化工原理课程设计分离乙醇-水混合物精馏塔设计学院：化学工程学院专业：学号：姓名：指导教师：时间： 2012年6月13日星期三化工原理课程设计任务书一、设计题目：分离乙醇-水混合物精馏塔设计二、原始数据：a）原料液组成：乙醇 20 % 产品中：乙醇含量≥94% 残液中≤4%b）生产能力：6万吨/年c）操作条件进料状态：自定操作压力：自定加热蒸汽压力：自定冷却水温度：自定三、设计说明书内容：a）概述b）流程的确定与说明c）塔板数的计算（板式塔）；或填料层高度计算（填料塔）d) 塔径的计算e）1）塔板结构计算；a 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。

2）填料塔流体力学计算；a 压力降；b 喷淋密度计算 f ）其它（1） 热量衡算—冷却水与加热蒸汽消耗量的计算 （2） 冷凝器与再沸器传热面的计算与选型（板式塔） （3） 除沫器设计 g ）料液泵的选型 h ）计算结果一览表第一章 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泡点后，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。

塔釜采用间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 (二) 平均摩尔质量 (三) 物料衡算总物料衡算 F W D =+ 易挥发组分物料衡算 F x W x D x F w D =+ 联立以上三式得三、塔板数的确定(一) 理论塔板数T N 的求取根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x 图乙醇—水气液平衡数据乙醇—水图解法求理论塔板数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min 0.29561Dx R =+取操作回流比min 22 1.91 3.82R R ==⨯= 故精馏段操作线方程 11+++=R x R Ry D即0.79250.1784y x =+3.作图法求理论塔板数T N 得18T N =（不包括再沸器）。

