化工原理水乙醇连续精馏塔设计.doc

化工原理水-乙醇连续精馏塔设计———————————————————————————————— 作者：———————————————————————————————— 日期： 【设计计算】〔一〕设计方案确实定本设计任务为别离乙醇和水的混合物对于二元混合物的别离，应采用常压下的连续精馏装置本设计采用泡点进料，将原料液经过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器后送入储罐该物系属不易别离物系，最小回流比拟小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍，塔釜采用直接加热蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐〔二〕工艺计算1、物料衡算：原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数如下MA=46kg/kmol〔乙醇〕 MB=18kg/kmol〔水〕 xF== xD=又MF=MAxF+〔1-xF〕MB =46) MD46+(1-0.82)∴ q=kmol/hη==∴ qkmol/hq/q=〔xF-xW〕/(xD-xW)即 .82=∴ xwqxF=q+qxw0.82+q∴ qkmol2、Rmin确实定图1乙醇—水体系为非理想体系，其平衡曲线有下凹局部，当操作线与q线的交点尚未落在平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图1。

此时Rmin可由点〔xD，yD〕向平衡曲线向切线的斜率求得由附图可见，该切线的斜率为=求得： 由于物料采用泡点进料：q=1 那么有qn.v〃=q=〔R+1〕q=q+q=Rq+q3、塔板数确实定〔1〕精馏塔的气、液相负荷 qn.L =Rq55.48=144.248kmol q′=q+q=144.248+218.kmol q =(R+1)q=q′+1)=kmol qn.L′+q=q′+q ∴ qkmol/h〔2〕回收率乙醇的回收率为：HA=100﹪=100﹪﹪水的回收率为： HB== HB=﹪〔3〕操作线方程：精馏段操作线方程为 y=2.60x/3.60+xD即 提馏段操作线方程为 即 y=1.749x-〔4〕图解法求理论版层数 采用直角阶梯法求理论板层数，如图1所示在塔底或恒沸点附近作图时需要将图局部放大求解结果为 总理论塔板数 N=13-1=12〔不包括再沸器〕 进料板位置N=11 精馏段理论板层数N=10 提留段理论板层数N=3〔包括进料板〕〔5〕实际板层数的初步求取 求得塔平均温度 ℃ 〕10 E=45% 实际塔板数 N=N精+N提=23+7=23+7=30〔6〕踏板总效率估算①操作压力计算塔顶操作压力： pD=p表+p当地取每层塔板压强降 △塔底操作压力 pw=105.3+23kpa平均操作压力 pM=〔105.3+121.4〕kpa②操作温度：依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。

计算结果如下：塔顶温度 tD℃塔底温度 tw℃平均温度 tm=〔tD+tw℃③黏度的计算在tm℃时，查得MH2O=0.292mpa.s μB那么 μＬ＝∑xiμLi0.36+〔1-0.144〕④相对挥发度计算塔顶相对挥发度 αD=p/p塔底相对挥发度 αw=p/p平均相对挥发度 α==⑤塔板总效率的估算 根据ET′=0.49〔αμL求得 ET′且 ET′-ET =0.88﹪(<1﹪)所以假设成立〔三〕精馏段的工艺条件及有关物性的数据计算1、操作压力塔顶操作压力 pD =p当地+p表每层塔板压降 △进料板压降 pF 23=精馏段平均压降 pm 2、操作温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇—水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略计算结果如下：塔顶温度 tD℃进料板温度 tF℃精馏段平均温度 tm℃3、平均摩尔质量〔1〕塔顶混合物平均摩尔质量计算 由xD 查平衡线得x1 (2)进料板混合物平均摩尔质量计算 由图解理论版 得yF查平衡曲线得xF MLFm=18=kg/kmol MVFm18=kg/mol精馏段混合物平均摩尔质量 MLm=〔〕/2=kg/kmol MVm=〔〕/2=kg/mol4、精馏段的平均密度〔1〕气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 ρVm==(kg/m3)〔2〕液相平均密度 液相平均密度依下式计算，即 1/ρm=∑wi/ρi①顶液相平均密度 。

