年处理27万吨乙醇-水分离精馏塔设计

食品工程原理课程设计

分离乙醇－水精馏塔设计

学生姓名：杨艳玲刘琛幡郭雪梅尹成晨（组长）

所属学院：生命科学学院

专业：食品科学与工程

班级：16—2

指导教师：杨保球

日期：2014.12.25-2014.12.29

目录

化工原理课程设计任务书 (4)

摘要 (5)

前言 (6)

第一章绪论 (7)

1.1设计的目的 (7)

1.2设计方案 (7)

1.3设计思路 (7)

1.4设计依据 (8)

1.4.1 操作压力 (8)

1.4.2 进料状况 (8)

1.4.3加热方式 (8)

1.4.4热能的利用 (8)

1.5. 塔型选择 (8)

第二章塔的工艺计算 (9)

2.1工艺过程 (9)

2.1.1精馏塔全塔物料衡算 (9)

2.1.2理论及实际塔板数的确定 (9)

2.1.3 塔的结构的设计 (13)

2.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (18)

2.2.1塔径的计算 (18)

2.2.2精馏塔有效高度的计算 (19)

2.2.3溢流装置计算 (19)

2.2.4 塔板布置 (21)

第三章流体力学验算 (22)

3.1气相通过浮阀塔板的压降： (22)

3.2淹塔 (23)

3.3. 雾沫夹带验算 (23)

3.4 操作性能负荷图 (24)

3.4.1 气相负荷下限图（漏液线） (24)

3.4.2 过量液沫夹带线 (24)

3.4.3 液相负荷下限线 (24)

3.4.4 液相负荷上限线 (25)

3.4.5 液泛线 (25)

第四章精馏塔设备设计 (26)

4.1精馏塔塔体材料、内径、壁厚和强度校核 (26)

4.1.1精馏塔塔体材料的选择 (26)

4.1.2精馏塔的内径 (27)

4.1.3壁厚的计算 (27)

4.1.4强度校核 (27)

4.2封头的选型依据，材料及尺寸规格 (28)

4.2.1封头的选型依据 (28)

4.2.2封头材料的选择 (28)

4.2.3封头的高 (28)

4.2.4封头的壁厚 (28)

4.3精馏塔的塔板类型选择 (29)

4.4塔板结构及与塔体的连接形式 (29)

4.5塔节的设计 (29)

4.6塔体各部分高度设计 (29)

4.7开孔补强结构设计 (30)

4.8塔体各接管设计 (30)

4.9塔体手孔及人孔的设计 (32)

4.10除沫器的设计 (32)

4.11支座设计 (33)

4.11.1 精馏塔塔体质量： (33)

4.11.2封头质量： (33)

第五章设备的计算及选型 (33)

5.1冷凝器负荷 (33)

5.2 再沸器热负荷 (34)

参考文献 (34)

课程设计心得 (35)

附录 (35)

化工原理课程设计任务书

一、设计题目：分离乙醇---水混合液的板式精馏塔工艺设计

原始数据及条件：

生产能力：年处理乙醇-水混合液27万吨（开工率300天/年）

原料：乙醇含量为26%（质量百分比，下同）的常温液体

分离要求：塔顶乙醇含量不低于90%

塔底乙醇含量不高于1%

建厂地址：阿克苏地区库车县

二、设计参数

（1）设计规模：乙醇---水混合液处理量3750 kmol/h

（2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产

（3）原料组成：乙醇含量为24％（质量百分率，下同）

（4）进料状况：含乙醇24%（质量百分比，下同）乙醇---水的混合溶液（泡点进料）（5）分离要求：塔顶乙醇含量不低于_90__%，塔底乙醇含量不大于__1___％，塔顶压力: 0.101325MPa (绝压），塔釜采用0.5 MPa饱和蒸汽间接加热（表压）

（6）建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20℃的库车县。

指导教师（签名）：2014 年12 月25 日学科部（系）主任（签名）：2014年12 月25 日

化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。

精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算Xf=0.1209 Xd=0.7788 Xw=0.0039 F=3750kmo l／h 实际塔板数精馏段22块，提馏段7块。工艺参数的选定泡点进料、泡点回流。设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算塔高为11.35m,筛孔数目为3425个，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

关键词：乙醇水精馏段提馏段筛板塔

精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。

蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。

化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

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。

本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。

本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

第一章绪论

1.1设计的目的

课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基础知识去解决某以设计任务的一次训练，在整个教学计划中起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几方面要求学生加强训练。

（1）查阅资料选用公式和收集数据的能力。

（2）树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作上的劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计思路的指导下去分析和解决实际问题的能力。

