分离乙醇水混合液的板式精馏塔.docx

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分离乙醇水混合液的板式精馏塔

化工原理课程设计

、八—

刖言

在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备，而精馏操作则是工业中分离液体混合物的最常用手段。

其操作原理是利用液体混合物中各组分的挥发度的不同，在气液两相相互接触时，易挥发的组分向气相传递，难挥发的组分向液相传递，使混合物达到一定程度的分离。

塔设备的基本功能是提供气液两相以充分的接触机会，使物质和热量的传递能有效的进行；在气液接触之后，还应使气、液两相能及时分开，尽量减少相互夹带。

常用的精馏塔按其结构形式分为板式塔和填料塔两大类，板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板，气体依靠压强差的推力，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在内进行逐级接触。

填料塔内装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。

板式塔具有结构简单、安装方便、压降很低、操作弹性大、持液量小等优点。

同时，也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。

本设计参考了部分化工原理课程设计书上的内容，还得到了老师和同学的帮助，在此表示感谢

由于本人能力有限，经验不足，书中难免会出现一些错误，恳

请大家批评指正。

编者

2011-6-16

第一章设计任务书

1设计题目

分离乙醇-水混合液的板式精馏塔

2设计数据

生产能力：

年处理乙醇-水混合液5.0万吨

原料：

乙醇含量为15%（质量百分比，下同）的常温液体

分离要求：

塔顶含量不低于94%

塔底含量不高于2%

3操作流程的确定和说明

操作压力：

由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低

塔的操作费用，操作压力选为常压。

其中塔顶压力为

5

1.01325105Pa，塔底压力[1.01325105N（265~530）]Pa

塔型选择：

根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。

进料状态：

虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。

加热方式：

精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组

分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个再沸器，并且可以利用压力较低的

蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低

第二章塔板的工艺设计

第一节精馏塔全塔物料衡算

F：

原料液流量（kmol/s）x

D：

塔顶产品流量（kmol/s）x

F：

原料组成（摩尔分数，下同）

D：

塔顶组成

W塔底组成

原料乙醇组成：

15/46

xf5.37%

15/4685/18

W塔底产品流量（kmol/s）x

塔顶组成：

xd94/4685.98%

94/466/18

塔底组成:

2/46

xw

2/4698/18

0.79%

进料量：

F

43

5°万吨/年=21010（°.15/46。

出/18）

30024360°

0.0974kmol/s

FDW

FxfDxdWx^

联立方程组解得：

D0.00524kmol/s

W0.09218kmol/s

第二节

计算温度、密度、表面张力、粘度、相对

物料衡算式为:

挥发度气液相及体积流量

温度/oc

液相

气相

温度/oc

液相

气相

温度/°C

液相

气相

100

0

0

82.7

23.37

54.45

79.3

57.32

68.41

95.5

1.90

17.00

82.3

26.08

55.80

78.74

67.63

73.85

89.0

7.21

38.91

81.5

32.73

59.26

78.41

74.72

78.15

86.7

9.66

43.75

80.7

39.65

61.22

78.15

89.43

89.43

85.3

12.38

47.04

79.8

50.79

65.64

84.1

16.61

50.89

79.7

51.98

65.99

表一.常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系

液相组成X1:

84.182.7

16.61

23.37

气相组成y1:

84.1

82.7

50.89

54.45

所以Ml1460.148218

⑵提馏段：

0

94.43

C

液相组成X2

:

95.5

89.0

:

1.9

7.21

气相组成y2

:

95.5

89.0

:

17.0

38.91

所以ML2

460.0277

84.4782.7

x1=1482%

x123.37

八11"T・O厶/U

84.4782.7

y1=49.95%

y154.45

（10.1482）22.15kg/kmol

94.4389.0

x22.77%

x27.21

94.4389.0

y234.70%

y238.91

18（10.0277）

18.78kg/kmol

表二.不同温度下乙醇和水的密度

温度/oc温度/oc

求得在「和焉下的乙醇和水的密度

在精馏段：

液相密度L1:

B=0.5005

式中下角标，W0、S分别代表水、有机物及表面部分，XwX。

指主体部分的分子体积，W、0为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。

（1）精馏段:

「84.47C,

温度/oc

70

80

90

100

乙醇表面张力

/10-2N/m

18

17.15

16.2

15.2

22

水表面张力/10-N/m

64.3

62.6

60.7

58.8

乙醇表面张力：

90

80

16.2

17.15

丁16725；

9084.47

16.2

乙

乙

水的表面张力：

90

80

901

84.47

水61.751o

60.7

62.6

60.7

水

⑵提馏段：

爲

94.43C

乙醇表面张力：

100

90

100

94.43

乙15.757;

15.2

16.2

15.2

乙

水的表面张力：

100

90

100

94.43

水59.848o

58.8

60.7

58.8

水

?

