乙醇-水溶液连续精馏塔设计目录1.设计任务书 (3)2.英文摘要前言 (4)3.前言 (4)4.精馏塔优化设计 (5)5.精馏塔优化设计计算 (5)6.设计计算结果总表 (22)7.,8.参考文献 (23)9.课程设计心得 (23)精馏塔设计任务书一、设计题目乙醇—水溶液连续精馏塔设计二、设计条件1．处理量： 15000 （吨/年）2．料液浓度： 35 （wt%）！3．产品浓度： 93 （wt%）4．易挥发组分回收率： 99%5．每年实际生产时间：7200小时/年6. 操作条件：①间接蒸汽加热；②塔顶压强： atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；三、设计任务a) 流程的确定与说明；b) 塔板和塔径计算；、c) 塔盘结构设计i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii. 流体力学验算；iii. 塔板负荷性能图。

d) 其它i. 加热蒸汽消耗量；ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。

乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计前言！乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。

在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。

要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。

精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。

化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。

为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。

可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。

浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。

F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。

浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。

2、操作弹性大。

3、塔板效率高。

4、气体压强降及液面落差较小。

5、塔的造价低。

浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。

精馏塔优化设计计算在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。

年生产能力15000吨/年操作条件：①间接蒸汽加热②塔顶压强：（绝对压强）;③进料热状况：泡点进料一精馏流程的确定乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。

塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。

塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

工艺流程图见图二塔的物料衡算1.查阅文献，整理有关物性数据⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇—水系统t —x —y 数据如表1—6所示。

乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：1825℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：58453210314.410348.100163.009604.09726.283364.67x x x x x --⨯-⨯+-+-=σ …式中 σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N ／m ； x ——乙醇质量分数，％。

其他温度下的表面张力可利用下式求得2.11221⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--T T T T C C ＝σσ式中 σ1——温度为T 1时的表面张力；N ／m ；σ2——温度为T 2时的表面张力；N ／m ； T C ——混合物的临界温度，T C ＝∑x i T ci ，K ； ：x i ——组分i 的摩尔分数；T Ci ——组分i 的临界温度， K 。

2. 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 X F =0.35/46.070.35/46.070.65/18.02+=X D =0.93/46.070.93/46.070.07/18.02+=X W =0.01/46.070.01/46.070.99/18.02+=3. 平均摩尔质量 ^M F =⨯（）⨯= kg/kmolM D = ⨯ ⨯=kmol M W =⨯（）⨯=kmol4. 物料衡算已知：F=31500010720027.84⨯⨯=/kmol h总物料衡算 F=D+W=易挥发组分物料衡算 +=⨯ 联立以上二式得： D=kmol .W=kmol三 塔板数的确定1. 理论塔板数T N 的求取⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6，⑵求最小回流比R min 和操作回流比R 。