（3）迅速准确的进行工程计算和计算机绘图的能力。

1.2设计方案

本设计任务为分离乙醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

图1-1 流程图

1.3设计思路

首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加

热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。

1.4设计依据

课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热能的利用。

1.4.1 操作压力

精馏常在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。一般来说，常压精馏最为简单经济，若无特殊要求，应尽量在常压下操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提操作压力还可以提高塔德处理能力。所以我们采用塔顶压力为1.03atm进行操作。

1.4.2 进料状况

进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较好控制。此外，泡点进料时，精馏段和提馏的塔径相同，设计制造比较方便。

1.4.3加热方式

精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。

1.4.4热能的利用

精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后在用于加热釜液。

1.5. 塔型选择

根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，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，选用筛板塔。

筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：

（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉.

（2）气体压降小、板上液面落差也较小.

（3）塔板效率较高.

改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔

第二章塔的工艺计算2.1工艺过程

2.1.1精馏塔全塔物料衡算

W F =26﹪ W

D

=90﹪ W

W

=1﹪ M

乙醇

=46g/mol M

水

=18g/mol

X F =

18

76

.0

46

24

.0

46

24

.0

+

=0.1209

X D =

18

1.0

46

9.0

46

9.0

+

=0.7788

X W =

18

99

.0

46

01

.0

46

01

.0

+

=0.0039

M

F

=0.1209×46+(1-0.11)×18=21.3852mol/g

M

D

=0.7788×46+(1-0.7788)×18=39.81mol/g

M

W

=0.0039×46+(1-0.0039)×18=18.mol/g

由Q

F =Q

D

+Q

W

得 Q

F

=635.40 kmol/h + Q

W

①

由Q

n,X

F

=Q

n,

X

D

+Q

n,

X

W

得Q F×0.1153=635.40kmol/h×0.7788 + Q W×0.003937②

由①②式解得

Q

F

=4219.248 kmol/h

Q

W

=3756.816 kmol/h

表1 物料衡算数据记录

2.1.2理论及实际塔板数的确定2.1.2.1 确定最小回流比

用Origin作图得：

常压下乙醇-水气液平衡组成关系图

Y

X

由X f =X q 得X f =X q =0.1153 则最小回流比98302.01153

.044989.044989

.07788.0min =--=--=

e e e x y y x R D 由工艺条件取R=1.6R min =1.6×0.98302=1.5728

2.1.2.2确定理论塔板数 由理论塔板数图解法可得

020

40

60

80

100

Y

X

如图所示：

该塔的理论塔板数为13.35块，其中： 精馏段塔板数为9.15块 提馏段塔板数为4.1块 则第10层理论板为进料板 精馏段操作线方程为x y x 11

D R

R R =

+++=0.6113x+0.3027 提馏段操作线方程为y=3.316x-0.00912

2.1.2.3相对挥发度 由相平衡方程式y=

x

a ax )1(1-+，可得ɑ=)1()1(--y x x y

根据乙醇-水体系的相平衡数据由逐差法可得： Y 1=X D =0.7788 X 1=0.7397 ɑD =1.24 Y F =0.44989 X F =0.1153 ɑF =6.275 Y W =0.04307 X W =0.003937 ɑw =11.4527

精馏段的相对挥发度为789.2275.624.11=?==F D ααα 提馏段的相对挥发度为477.84527.11275.61=?==W F ααα 则全塔平均相对挥发度为：

4667.44527.11275.624.133=??==W F D αααα

2.1.2.4温度

Y A x i s T i t l e

X Axis Title

常压下乙醇和水液相平衡组成（摩尔）与温度的关系曲线 故由此图可以读出不同摩尔分数下对应的温度

155.78D =T ℃ 71.85T F =℃ 89.99T W =℃

精馏段的平均温度：9325.81271

.85155.781=+=t ℃

提馏段的平均温度：8.922

89

.9971.852=+=t ℃

2.1.2.5实际塔板数

（1）精馏段：t 1=81.9325℃ 查表得：=水μ0.3487mpa.s ；=乙醇μ0.4483mpa.s ()

9322.0)4776.0789.2(49.049.0245.0245

.0=??==--L T E αμ

＝ＥＮＴＴ=

N 96.16539

.015

.9= （块）实17=N

（2）提馏段：t 2=92.8℃ 查表得：=水μ0.307mpa.s ； =乙醇μ0.386 mpa.s ()

79.0)3087.0477.8(49.049.0245.0245

.0=?==--ET L αμ

924.379

.01

1.4===

-E N N T T （块）实4=N 全部实际塔板数：（块）21174N P =+=

（3）全塔效率： %%-N N E P T T 81.58100211

35.13=?==

2.1.3 塔的结构的设计 2.1.