184.47C,查表得

:

水

=0.3442mPa.s，

醇=0.431mPa.s

亍294.43c，

查表得：

水=0.2973mPa.s

醇=0.372mPa.s

精馏段粘度：

1

醇X1

水（1

X1）

提馏段粘度：

2

醇X2

水（1

X2）

（1）

精馏段挥发度：

由Xa=0.1482,y

B=0.4995得xb=0.8515,y

所以

yAxB0.49950.8515

yBxa0.50050.1482

（2）提馏段挥发度：

由Xa=0.0277,yb=0.3470得Xb=0.9723,yb=0.6530

yAxB0.3470.9723

yBxA0.6530.0277

因为是饱和液体进料，所以q=1,又因xF=0.0537,所以q为一条直线x-y相图如下所示：

根据x-y相图得：

RminXD虫0.85980.32122.013

yqxq0.32120.0537

L1881.24kg/kmol,V11.09kg/kmol。

（2）提馏段：

因为本设计为饱和液体进料，所以q=1

L2940.88kg/kmol,V20.905kg/kmol。

第三节理论塔板的计算

理论板：

指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。

理论板的计算方法：

可采用逐板计算法，图解法，在本次试验设计中采用图解法

根据1.01325105Pa下，乙醇-水气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y

曲线图，泡点进料，所以q=1，即q为一条直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，如图所示：

Xq=0.0537,yq=0.3212,所

以Rmin2.013，操作回流比等于：

R1.5Rmin1.52.013

3.02。

已知：

精馏线操作方程：

yn1

R

xn

Xd

0.751Xn

0.214

R1

R1

提馏线操作方程：

Yn1

LqF

■y

Wxw

0.539xm0.0347

LqF-W

m

LqFW

在图上作操作线，由点（0.8598，0.8598）起在平衡线和操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.0079为止，由此得到理论版NT=25块（包括再沸器），加料板为第22块理论板。

板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体的力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。

板效率可用奥康奈尔公式

-0.245—“

Et=0.49L计算。

（1）精馏段

已知：

5.73，L1=0.3562mPa.s

所以Et0.49（5.730.3562）0.2450.411,

（2）提馏段

已知：

18.65，L2=0.2994mPa.s

所以Et0.49（18.650.2994）0.2450.322,

NP提业卫二丄6.21，故Np精6块。

Et0.322

全踏所需实际塔板数：

NpNp精Np提=48+6=54块。

加料板位置在第49块塔板

第四节塔经的初步设计

塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。

在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的面积，应保证有适宜的气体速度。

计算塔径的方法有两类：

一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径。

另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。

由于精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。

在初算塔径中，精馏段的塔径可按塔顶第一块板上物料的有关物理参数计算，提馏段的塔径可按釜中物料的有关物理参数计算。

也可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。

目前，塔的直径已标准化。

所求得的塔径必须圆整到标准值。

塔径在1米以下者，标准化先按100mm曾值变化；塔径在1米以上者，按200mm曾值变化，即1000mm1200mm1400mm1600mm•…

塔径标准化以后，应重新验算雾沫夹带量，必要时在此先进行塔径的调整，然后再决定塔板结构的参数，并进行其它各项计算。

当液量很大时，亦宜先核查一下液体在降液管中的停留时间B。

如不符合

要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径的调整。

图4-1史密斯关联图

图中HT――塔板间距，mhL――板上液层高度，mV丄一一分别为塔内气、液两相体积流量，m/s；pv，pl――分别为塔内气、液相的密度，kg/m3。

1.精馏段

取板间距：

Hr=0.45m,hL=0.07m,则Hr-hl=0.38，查图可知：

C2°=0.076.