第16层为加料板。

(四) 物性参数和实际塔板数的计算4.1温度常压下乙醇—水气液平衡组成与温度的关系利用表中数据由内差可求得t F t D t W① t F :8986.77.219.66--=89.08.927.21f t -- t F =87.39℃② t D : :42.7443.8941.7815.78--=43.890.8615.78--d t t D =78.21℃③ t W :90.105.95100--=1001.60w t -- t W =96.21℃④ 精馏段平均温度:1t =2d f t t +=87.3978.212+=82.8℃ ⑤ 提留段平均温度:2t =2w f t t +=87.3996.212+=91.8℃4.2气液组成塔顶温度: t D =78.21℃ 气相组成y D :78.4178.1578.2178.150.78150.89430.8943D y --=-- y D =0.8683 进料温度: t F =87.39℃ 气相组成y F :89.086.789.087.390.38910.43750.3891Fy --=-- y F =0.4230 塔底温度: t W =99.91℃ 气相组成y w :95.589.095.591.80.0190.07210.019wy --=-- y w =0.04923 (1)精馏段液相组成x 1:10.860.08920.474622D F x x x ++=== 气相组成y 1:10.86830.42300.645722D F y y y ++===所以1460.474618(10.4746)31.29/L M kg mol =⨯+⨯-= (2)提留段液相组成x 2:20.0160.08920.052622W F x x x ++=== 气相组成y 2:20.049230.042300.236122W F y y y ++===所以2460.474618(10.4746)19.47/L M kg mol =⨯+⨯-=4.3液体粘度（一）乙醇的粘度1），塔顶温度: t D =78.21℃ 查表，得μ乙醇=0.45mpa ·s, 2), 进料温度: t F =87.39℃ 查表，得μ乙醇=0.38mpa ·s, 3），塔底温度: t W =99.91℃ 查表，得μ乙醇=0.335mpa ·s, （二）水的黏度1），塔顶温度: t D =78.21℃ 2), 进料温度: t F =87.39℃ 3），塔底温度: t W =99.91℃ 4),∑==ni i i Lm x 1μμ5)全塔平均液相黏度为0.43670.33100.29610.35462L μ++==s a m ⋅P4.4相对挥发度由 x F =0.0892 y F =0.4230 得()()0.4230/0.08927.4910.4230/10.0892F a ==--由 x D =0.86 y D =0.08683 得()()0.8683/0.861.0710.8683/10.86D a ==--由 x W =0.016 y w =0.04923 得()()0.04923/0.0163.1810.04923/10.016W a ==--4.5全塔效率的估算（1）用`O conenell 对全塔效率进行估算： 全塔平均液相黏度为全塔效率0.2450.2450.49()0.49(5.050.3546)43%T L E αμ--==⨯⨯≈ （2） 实际塔板数P N 18420.43T P T N N E ===块 其中，精馏段的塔板数为：15/0.4335=块 4.6 操作压力（1）操作压力计算塔顶操作压力D P ＝ 101.3 kPa 每层塔板压降 △P ＝0.7 kPa进料板压力F P ＝101.3＋0.7×15＝125.72kPa 塔底操作压力w P =101.3＋0.7×42＝130.7kPa精馏段平均压力 1101.3125.72113.52m P +== kPa提馏段平均压力 2130.7125.72128.212m P +== kPa（2）密度乙醇与水的密度已知：LB ραραρ///1B LA A Lm +=（α为质量分数） 1, 液相密度(1) 塔顶 因为 t D =78.21℃所以32807078.2170742.3754.2754.2CH CH OH ρ--=-- 323731.31/CH CH OH kg m ρ=(2) 进料板 因为87.39F t =℃所以32908087.3780730735735CH CH OH ρ--=-- 323731.31/CH CH OH kg m ρ=（3）塔釜 因为t W =96.21℃所以321009096.2190717.3730.1730.1CH CH OH ρ--=-- 323722.21/CH CH OH kg m ρ=（4）精馏段平均液相密度()311755.07908.30831.69/2L kg m ρ=+= （5）精馏段平均液相密度()321955.96908.30932.13/2L kg m ρ=+= 2.气相密度 （1）精馏段 （1）提馏段4.7 液体表面张力 乙醇表面张力： 水表面张力(1) 塔顶 因为 t D =78.21℃所以32807078.217017.151818CH CH OH σ--=-- 3217.3/CH CH OH mN m σ=(2) 进料板 因为87.39F t =℃所以32908087.398016.217.1564.3CH CH OH σ--=-- 3216.45/CH CH OH mN m σ=（3）塔釜 因为t W =96.21℃所以321009096.219015.216.216.2CH CH OH σ--=-- 3215.58/CH CH OH mN m σ=（4）塔顶表面张力 ()0.8617.310.8662.923.68/D mN m σ=⨯+-⨯= （5）进料板表面张力()0.89216.4510.89262.2158.13/F mN m σ=⨯+-⨯= （6）塔底表面张力 ()0.01615.5810.01669.5258.82/D mN m σ=⨯+-⨯=（7）精馏段平均表面张力()1123.6858.1340.90/2mN m σ=+= （8）提馏段平均表面张力()2158.8258.1340.90/2mN m σ=+=五、气液负荷计算（1）精馏段 （1）提馏段六、塔和塔板主要工艺尺寸计算(一) 塔的有效高度计算初选板间距0.40T H m =， 则由公式18110.4518.380.43T T T N Z H m E ⎛⎫⎛⎫=-=-⨯=⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭（二）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(1)精馏段塔经计算图4-5 Sminth 关联图查图4-5可知，200.08C =，依照下式校正C取安全系数为0.60，则故 2.55D m === 按标准，塔径圆整为2.6m ，塔截面积为2220.785 2.6 5.314T A D m π==⨯=实际空塔气速为17.0861.33/5.31S T V u m s A ===提留段塔径计算横坐标数值： 11220.0176932.13()()0.0776.869 1.04S L S V L V ρρ⎛⎫⎛⎫== ⎪⎪⎝⎭⎝⎭取板间距：Ht=0.45m , h L =0.07m .则Ht- h L =0.38m 查图可知C 20=0.078 , 取安全系数为0.6 则空塔气速max10.60.6 2.89/u u m s ==⨯=按标准塔径圆整后为2D =2.6m综上：塔径D=2.6m ，选择双流型塔板，截面积231.5m A T =（三）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。

各项计算如下。

1.溢流堰长w l单溢流 w l 为0.6D ，即 0.6 2.6 1.56w l m =⨯=2.出口堰高w h由/ 1.56/2.60.6w l D == ， （1） 精馏段图4-9 液流收缩系数计算图查图4-9，知E =1 则22332.84 2.8428.4610.021******* 1.56h OW w L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ 故 0.070.020.05W h m =-= （2） 提馏段 查图4-9，知E =1 则22332.84 2.8463.3610.0310001000 1.56h OW w L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ 故 0.070.030.04W h m m =-= 3.弓形降液管滴面积 由/0.6w l D =图4-11 弓形降液管的宽度和面积查图4-11，得 /0.110d W D = ，/0.055f T A A = 故0.110 2.60.286d W m =⨯=220.0550.2924f A D m π=⨯= T A =5.31 2m由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即提馏段：10.2920.4516.650.00791f f s A H s s L θ⨯===≥ (符合要求)提馏段：20.2920.457.4650.0176f f sA H s s L θ⨯===≥ (符合要求)4.1.2.4降液管底隙高度（1）精馏段 （2）提馏段 4.1.2.5受液盘受液盘凹形和平形两种，对于塔径为mm 800ϕ以上的塔，常采用凹形受液盘，这种结构在低流量时仍能造成正液封，且有改变液体流向的缓冲作用。