3.1 操作压强

塔顶压强：P D =101.3 kpa 取每层塔板压降:ΔP=0.7 kpa

则 进料板压力: a kp 2.113177.03.101=?+=F P 塔釜 压力: a kp 116217.03.101=?+=W P 则 精馏段的平均操作压强: a m kp 25.1072

2

.1133.1011=+=P

提馏段的平均操作压强: a m kp 6.1142116

2.1132=+=P 2.1.

3.2各阶段的平均摩尔质量 (1)精馏段：

塔顶 7788.01==y x D ;查气液平衡曲线，可得7397.01=x

kmol kg M VD m /8064.3918)7788.01(467788.0=?-+?= kmol kg M LD m /712.3818)73972.01(4673972.0=?-+?= 进料板 即查气液平衡曲线，可得44989.0=F y 1153.0=F x

kmol kg M VD m /5969.3018)44989.01(4644989.0=?-+?= kmol kg M LD m /2284.2118)1153.01(461153.0=?-+?= 则精馏段平均摩尔质量：

kmol kg M Vm /3877.352

5969

.308064.39(=+=

精）

kmol kg M Lm /9702.292

2284

.21712.38(=+=

精）

（2）提馏段：

塔底003937.0=w x ; 查气液平衡曲线，可得04307.0=w y ()kmol kg w m /20596.1904307.014604307.0=-+?=Mv

kmol kg M LDm /1102.1818003937.01(46003937

.0=?+?=）- 则提馏段平均摩尔质量： kmol kg M vw /9013.24220596

.195969.30)(=+=提

kmol kg M lm /6693.192

1102

.182284.21)(=+=提

2.1.

3.3平均密度的计算： （1）气相平均密度 由 PM

RT

ρ=

计算： 精馏段的气相平均密度：

1111m Vm Vm m p M RT ρ=

()

3/2856.115.2739325.81314.83877

.3525.107m kg =+??= 提馏段的气相平均密度： 2222m Vm Vm m p M RT ρ=

()

3/9379.015.2738.92314.89013

.246.114m kg =+??=

（2）液相的平均密度 由

11

i

i i n αρρ

==∑ 计算

对于塔顶155.78=D T ℃ ； 查文献得3741.83/A kg m ρ= ，3972.9/B kg m ρ=

质量分率 ()0.84346.07

0.93210.84346.0710.84318.02

A α?=

=?+-?

10.0679B A αα=-=

则 :

1

A B D

A B

ααρρρ=

+?A B A LB D 1L ρααρρ=+31775.2/0.93210.0679763.6972.9

m kg ==+

对于进料板C T o F 71.85=；查文献得： 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 质量分率 ()0.215746.07

0.41270.215746.0710.215718.02

A α?=

=?+-?

10.5102B A αα=-=

则1

A B F A B

ααρρρ=+ A B A LB 1

F L ρααρρ=+

31862.1/0.41270.5873739.6970.5

m kg ==+ （3）对于塔釜

C T o W 89.97= 003937.0=w x 查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ= 质量分率 ()0.012446.07

0.03110.012446.0710.012418.02

A α?=

=?+-?

10.9689B A αα=-=

则

1

A B W

A B

ααρρρ=

+?A B A LB

1w L ρααρρ=+

w ρ31945.6/0.03110.9689

721.2955.1

m kg =

=+

则 精馏段的液相平均密度： 31769.2862.1

815.6/2

2

D F

Lm kg m ρρρ++=

=

=

提馏段的液相平均密度：

32945.6862.1

903.8/2

2

F W

Lm kg m ρρρ++=

=

=

2.1.

3.4液体平均表面张力的计算

液体平均表面张力按下式计算：Lm i i x σσ=∑ 塔顶：155.78=D t ℃

查附录：17.3/,62.285/A B mN m mN m σσ==

11(1)0.8317.3(10.83)62.28524.95/LDm A B x x mN m

σσσ=+-=?+-?=

进料板：71.85=F t ℃

查附录： 16/,59.578/A B mN m mN m σσ==

()()m mN x x B F A F LFm /553.54578.591153

.01161153.01=?-+?=-+=σσσ 塔釜：89.97=w t ℃

查附录：16/,59.578/A B mN m mN m σσ==

得：0.000039615(10.0000396)57.9757.97/LWm mN m σ=?+-?= 精馏段液体表面平均张力：24.9551.1

38.025/2

2LDm LFm

Lm mN m σσσ++=== 提馏段液体表面平均张力：51.157.97

54.535/2

2

LWm LFm

Lm mN m σσσ++==

=

2.1.