2.提馏段

取板间距：

Hr=0.45m,hL=0.07m,则Hr-hl=0.38，查图可知：

Go=0.076.

第五节溢流装置

1、堰长lW

取lV=O.75D=O.750.5=0.375m

出口堰高：

本设计采用平直堰，堰上液高度hoW按下式计算

2/3

how-2184E近似取E=1

1000lw

（1）精馏段

（2）提馏段

2、方形降液管的宽度和横截面

杳图得.善0.124，Wd0.176,则Af=0.1240.196=0.0243卅,

Wd0.1760.50.088m

验算降液管内停留时间：

停留时间5s，故降液管可使用

3.降液管底隙高度

（1）精馏段

（2）提馏段

因为ho不小于20mm所以ho满足要求。

第六节塔板布置及浮阀数目与排列

1•塔板分布

本设计塔板直径D=0.5m,采用整块式塔板。

2•浮阀数目与排列

（1）精馏段

取阀孔动能因子F0=9则孔速uO1鼻—8.62m/s口1.09

取边缘区宽度WC=0.03破沫区宽度WS=0.07WD=0.212

计算塔板上的鼓泡区面积，即A2X、R2x2R2arcsin—

180R

比223.1420.0682

所以Aa20.068.0.2220.06820.222arcsin0.31m2

1800.22

在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，取孔心距为t=100mm鼓泡区面

积

2

AaNtt240.10.10.24m2。

因0.24<0.31,故取孔心距为100mm?

合要求，浮阀数为24个。

An

按N=24重新核算孔速即阀孔功能因数

阀孔动能因子为8.73接近9,大致可以算作在9--13范围内，塔板开孔率

为

13.97%。

uO8.37

u1.26

（2）

提馏段

Vs2

0.7850.03929.4622块采用F1型浮阀

在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，按孔心距为t=100mm计算排

间距。

取t=100mm时，排得浮阀数为22块

2

ANtt240.10.10.24m2。

因0.24<0.31,故取孔心距为100mn符合要求，浮阀数为24个

按N=24重新核算孔速即阀孔功能因数

阀孔动能因子为9.70，仍在9--13范围内，塔板开孔率为

—旦12.62%。

uO9.71

第三章塔板的流体力学计算

第一节气相通过浮阀塔板的压降

可根据hp

1.精馏段

heh1h计算

（1）干板阻力Uoci1.82510.02m/s。

V1.09

22

V1uo1.0910.02

因u01uoc1，故hc15.345.340.034m

2l1g2881.249.8

（2）板上充气液层阻力

（3）液体表面张力所造成的阻力

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为

hp10.0340.0350.069m，pp1hp1l1g0.069881.249.8595.89pa

2.提馏段

（1）干板阻力Uoc21-82A11.09m/s。

V0.905

因u02uoc2，故hc25.34~^^5.340.90511.090.032m

2l2g2940.889.8

（2）板上充气液层阻力

（3）液体表面张力所造成的阻力

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为

hp20.0320.0350.067m，pp2hp2l2g0.067940.889.8617.79pa

第二节堰塔

为了防止发生堰塔现象，要求控制降液管中清液高度

HdHthw，即hdhphLhd。

1•精馏段

（1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp1=0.069m

（2）液体通过降液管的压头损失

（3）板上液层高度hl=0.07，则hd1=0.069+0.00006+0.07=0.014m。

2•提馏段

（1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp2=0.067m

（2）液体通过降液管的压头损失

（3）板上液层高度hl=0.07，贝Uhd2=0.069+0.00006+0.07=0.01379m。

则Hthv20.5（0.450.0583）0.254m

可见Hd2Hthw2，所以符合要求。

第三节.雾沫夹带验算

1•精馏段

查得物性系数K1.0，泛点负荷系数Cf0.103

所以,

可见，雾沫夹带在允许的范围之内

2•提馏段

所以,

0.257；0.9051.368.771040.276

泛点率:

940.880.9053.87%80%

10.1010.1474

可见，雾沫夹带在允许的范围之内

第四节塔板负荷性能图

1.