因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q 线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g 点所示. 此时恒浓区出现在g 点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(D x ,D x )向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求min R 作图可知 b= b=1Dx R += ∴R min =]由工艺条件决定 R=m in 故取操作回流比 R=⑶求理论板数T N塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压i p①求平均相对挥发度 塔顶 D α=A B P P =101.344.2= 进料 F α=188.586.1= 塔底 W α=220.0101.33=全塔平均相对挥发度为 《W α='m α ②理论板数T N 由芬斯克方程式可知N m in =1l X X 1X 1X l mg W W D D g -α⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=0.83810.003910.8380.003912.23g g l l ⎡-⎤⎛⎫⎛⎫ ⎪⎪⎢⎥-⎝⎭⎝⎭⎣⎦-= 且min 2.32 1.450.2621 2.321R R R --==++ 由吉利兰图查的min 0.412T T N N N -=+ 即7.970.412T T N N -=+解得 T N = （不包括再沸器）…③进料板min'10.83810.174lg lg 110.8380.17411 2.97lg lg 2.24D F D F m x x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎡-⎤⎛⎫⎛⎫⎢⎥ ⎪⎪ ⎪⎪⎢⎥--⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣⎦⎣⎦=-=-= 前已经查出min 0.412T T N N N -=+ 即 2.970.412T T N N -=+解得 N=故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即F N =7 总理论板层数 T N = （不包括再沸器） 进料板位置 F N =7 2、全塔效率TE￥因为T E =mμ根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为m μ=⨯（）⨯=T E =、实际塔板数精馏段塔板数：613TN E ==精 提馏段塔板数： 9.220TN E ==提 四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例：1、 操作压力为 Pm&塔顶压力： D P =+=若取每层塔板压强 P ∆= 则进料板压力： F P =+⨯= 精馏段平均操作压力 Pm =113.44104.34108.892+=kpa2、温度 m t根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得 塔顶 D t =C 进料板F t =C*m t 精=78.3695.586.932+=C3、平均摩尔质量M⑴ 塔顶D x =1y = D y =VD M = ⨯（）⨯= kg/kmolLD M =⨯（）⨯= kg/kmol⑵ 进料板： F y = F x =VF M = ⨯（）⨯= kg/kmol LF M =⨯（）⨯= kg/kmol…精馏段的平均摩尔质量,V M 精=41.530.536.012+= kg/kmol ,L M 精=41.1520.8831.002+= kg/kmol 4、平均密度 m ρ⑴液相密度 ,L m ρ,1L mρ=,,ABL AL Bw w ρρ+塔顶：,1L mρ=0.930.075789972.5+,L m ρ=3/Kg m 进料板上 由进料板液相组成 A x ="A w =0.10246.070.2250.10246.07(10.102)18.02⨯=⨯+-⨯,1LF mρ=796.7924.2860.52+=,LF m ρ=3/Kg m故精馏段平均液相密度,L m ρ精=796.7924.2860.52+=3/Kg m⑵气相密度 ,V m ρ,V m ρ精=PM RT 提108.8936.011.318.314(27386.93)⨯=⨯+3/Kg m 5、液体表面张力 m σ m σ=1ni i i x σ=∑~.m D σ=⨯⨯/mN m ,m F σ=⨯⨯/mN m,m σ精=15.01 2.208.592+=/mN m6、液体粘度 ,L m μ ,L m μ=1ni i x i μ=∑,L D μ=⨯⨯.a mP s ,L F μ=⨯⨯.a mP s,L M μ精=0.5210.2950.4082+=.a mP s以提馏段为例1、平均摩尔质量M塔釜 w y = w x =【Vw M =⨯⨯ kg/kmol Lw M =⨯⨯ kg/kmol提馏段的平均摩尔质量,V M 提=30.5019.4224.962+= kg/kmol ,L M 提=20.8818.1219.52+= kg/kmol2、平均密度,L m ρ,,,1ABL mL AL Bw w ρρρ=+塔釜，由塔釜液相组成 A x =—A w =,1Lw mρ=35.3831.010.000353600860.5⨯=⨯∴ ,Lw m ρ=3/Kg m故提馏段平均液相密度 ,L m ρ提=961.5924.2942.852+=3/Kg m ⑵气相密度,V m ρ ,L m ρ提=PM RT 提=113.4424.960.928.314(27398.01)⨯=⨯+3/Kg m·五 精馏段气液负荷计算V=（R+1）D=+1)⨯=/kmol hS V =,,3600V V m V M ρ精精=50.6336.010.3753600 1.31⨯=⨯ m s /3L=RD=⨯/kmol h ,3600L s L m LM L ρ=精精35.3831.010.000353600860.5⨯=⨯ m s /3六 提馏段气液负荷计算V ’=V=/kmol h,''3600V s V m V M V ρ=提提= m s /3|L ’=L+F=+=/kmol h,''3600L s L m L M L ρ=提提= m s /3七 塔和塔板主要工艺尺寸计算1塔径首先考虑精馏段：参考有关资料，初选板音距T H = 取板上液层高度L h =故 T H -L h=s s L V ⎛ ⎝0.000350.375⎛ ⎝ 20C = $校核至物系表面张力为m 时的C ，即C=20C 0.220σ⎛⎫ ⎪⎝⎭=⨯0.28.5920⎛⎫⎪⎝⎭=max u=C可取安全系数，则 u=max u =⨯ m/s故按标准，塔径圆整为，则空塔气速为 m/s·2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为1Z N =-T 精精（）H =(13-1)⨯= 提馏段有效高度为1Z N =-T 提提（）H =(20-1)⨯= 在进料孔上方在设一人孔，高为 故精馏塔有效高度为:++=，3 溢流装置采用单溢流、弓形降液管⑴ 堰长 w l 取堰长 w l =w l =⨯ 出口堰高 w h =L ow h h -选用平直堰，堰上液层高度ow h 由下式计算—ow h =2/32.841000h w L E L ⎛⎫⎪⎝⎭近似取E=,则 ow h =故 w h = 降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由0.750wl D=查《化工设计手册》 得dW D =,f TA A =故 d W == f A =()24D π=2m停留时间 f T sA H L τ== (>5s 符合要求)：⑷ 降液管底隙高度 h ο3、 h ο=w h =塔板布置及浮阀数目击者及排列 取阀孔动能因子 F ο=9 孔速 u ο= 浮阀数 n=24s V d u οπ=20.3750.0398.074π⨯=39(个)取无效区宽度 c W = 安定区宽度 s W =开孔区面积212sin 180a x A R R π-⎡⎤=⎢⎥⎣⎦ 、R=2c DW -= x=()2d D W Ws -+=故 a A=210.1620.29sin 1800.29π-⎡⎤⎢⎥⎣⎦= 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一磺排的孔心距 a=75mm= 估算排间距hh=a A n a ⨯=0.175390.075⨯=【八 塔板流体力学校核1、气相通过浮塔板的压力降，由下式p c f h h h h σ=++⑴ 干板阻力 25.342V c L u h gορρ==21.318.075.342860.59.81⨯⨯⨯=m 液柱⑵ 液层阻力x ο 取充气系数数 οε=,有f h =οεL h =⨯m 液柱 液体表面张力所造成阻力x ο此项可以忽略不计。