3.5液体平均黏度的计算

精馏段液体平均黏度：9325.811=t ℃,查表得：

=水

μ0.3487mpa.s;=乙醇

μ0.4483mpa.s

s mpa Dm .2786.03487.0)2997.01(4483.02997.0=?-+?=L μ

提馏段体平均黏度：t 2=92.8℃ 查表得：=水μ0.307mpa.s ；

=乙醇μ0.386 mpa.s 得：s mpa m .3087.0307.0)0213

.01(386.00213.0=?-+?=LF μ

2.1.

3.6气液负荷计算

精馏段：L=RD=1.5728×625.353=983.555 kmol/h

V=（R+1）D=（1.5728+1）×625.353=1608.908 kmol/h

精馏段气液负荷计算：

s m VM V vml Vml s /3020.122856

.136003877

.35908.160836003=??==

ρ

s m Vm VMLm Ls /01642.06

.81536009702

.29908.16081360013=??==

ρ

提馏段：L =L+qF=983.555+1×4351.226=5334.781 kmol/h

V =V+(q －1)F=V=1608.908 kmol/h

提馏段气液负荷计算： s m VM V vm vm s /8657.119379.036009013.24908.16083600322'=??==

ρ

s m VM L Lm Lm s /009726.08

.90336006693

.19908.16083600322'=??==

ρ

2.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.2.1塔径的计算 （1）精馏段塔径的确定

03362.02856.16.81536003020.12360001642.02

12

111=??

?

????? ????=?

??? ????? ??=Vm Lm s s LV V L F ρρ 查史密斯关联图 ：20C =0.063 C =0.0716

8020.12856

.12856

.16.8150716

.0max =-=μ

取安全系数为0.7，则空塔气数为：s m u /2614.18020.17.0=?= 则精馏塔塔径m u V D s 949.28020

.114.33020

.1244=??==

π （2）提馏段塔径的确定：

02544.09379.08.90336008657.113600009726.02

12

122''

=???

????? ????=?

??? ?

????? ??=Vm Lm s s LV V L F ρρ

查史密斯关联图得：20C =0.065 0794.0'=C

4635.29379

.09379

.08.9030794

.0max =-=μ

取安全系数为0.7，则空塔气速为s m /7245.14635.27.0'=?=μ

则精馏塔塔径m u V s 9606.27245

.114.38657.1144'

'=??==π'

D

（3）按标准塔径圆整后，m D 3=

塔截面积：222

65.74

314.34m D A T =?==π 精馏段实际空塔气速为：s m A V u T s /608.165

.73020

.12===

提馏段实际空塔气速为：s m A V u T s /5511.165

.78657.11''

===

2.2.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

1Z N =-T 精精（）H =(17-1)?0.5=8m 提馏段有效高度为

1Z N =-T 提提（）H =(4-1)?0.5=1.5m 在进料孔上方在设一人孔，高为0.8m 故精馏塔有效高度为:8+1.5+0.8=10.3m

2.2.3溢流装置计算

因塔径m D 3=，可选用单溢流弓形降液管

A. 堰长w l

单溢流：()0.6~0.8w l D =，取m l w 8.136.0=?=

B. 出口堰高h w ：本设计采用平直堰，堰上液高度 3

/2)(100084.2w

A ow l L E h =

（近似E =1）

（a ）精馏段：3/2)(100084.2w

A ow l L E h =

=

m 0291.0)8.101642.03600(100084.23

/2=?? =-=ow L w h h h 0.07-0.0291=0.0409m

（b ）提馏段：3/2)(100084.2'w

A ow l L E h =

=

m 0205.0)009726.0(100084.23

/2=?? 1.8 3600 =-=ow L w h h h '''0.07-0.00205=0.0495m （2）方形降液管的宽度和横截面 由

=D l w 0.6查表可知09.0=T

f A A 及15.0=D W

d 则：f A =0.09=T A 0.09×1.13=0.102 m 2 ，d W =0.15D =0.15×3=0.45m 验算降液管内停留时间： 精馏段：=?=

=

01642

.05

.0102.01

s T f L H A θ42.63s

提馏段：=?=

=

009726

.05

.0102.0'2

s T f L H A θ31.65s

停留时间θ>5s ，故降液管可用。 （3）降液管底隙高度

精馏段：取降液管底隙流速为12.00=u m/s ，则=?==

12

.08.101642

.01o w s o u l L h 0.0760m