/2 同一横排的阀孔中心距单位均为 m以上各参数及塔板布置图见图 6。o3.5.4 筛孔数 n 与开孔率 取筛孔的孔径 d = 5mn,正三角形排列，一般碳钢的板厚 为 3mm,取 t/d= 3.0,0故孔中心距 t 3 515mm 1158103115810 A0.8134184 孔t2依下式计算塔板上的筛孔数 n152AL % r % 0.9°710. 1%/Atda03. 020依下式计算塔板上的开孔区的开孔率每层塔板上的开孔面积 A 为A 0. 1010. 8130. 082 m2u0 精V_0. 56A 0.0826. 83m/u0 提VsA0. 0826.46m/ s气体通过筛孔的气速N1 H260. 37. 5m精TZN1 H提提T0. 31. 8m3.5.5 塔有效高度 Z3.5.6 塔高计算实际塔板数为 33,选取每 8 层塔板建立一个人孔，故人孔数为 5 个，设人孔处 板间距为 600mm进料段高度为 500mm 塔顶空间 Fb=1.8 HT=1.8*300=540mm 取塔底停留时间为 3min,贝 U 塔底空间高度取 1000mm 由下式计算塔高得FpTH = n - n - n - 1H+ mH + 叶耳 + % + H33131 0.30.530.60.54112.24m式中：塔高 H不包括封头、裙坐 n实际塔板数；nF进料板数HF进料板处板间距，mnp板间人孔数Hp设人孔处的板间距，mHD塔顶空间，m 不包括头盖局部HB塔底空间，m 不包括底盖局部3.6 筛板的流体力学验算p3.6.1 气体通过筛板压强降的液柱高度 h依式hphehihc1干板压强降相当的液柱高度hO依 d。/5/3 1.67，查图 7，C0.78图 8 充气系数关系图20°.°5 哙2) °.°51 精21. 3040.67 =0 2816. 320. 00625m21图 7 干筛孔的流量系数i(2) 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度hVs0. 560. 75m/ s22ATAf3.14/ 412 .0 0.042FauaV0.75. 1. 3040.86由图 8 查取板上液层充气系数 B 为 0.68。h(3) 抑制液体外表张力压强降相当的液柱高度a432. 6510 3h0. 00326m依式Lgdo816. 329. 810. 005pe,hhh精0.006250. 04080.003260. 0503m单板压强