乙醇-水筛板精馏塔设计

乙醇-水连续筛板式精馏塔设计目录一、概述 (3)1.1 设计依据 (3)1.2 技术来源 (3)1.3 设计任务及要求 (3)二、计算过程 (4)1. 塔型选择 (4)2. 操作条件的确定 (4)2.1 操作压力 (4)2.2 进料状态 (4)2.3 加热方式.................................................................................... 错误!未定义书签。

2.4 热能利用 (5)3. 有关的工艺计算 (5)3.1 最小回流比及操作回流比的确定 (6)3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 (6)3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 (6)3.4 热能利用 (7)3.5 理论塔板层数的确定 (7)3.6 全塔效率的估算 (8)N (9)3.7 实际塔板数P4. 精馏塔主题尺寸的计算 (9)4.1 精馏段与提馏段的体积流量 (9)4.2 塔径的计算 (11)4.3 塔高的计算 (13)5. 塔板结构尺寸的确定 (13)5.1 塔板尺寸 (13)5.2 弓形降液管 (14)5.3 浮阀数目及排列 (15)6. 流体力学验算 (16)h (16)6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)p6.2 漏液验算 (17)6.3 液泛验算 (17)6.4 雾沫夹带验算 (18)7. 操作性能负荷图 (18)7.1 雾沫夹带上限线 (18)7.2 液泛线 (18)7.3 液体负荷上限线 (19)7.4 漏液线 (19)7.5 液相负荷下限线 (19)7.6 操作性能负荷图 (19)一、概述乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。

因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。

近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。

山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。

长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。

但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇`水体系的精馏设备是非常重要的。

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

1.1 设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。

1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。

1.3 设计任务及要求原料：丁烯-丙烯板式精馏塔设计设计条件：塔板类型：筛板或浮阀塔；饱和液体进料，进料丁烯含量xF=38%（摩尔分数）；塔顶丁烯含量xD=97%，釜液丁烯含量xW≤6% 总板效率0.6；处理量88kmol/h；回流比R/Rmin=1.1；塔顶操作压力1.65 MPa(表压)。

二、计算过程1. 塔型选择根据生产任务，产品流量为88kmol/h，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。

2. 操作条件的确定2.1 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1.65MPa2.2 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。

2.4 热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。

因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。

虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。

为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。

3. 有关的工艺计算丁烯的的摩尔质量：=28kg/kmol M 丙烯的的摩尔质量：=42kg/kmol M0.38F x = 0.97D x = 0.06w x =料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：()F F F 1=0.3828(10.38)42=36.68kg/kmol A B M x M x M =⨯+-⨯⨯+-⨯ ()D D D 1=0.9728(10.97)42=28.42kg/kmol A B M x M x M =⨯+-⨯⨯+-⨯ ()W W W 1=0.0628(10.06)42=41.16kg/kmol A B M x M x M =⨯+-⨯⨯+-⨯25℃下，原料液中22233998.7/,785/H O CH CH OH Kg m Kg m ρρ==由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2。

表2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度3.1 最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，0.174q f x x ==，过点(0.174,0.174)e 做直线0.174x =交平衡线于点d ，由点d 可读得0.516q y =，因此：min(1)0.7790.5160.7690.5160.174d q q qx y R y x --===--又过点(0.779,0.779)a 作平衡线的切线，切点为g ，读得其坐标为'0.55,'0.678q q x y ==，因此：min(2)'0.7790.6780.789''0.6780.55D q q q x y R y x --===--所以，min min(2)0.789R R == 可取操作回流比min 1(/ 1.27)R R R ==3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为330天，每天开工24小时计，进料量为：3650010368/3302422.3F kmol h ⨯==⨯⨯由全塔的物料衡算方程可写出：0V F D W +=+ 00y =(蒸汽) 65.85/D kmol h = 00f D W V y Fx Dx Wx +=+ 364.85/W kmol h ='W L L qF RD qF ==+=+ 1q =(泡点) 0131.7/V kmol h =3.3 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：(1)()C VD LD Q R D I I =+- 可以查得1266/,253.9/VD LD I kJ kg I kJ kg ==，所以6(11)65.8539.81(1266253.9) 5.30610/C Q kJ h =+⨯⨯-=⨯取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃则 平均温度下的比热 4.174/pc c kJ kg C =⋅º，于是冷凝水用量可求：621 5.30610127120/() 4.174(3525)C C pc Q W kg h c t t ⨯===-⨯-3.4 热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量f Q 可记为：21()f f pf f f Q W c t t =-其中83.832554.42fm t C +== 在进出预热器的平均温度以及54.5fm t C =的情况下可以查得比热4.275/.Rf C kJ kg C =，所以，366500010 4.07(83.8325) 1.96510/33024f Q kJ h ⨯=⨯⨯-=⨯⨯釜残液放出的热量12()w w pw w w Q W c t t =- 若将釜残液温度降至240w t C = 那么平均温度99.384069.692wm t C +== 其比热为 4.08/pw c kJ kg C =，因此，6364.85 4.191(99.3855) 1.22810/w Q kJ h =⨯⨯-=⨯可知，w f Q Q >，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 3.5 理论塔板层数的确定精馏段操作线方程：10.50.3911D n n n x Ry x x R R +=+=+++提馏段操作线方程：1002.770.0054n m w m W Wy x x x V V +=-=- q 线方程：0.174x =在~y x 相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出18T N =块(含塔釜)其中，精馏段13块，提馏段5块。

3.6 全塔效率的估算用奥康奈尔法('O conenell )对全塔效率进行估算： 由相平衡方程式1(1)x y x αα=+-可得(1)(1)y x x y α-=-根据乙醇~水体系的相平衡数据可以查得：10.779D y x == 10.741x =(塔顶第一块板) 0.516f y = 0.174f x =(加料板)0.002w x = 0.026w y =(塔釜)因此可以求得：1 1.232, 5.06,13.32f w ααα=== 全塔的相对平均挥发度：4.36m α=== 全塔的平均温度：78.6283.8399.3887.3033D f Wm t t t t C ++++===º在温度m t 下查得2320.327,0.38H O CH CH OH mPa s mPa s μμ=⋅=⋅ 因为L i Li x μμ=∑所以，0.1740.38(10.174)0.3270.336Lf mPa s μ=⨯+-⨯=⋅全塔液体的平均粘度：()/3(0.3270.380.327)/30.344Lm Lf LD LW mPa s μμμμ=++=++=⋅ 全塔效率0.2450.24510.49()0.4945%(4.360.344)T L E αμ-==⨯≈⨯3.7 实际塔板数P N/18/0.4540P T T N N E ===块(含塔釜)其中，精馏段的塔板数为：13/0.4529=块 4. 精馏塔主题尺寸的计算 4.1 精馏段与提馏段的体积流量 4.1.1 精馏段整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：122.338.730/22f M M M kg kmol ++=== 液相平均温度：83.8378.6281.222f Dm t t t C ++===º表3 精馏段的已知数据在平均温度下查得23233971.1/,735/H O CH CH OH kg m kg m ρρ== 液相平均密度为：322''11LmLmLmCH CH OHH Ox x ρρρ-=+其中，平均质量分数'0.350.8850.6032Lm x +== 所以，3814/Lm kg m ρ=精馏段的液相负荷65.85/L RD kmol h == 365.85302.43/814n LmLML m h ρ⨯===同理可计算出精馏段的汽相负荷。