乙醇-水连续筛板精馏塔的设计

课程设计说明书题目乙醇—水连续筛板式精馏塔的设计课程名称化工原理院系专业班级学生姓名学号指导教师目录第一章绪论 (2)一、目的： (2)二、已知参数： (3)三、设计内容： (3)第二章课程设计报告内容 (3)一、精馏流程的确定 (3)二、塔的物料衡算 (4)三、塔板数的确定 (4)四、塔的工艺条件及物性数据计算 (6)五、精馏段气液负荷计算 (10)六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 (10)七、筛板的流体力学验算 (16)八、塔板负荷性能图 (18)九、筛板塔的工艺设计计算结果总表 (22)十、精馏塔的附属设备及接管尺寸 (23)第三章总结 (23).乙醇——水连续精馏塔的设计第一章绪论一、目的：通过课程设计进一步巩固课本所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。

在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇70%的乙醇—水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于90%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均为质量分数）。

二、已知参数：（1）设计任务●进料乙醇 X = 70 %（质量分数，下同）●原料流量 Q = 20t/d●塔顶产品组成 > 90 %●塔底产品组成 < 0.1 %（2）操作条件●操作压强：常压●精馏塔塔顶压强：常压●釜加热方式:直接蒸汽●进料热状态：饱和蒸汽进料●回流比：自定待测●冷却水： 20 ℃●加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPa●单板压强：≤ 1kpa●塔顶为全凝器，中间饱和蒸汽进料，筛板式连续精馏三、设计内容：（1）设计方案的确定及流程说明（2）塔的工艺计算（3） 塔和塔板主要工艺尺寸的计算（a 、塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定；b 、塔板的流体力学验算；c 、塔板的负荷性能图） （4） 设计结果概要或设计一览表 （5） 精馏塔工艺条件图（6） 对本设计的评论或有关问题的分析讨论第二章 课程设计报告内容一、精馏流程的确定乙醇、水混合料液经原料预热器加热至饱和后，送入精馏塔。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。

塔釜采用直接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

二、塔的物料衡算(一) 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数48.018/3046/7046/70=+=F x78.018/1046/9046/90=+=D x0004.018/9.9946/1.046/1.0=+=W x(二) 平均摩尔质量kmol kg M F /44.3118)48.01(4648.0=⨯-+⨯= kmol kg M D /84.3918)78.01(4678.0=⨯-+⨯= kmol kg M W /01.1818)0004.01(460004.0=⨯-+⨯=(三) 物料衡算原料液流量 F=20000/(24*31.44)=26.51 kmol/h总物料衡算 F W D =+ 易挥发组分物料衡算 F x W x D x F w D =+ 联立以上三式得h kmol F /51.26= h kmol D /68.14= h kmol W /83.11=三、塔板数的确定(一) 理论塔板数T N 的求取乙醇、水属理想物系，可采用M.T.图解法求TN1.根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x 图附表 乙醇—水气液平衡数据图：乙醇—水的y-x 图及图解理论板2. 乙醇—水体系的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a （,,,D D x x ）作平衡线的切线并延长与y 轴相交，截距424.01min =+R x D839.0min =R取操作回流比68.1839.025.1min =⨯==R R 故精馏段操作线方程 11+++=R x x R Ry D n即291.0627.0+=x y3.作图法求理论塔板数T N 得层11=T N （包括再沸器）。

其中精馏段理论板数为7层，提馏段为4层（包括再沸器），第4层为加料板。

精馏段：h kmol D R L /66.2468.1468.1=⨯=⨯=h kmol D R V /34.3968.14)168.1()1(=⨯+=+=提馏段：h kmol L qF L L /66.24==+='h kmol F q V V /83.1251.2634.39)1(=-=--='(三)实际塔板数N精馏段1450.07==精N 层 提馏段850.04==提N 层 全塔板数： N= 22 块四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算 （一）操作压强P m塔顶压力kPa P D 3.101= 取每层塔板压强降Pa 1k P =△则进料板压强kPa P F 3.1151143.101=⨯+= 塔底压强压强Pd=101.3+22*1=121.3kpa精馏段平均操作压强kPa P m 3.10823.1153.101=+=提馏段平均操作压强kPa P m 3.11823.1213.115=+=（二）温度t m依据操作压力，通过方程试差法计算出露点温度，其中水、乙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。

① 方程为B B A Ax p x p P 00+= 式中：x —溶液中组分的摩尔分数；P —溶液上方的总压，Pa ；0p —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）② 安托因方程为CT BA p +-=0lg 式中：0p —在温度为T 时的饱和蒸汽压，mmHgT —温度，℃A,B,C —Antoine 常数，其值见下表。