由tD℃，查手册ρ水3 ρ乙醇=789kg/ m3ρLDm=〔kg/ m3〕②进料板液相平均密度： 由tF℃ 查手册得ρ水=958.4 kg/m3 ρ乙醇3进料板液相的质量分数：ωA=ρLFm= kg/m3③精馏段液相平均密度ρLm=〔〕 kg/m35、液体平均外表张力计算〔1〕塔顶液相平均外表张力的计算 当乙醇的质量分数为92﹪，查图P11得σ25℃103N/m，且乙醇的临界温度为243℃℃，那么混合液体的临界温度为：TmcF=∑xiTic=374.2=℃将混合液体的临界温度代入=〔〕=〔〕=0.724 ∴ σtD10-3N/m〔2〕进料板液相平均外表张力的计算 乙醇的质量分数为40﹪时，查附录4得σ25℃10-3N/m，且乙醇的临界温度为243℃℃那么混合液体的临界温度为： TmCF=∑xiTic374.2=℃将混合液体的临界温度代入=〔〕=〔〕∴ σtF10-3N/m〔3〕精馏段液相平均外表张力计算σLm=〔16.25+15.48〕10-3N/m〔四〕精馏塔的塔体工艺计算1、塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为qv.v==7〔m3/s〕q==〔m3/s〕由umax=C式中C=C20()计算，其中C20由图查取，图的横坐标为： *()1/2=()1/2取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，那么HT-hL=0.45-0.05=0.40〔m〕查图3—3得 C20=0.082，那么C=C20()()umax=C=1.9(m/s)取平安系数为0.6，那么空塔气速为max1.9=1.14(m/s)D===1.07〔m〕按标准塔径圆整后 D=1m塔截面积为 AT=D2=12=0.785(m2)实际空塔气速为 u===1.307(m/s)2、精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为Z精=〔N精-4〕HT=〔23-4〕0.45=8.55〔m〕提馏段有效高度为Z提=〔N提-2〕HT=〔7-2〕〔m〕Z=Z精+Z提〔m〕〔五〕塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置计算因塔径D=1m，可选用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下：（1） 堰长lw lw=0.66D=0.66〔m〕（2） 溢流堰高度hw hw=hL-h0w选用平直堰，堰上液层高度h0w依下式计算，即 h0w=E〔〕2/3近似取E=1，那么h0w=1〔〕2/39〔m〕取板上液层高度hL=0.05m，故hw=hL-h0w1〔m〕（3） 弓形液管宽度Wd和截面积Af由—5得 =0.068，故 Af0.785=0.05338〔m2〕 Wd1=0.124〔m〕依式〔3—41〕验算液体在降压管中停留时间，即θ===23.78〔s〕>5〔s〕故降液管设计合理4） 降液管底隙高度h0 h0=取u0′，那么h0==0.019〔m〕 hw-h0=0.0412-0.019=0.0222〔m〕>0.0006〔m〕故降液管底隙高度设计合理2、塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数F0=11，用式〔3—47〕求孔速u0，即u0===9.33〔m/s〕依式〔3—48〕求每层塔板上的浮阀数，即N===92取边缘区宽度Wc=0.06m，泡沫区宽度Ws依式〔3—45〕计算塔板上的鼓泡区面积，即Aа=2〔x+〕R=-Wc=0.5-0.06=0.44〔m〕x=-〔Wd+Ws〕=-〔0.12+0.07〕=0.31〔m〕Aa=2+〕=0.611〔m2〕浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。

取同一横排的空心距t=75mm=0.075m，那么可按下式估算排间距t′，即 t′===88.58〔mm〕考虑到塔径的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一局部鼓泡区面积，因此排列间距不宜采用89mm而应小于此值，故取t′=65mm=0.065mm按t=75mm，t′=65mm以等腰三角形叉排方式作图〔略〕，阀数130个按N=130重新核算孔速及阀孔动能因数：u0= N==2〔m/s〕F0=u0塔板开孔率==100﹪﹪〔六〕塔板流体力学验算1、气相通过浮阀塔板的压降可根据式〔3—49〕计算塔板压降，即hp=hc+h1+hσ〔1〕干板阻力 由式〔3—51〕计算，即 u0c=〔〕=()=8.77(m/s)由于u0