乙醇—水分离过程板式精馏塔设计_板式蒸馏塔化工原理课程设计(编辑修改稿)

乙醇—水分离过程板式精馏塔设计_板式蒸馏塔化工原理课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。 例如， 采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。 对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。 当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。 但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。 有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。 在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。 此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。 有时也可采用直接武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 4 蒸汽加热。 若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大 (如酒精与水的混合液 )，便可采用直接蒸汽加热。 直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力 较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。 这样，可节省一些操作费用和设备费用。 然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。 但对有些物系 (如酒精与水的二元混合液 )，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。 值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。 对于酒 精水溶液，一般采用~（表压）。 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。 如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。 如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。 水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。 冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。 冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过 50℃ ，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。 确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件 下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进 、 经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。 为此，必须具体考虑如下几点： 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。 因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。 计算传热面积和选取操作 指标时，也武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 5 应考虑到生产上的可能波动。 再其次，要考虑必需装置的仪表 (如温度计、压强计，流量计等 )及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。 如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。 又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。 同样，回流比的大小对操作费和设备 费也有很大影响。 例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。 又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。 但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 6 第三章 塔的工艺尺寸得计算 精馏塔的物料衡算 乙醇的摩尔质量 46 /AM kg kmol 水的摩尔质量 18 /BM kg kmo l 原料液 4 0 / 4 6 0 .2 0 6 94 0 / 4 6 6 0 / 1 8Fx  塔顶 9 8 / 4 6 0 .9 5 0 49 8 / 4 6 2 / 1 8Dx  塔底产品 0 . 2 / 4 6 0 . 0 0 0 7 80 . 2 / 4 6 9 9 . 8 / 1 8Wx  平均摩尔质量 原料液 0 .2 0 6 9 4 6 ( 1 0 .2 0 6 9 ) 1 8 2 3 .7 9 /FM k g k m o l      塔顶 0. 95 04 46 ( 1 0. 95 04 ) 18 44 .6 1 /DM k g k m ol      塔底产品 k m o lkgM W /)0 0 0 7 (460 0 0 7  物料衡算 进料流量 5 0 0 0 0 1 0 0 0 2 6 5 . 3 7 /2 3 . 7 9 3 3 0 2 4F k m o l h 馏出液流量 0 . 2 0 6 9 0 . 0 0 0 7 82 6 5 . 3 7 5 7 . 6 0 /0 . 9 5 0 4 0 . 0 0 0 7 8FWDWxxD F k m o l hxx      釜液流量 2 6 5 . 3 7 5 7 . 