附表 Antoine 常数计算结果如下： 塔顶温度 公式：3.10122.0133.01078.0133.01022821.166896681.765.2223.155404496.8=⨯⨯+⨯⨯+-+-t t℃75.81=D t进料板温度 公式：3.11552.0133.01048.0133.01022821.166896681.765.2223.155404496.8=⨯⨯+⨯⨯+-+-t t℃31.87=F t塔底温度 公式：3.1219996.0133.0100004.0133.01022821.166896681.765.2223.155404496.8=⨯⨯+⨯⨯+-+-t t℃04.100=w t则精馏段平均温度℃53.84231.8775.81=+=M t提馏段平均温度℃68.93204.10031.87=+=N t（1）相对挥发度α的计算：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。

（2）求L αμ平均温度 t ∆= =90.90 (0C)下μA = 0.449mpas μB =0.3281 mpas 则μL =F x A μ＋（1－F x ）Bμ=0.48×0.449＋（1－0.48）×0.3281=0.3861mpasαμ= 2.32×0.3861=0.8958L（2）求板效率E Tαμ=0.8958，由《化工原理(下)》41页图10-20查得E T=50%，由L查[]2书得：不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示：表2-1①根据以上数据画出以下乙醇-水的t-x（y）相平衡图，以及乙醇-水的x-y图，见图1和图2.（三）平均摩尔质量M m塔顶 78.01==y x D 查气液平衡曲线，可得60.01=xkmol kg M VDm /84.3918)78.01(4678.0=⨯-+⨯= kmol kg M LDm /8.3418)60.01(4660.0=⨯-+⨯=进料板 即查气液平衡曲线，可得52.0=F y 19.0=F xkmol kg M VDm /56.3218)52.01(4652.0=⨯-+⨯= kmol kg M LDm /32.2318)19.01(4619.0=⨯-+⨯=则精馏段平均摩尔质量：kmol kg M Vm /2.36256.3284.39(=+=精）kmol kg M Lm /06.29232.238.34(=+=精）平均密度m ρ 由[]6书和[]7书：1/LM ρ=a A /LA ρ+a B /LB ρ A 为乙醇 B 为水 塔顶：在81.75℃下：LA ρ=744.289(3/m kg ) LB ρ=972.870(3/m kg )LMDρ1=0.90/744.289+（1-0.90）/972.870 则LMD ρ=758.716( 3/m kg )进料:在进料温度87.31℃下：LA ρ=729.9(3/m kg ) LB ρ=965.3(3/m kg )a A =149.002.18)48.01(07.4648.007.460639.0=⨯-+⨯⨯LMFρ1=3.965)149.01(9.729149.0-+则LMF ρ=921.0(3/m kg ) 即精馏段的平均液相密度LM ρ=(758.716+921.0)/2=839.858(3/m kg ) 平均气相密度VM ρ=RTPM VM ==+⨯⨯)15.27390.90(314.82.363.111 1.180(3/m kg ) 液体平均粘度LM μ液相平均粘度依下式计算：μμii lmx lg lg ∑=(1)塔顶: 查[]6书和[]7书中图表求得在81.75℃下：A 是乙醇，B 是水DA μ=0.504s mpa ⋅; DB μ=0.367s mpa ⋅; lg LD μ=0.78⨯lg(0.504)+0.22⨯lg(0.367) 则LD μ=0.477 (s mpa ⋅)(2)进料: 在87.31℃下：FA μ=0.428 s mpa ⋅; FB μ=0.3165s mpa ⋅。

lg lF μ=0.48⨯lg(0.428)+0.52⨯lg(0.3165) 则lF μ=0.3226 (s mpa ⋅)lm μ=（LD μ+lF μ）/2=（0.477+0.3226）=0.3998液体表面张力m σ(1)塔顶: 查[]6书和[]7书求得在81.75℃下：447.18=A σm mN / 974.62=b σmmN /194.26974.6222.0447.1878.0=⨯+⨯=MD σ(m mN /)(2)进料: 在85℃下：29.17'=A σm mN / 79.60'=b σ m mN /01.5879.6052.029.1748.0=⨯+⨯=MF σ(m mN /)则 m σ=(MD σ+MF σ)/2=(26.194+58.01)/2=42.102(m mN /五、精馏段气液负荷计算s m VM V Vm Vm S /369.018.1360084.3934.3936003((=⨯⨯==精）精）ρs m LM L Lm Lm S /00024.0858.839360006.2966.2436003((=⨯⨯==精）精）ρh m L L S h /864.0360000024.036003=⨯=⋅=六、塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）塔径D参考表4-1，初选板间距m H T 45.0=,取板上液层高度m h L 07.0=表4-1 板间距与塔径的关系m h H L T 38.007.045.0=-=-0174.018.1858.839369.000024.0))((2121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=V L S S V L ρρ图4-5 Sminth 关联图查图4-5可知，075.020=C ，依照下式校正C087.02010.42075.0)20(2.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯==σC Cs m Cu V V L /32.218.118.1858.839087.0max =-=-=ρρρ 取安全系数为0.70，则s m u u /62.132.27.070.0max =⨯==故m u V D S 54.062.114.3369.044=⨯⨯==π按标准，塔径圆整为0.6m ， 则空塔气速s m D V u S /31.16.014.3369.04422=⨯⨯=='π （二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。