化工原理课程设计精馏塔详细版

广西大学化学化工学院化工原理课程设计任务书专业：班级：姓名：学号：设计时间：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95——96℃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=（1.1——2.0）R。

min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，P＝1 atm（绝压）。

2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃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％(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=(1.1—2.0)R。

min1.1.3 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, 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78.3o C，塔底温度为水的沸点96.0o C表2-1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：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② 通过试差法求出塔顶、塔底、进料处、加料板的乙醇气相组成17.05.95903891.017.00.895.95--=--进料板Y0190.05.95900721.00190.00.895.95--=--进料板X解得 X 进料板=0.0639 Y 进料板=0.355③计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度计算公式为：XaYa 1Xa 1Ya ）（）（α--=顶Y --=--8943.03.7815.788943.07815.015.7841.78Y顶=0.82928943.015.783.788943.07472.015.7841.78--=--顶XX 顶=0.809417.05.959617.005.95100--=--顶Y0190.05.9596019.005.95100--=--底X塔顶：α顶=1.123 塔底：α底=8.957 加料板：α加料板=8.063④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。

α底顶αα==2.322.1.2全塔物料衡算原料液中：设 A 组分－乙醇; B 组分－水查[6]书和[7]书得:乙醇的摩尔质量：M 乙=46.07 kg/kmol水的摩尔质量： M 水=18.02 kg/kmol826.002.18/0759.007.46/9241.007.46/9241.0=+=D x0000782.002.18/98.007.46/02.007.46/02.0=+=W x因为入口的原料液是上游为95——96℃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，则原料处理量：D =3401040.51(/)24(0.826546.070.1718.02)kmol h ⨯=⨯⨯+⨯ 206.000000782.0826.00000782.017.0=--=--=W D W F X X X X F D h kmol /196.650F =h kmol D F W /156.14040.51196.650=-=-=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：x A =0.0639 y A=0.3554由 F F x = L x A + V y A和 F = L + V 得 L = 125.26（kmol/h ），∴q = L /F = 0.6360则：q 线方程为 y =11F x qx q q ---= -1.747x+0.467 塔顶和塔釜温度的确定由t-x-y 图可知: 塔顶温度t D =78.30℃，塔底温度t w = 96.00℃，△t=1/2(t D+t w)=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：{355.00639.0====进料板进料板Y y X x q q618.10639.0355.0355.0826.0min =--=--=qq q D x y y x RR=1.5*R min =1.5*1.618=2.427操作方程的确定精馏段：h kmol D R L /318.9851.40427.2=⨯=⨯=h kmol D R V /828.13851.40)1427.2()1(=⨯+=+=提馏段：h kmol qF L L /387.223650.196*636.0318.98=+=+='h kmol F q V V /247.67650.196*)636.01(828.138)1(=--=--='、精镏段操作方程：b292.0708.0826.0*828.13851.40828.138318.981+=+=+=+n D n n x Xn x V D x V L y 提镏段操作线方程：000182.0322.30000782.0*247.67140.156247.67387.2231-=-='-''=+n w n n x Xn x V W x V L y 相平衡方程为：nnn n n n n y y y y Xn x x y 32.132.2)1()1(1-=--=⇒-+=αααα板效率及实际塔板数的确定（1）求αμL平均温度 t ∆=87.15 (0C)下μA = 0.449mpas μB =0.3281 mpas 则μL =x F μA ＋（1－x F ）μB=0.17×0.449＋（1－0.17）×0.3281 =0.3487mpasαμL =2.35×0.3487=0.8194 （2）求板效率E T由αμL =0.8194，由《化工原理(下)》164页图10-20查得 E T =51%，偏低；实际工作E T 有所提高,因此取E T =70%. （3）求实际板数由 TT E N N 1-=得 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 = 101.325温度 t m t D =78.300C t F =900C t w =96.000C∴t m =015.8429030.782=+=+F D t t C 定性组成(1)塔顶 y 1= X D = 0.826 查平衡曲线得到 x 1=0.810 (2)进料 y f =0.355 x f =0.0639 平均分子量 m M 查附表知: (1)塔顶：MVDm=0.826⨯46.07+(1-0.826)⨯18.02=41.189（mol g /） MLDm=0.810⨯46.07+(1-0.810)⨯18.02=40.730（mol g /） (2)进料: MVFm=0.355⨯46.07+(1-0.355)⨯18.02=27.978（mol g /）MLFm=0.0639⨯46.07+(1-0.0639)⨯18.02=19.810（mol g /）平均分子量MVm =2VFm VDm M M +=2978.27189.41+=34.584（mol g /）MLm =2LFM LDM M M +=2810.19730.40+=30.270(mol g /)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78.30℃下：LA ρ=744.289(3/m kg ) LB ρ=972.870(3/m kg )LMDρ1=0.9241/744.289+（1-0.9241）/972.870 则LMD ρ=758.716(3/m kg )进料:在进料温度90℃下：LA ρ=729.9(3/m kg ) LB ρ=965.3(3/m kg )a A =149.002.18)0639.01(07.460639.007.460639.0=⨯-+⨯⨯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 ==+⨯⨯)15.27315.84(314.86.34325.101 1.180(3/m kg ) 液体平均粘度LM μ液相平均粘度依下式计算：μμi i lm x lg lg ∑=(1)塔顶: 查[6]书和[7]书中图表求得在78.3℃下：A 是乙醇，B 是水DA μ=0.504s mpa ⋅; DB μ=0.367s mpa ⋅; lg LD μ=0.826⨯lg(0.504)+0.174⨯lg(0.367) 则LD μ=0.477 (s mpa ⋅)(2)进料: 在90℃下：FA μ=0.428 s mpa ⋅; FB μ=0.3165s mpa ⋅。