6 0 2 0 7 . 7 7 /W F D k m o l h     回收率 乙醇的回收率 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 7 5 7 . 6 0 0 . 9 5 0 41 0 0 % 1 0 0 % 9 9 . 7 0 %2 6 5 . 3 7 0 . 2 0 6 9DAFDxFx     水的回收率 ( 1 ) 2 0 7 . 7 7 ( 1 0 . 0 0 0 7 8 )1 0 0 % 1 0 0 % 9 8 . 6 4 %( 1 ) 2 6 5 . 3 7 ( 1 0 . 2 0 6 9 )WBFWxFx         塔板数的确定 N 的求取 乙醇与水的平均相对挥发度的计算 已知乙醇的沸点为 ℃，水的沸点为 100℃。 当温度为 ℃时， lgAP 176。   AP 176。  lg BP 176。   BP 176。   BAPP 当温度为 100℃ 时， lgAP 176。 3 11 0 0 6 5 23 3 8 2   AP 176。  lg BP 176。 2 71 0 0 6 5 70 7 4 0   BP 176。   BAPP 平均挥发度   最小回流比及操作回流比计算 因 1q ，故 69PFxx 将 Px 代入相平衡方程 2 . 3 0 0 . 2 0 6 9 0 . 3 7 51 ( 1 ) 1 ( 2 . 3 0 1 ) 0 . 2 0 6 9PP Pxy x         m i n 0 . 9 5 0 4 0 . 3 7 5 3 . 4 20 . 3 7 5 0 . 2 0 6 9DPPPxyR yx    m in2 2 3. 42 6. 84RR    武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 8 逐板法求塔板数 因   Wx 1q   则相平衡方程 yyyyx )1(   )(a 精馏段操作线方程 0 . 8 7 2 0 . 1 2 111DxRy x xRR    )(b 塔釜气相回流比 R FDWDFDWF xx xxqxx xxRR  )1()1( 0 . 2 0 6 9 0 . 0 0 0 7 8(6 . 8 4 1 ) 0 2 . 1 70 . 9 5 0 4 0 . 2 0 6 9     提馏段操作线方程 1 1 .4 6 0 .0 0 0 3 6WxRy x xRR     )(c 操作线交点横坐标 ( 1 ) ( 1 ) ( 1 ) 0 1FDf R x q xx Rq        理论板数计算：先交替使用相平衡方程 )(a 与精馏段操作线 方程 )(b 计算如下 110 . 9 5 0 4 0 . 8 9 3Dy x x   相 平 衡 220 .9 0 0 0 .7 9 6yx   330 .8 1 5 0 .6 5 7yx   440 .6 9 4 0 .4 9 6yx   550 .5 5 4 0 .3 5 1yx   660 .4 2 7 0 .2 4 5yx   770 .3 3 5 0 .1 8 0yx  ＜ fx 第 7 板为加料板。 以下交替使用提馏段操作线方程 )(c 与相平衡方程 )(a 计算如下 7  880 .2 6 2 0 .1 3 4yx  相 平 衡 990 .1 9 5 0 .0 9 5 3yx   武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 9 1 0 1 00 .1 3 9 0 .0 6 5 6yx   1 1 1 10 .0 9 5 4 0 .0 4 3 8yx   1 2 1 20 .0 6 3 6 0 .0 2 8 7yx   1 3 1 30 .0 4 1 5 0 .0 1 8 5yx   1 4 1 40 .0 2 6 7 0 .0 1 1 8yx   1 5 1 50 .0 1 6 9 0 .0 0 7 4 2yx   1 6 1 60 .0 1 0 5 0 .0 0 4 5 9yx   1 7 1 70 .0 0 6 3 4 0 .0 0 2 7 7   1 8 1 80 .0 0 3 6 8 0 .0 0 1 6 0yx   1 9 1 90 .0 0 1 9 8 0 .0 0 0 8 6   2 0 2 00 .0 0 0 9 0 0 .0 0 0 3 9yx  ﹤ Xw 总理论板数为 20 块，精馏段理论板数为 6 块，第 7块为进料板。 实际板层数的求取 取全塔效率 TE ， 则有 精N 14 / 27N 提 精馏塔有关物性数据的计算 操作压力计算 取塔顶表压为 4Kpa。 塔顶操作压力 10 1. 3 4 10 5. 3DP KP a   每层塔板压降 KPa 进料板压力 10 5. 3 0. 7 12 11 3. 7FP KPa    武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 10 塔底操作压力 1 1 3 . 7 0 . 7 2 7 1 3 2 . 6WP KP a    精馏段平均压力 (10 5. 3 11 3. 7 ) / 2 10 9. 5mP K P a   提馏段平均压力 39。 (1 1 3 . 7 1 3 2 . 6 ) / 2 1 2 3 . 1 5mP K P a   操作温度计算 利用表 51中数据由拉格朗日插值可求得 Ft 、 Dt 、 Wt。 进料口 Ft ： 8 4 .18 4 .1 8 2 .71 6 .6 1 2 3 .3 7 2 0 .6 9 1 6 .6 1Ft   , Ft =℃ 塔顶 Dt ： 7 8 .1 57 8 .1 5 7 8 .4 18 9 .4 3 7 4 .7 2 9 5 .0 4 8 9 .4 3Dt  ， Dt =℃ 塔釜 Wt ： 1001 0 0 9 5 .50 1 .9 0 0 .0 7 8 0Wt  ， Wt =℃ 精馏段平均温度 1 8 3 . 2 6 7 8 . 0 5 8 0 . 6 622FDttt    ℃ 提馏段平均温度 2 8 3 . 2 6 9 9 . 8 2 9 1 . 5 422FWttt    ℃ 表 51 乙醇 — 水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系 温度/℃ 液相 气相 温度/℃ 液相 气相 温度/℃ 液相 气相 100 0 0 平均摩尔质量计算 精馏段的平均摩尔质量 精馏段。