雾沫夹带线

据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线，取泛点率为80%弋入泛点率计算式

（1）精馏段

整理可得雾沫夹带上限方程为：

（2）提馏段

整理可得雾沫夹带上限方程为：

精馏段

Ls（ml/s）

0.02

0.01

3

Vs（m/s）

9.20

6.79

提馏段

Ls（m/s）

0.02

0.01

3

Vs（m/s）

11.59

8.47

2.液泛线

由此确定液泛线，忽略式中h

而Uo乂

do2N

4

（1）精馏段

（2）提馏段

整理后可得：

7；0.154553182.96l|；5.082lS；

在操作范围内，任意取若干个Ls值，算出相应的V；值:

精馏段

Ls1（m/s）

0.001

0.003

0.004

0.005

3

L；1（m/s）

0.525

0.473

0.436

0.388

提馏段

l；2（m/s）

0.001

0.003

0.004

0.005

l；2（m/s）

0.377

0.324

0.280

0.214

3.液体负荷上限线

液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3〜5s

Ah

液体在降液管内停留时间一」3~5s

5

以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则

4.漏液线

对于F1型重阀，依动能因数F。

5作为规定气体的最小负荷的标准，则

2

V；d°Nu。

4

55

（1）精馏段VS1mind>0.7850.0392240.137m3/s

4JvV1.09

55

（2）提馏段VS2min—d0N^0.7850.0392220.138m3/s

47VV0.905

5.液相负荷下限线

取堰上液层高度h°w0.006m作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线

该线于气相流量无关的竖直线。

代入how的计算式:

6.操作性能负荷图

由以上1〜5作出塔板负荷性能图

由塔板负荷性能图可看出：

（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区内的位

（2）塔板的气液负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；

（3）按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限

（Vs）max1.65m3/s,（Vs）min0.57m‘/s

所以，塔的操作弹性为1.65/0.572.89

有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表4

表4浮阀塔工艺设计计算结果

项目

计算数据

备注

精馏段

提馏段

塔径D,m

0.5

0.5

板间距Ht，m

0.45

0.45

塔板型式

单溢流弓

形降液管

整块式塔板

空塔气速u,m/s

1.26

1.31

溢流堰长度G，m

0.375

0.375

溢流堰高度hW,m

0.0663

0.0583

板上液层咼度hL,m

0.07

0.07

降液管底隙高度％,m

0.02

0.02

浮阀数N,个

24

22

等边三角形叉排

阀孔气速Uo,m/s

8.37

9.29

阀孔动能因数Fo

8.73

9.70

临界阀孔气速u°c,m/s

8.62

9.46

孔心距t,m

0.10

0.10

同一横竖、排的孔

心距

单板压降p,Pa

595.89

617.79

液体在降液管内的停留

69.20

12.54

时间,s

降液管内的清液咼度

0.00006

0.00009

Hd,m

泛点率，%

2.41

3.87

气相负荷上限（VS）max

1.65

1.65

雾沫夹带控制

气相负荷卜限（Vs）min

0.57

0.57

漏夜控制

操作弹性

2.89

2.89

第四章塔附件设计

塔的外壳多用钢板焊接，如外壳米用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一一节，然后用法兰连接。

板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装置，如除沫器、人（手）孑L、基座，有时外部还有扶梯或平台。

此外，在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈。

为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。

如图4-1为一板式塔的总体结构简图。

一般说来，各层塔板的结构是相同的，只有最高一层，最低一层和进料层的结构有所不同。

最高一层塔板与塔顶的距离常大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。

最低一层塔板到塔底的距离较大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有10〜15min的停留时间，使

塔底液体不致流空。

塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸气，塔底与再沸器间有管路连接，有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。

若是直接蒸汽加热，则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。

另外，进料板的板间距也比一般间距大。

第一节接管

1.进料管

进料管的结构种类很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。

本设计

采用直管进料管，管径计算如下：

取uF1.6m/s，LP918.19kg/m3

查标准系列选取323.5

2.

回流管

查表取323.5

3.

塔釜出料管

4•塔顶蒸汽出料管

表取453.5

5.塔釜进气管

3506。

6•法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。

（1）进料管接管法兰：

Pg6Dg30HG5010-58

（2）回流管接管法兰：

Pg6Dg30HG5010-58

（3）塔釜出料管法兰：

Pg6Dg40HG5010-58

⑷塔顶蒸汽管法兰：

Pg6Dg300HG5010-58

（5）塔釜蒸汽进气法兰：

Pg6Dg300HG5010-58

第二节筒体和圭寸头