年产7万吨酒精精馏塔的设计_酒精精馏塔的设计说明

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目录

绪论………………………………………………………........第一节 概论…………………………………………………………....1.1 精馏操作对塔设备的要求…………………………………………

1.2板式塔类型……………………………………………………

1.2.1 筛板塔…………………………………………………………

1.2.2浮阀塔………………………………………………………….1.3精馏塔设计步骤…………………………………………………..第二节 设计方案的确定……………………………………..………

2.1工艺流程和工艺操作要点………………………………………

2.1.1 工艺流程……………………………………………………

2.1.2 工艺操作要点………………………………………………

2.2操作条件的确定……………………………………………….2.2.1操作压力………………………………………………….....2.2.2进料状态………………………………………………….....2.2.3加热方式………………………………..…………………...2.2.4冷却剂与出口温度……………………………………….....2.2.5热能的利用………………………………………….....2.3确定设计方案的原则……………………………………………

第三节 板式精馏塔的工艺计算………………………….…………

3.1精馏塔的物料衡算…………………………….…………………… 3.2塔板数的确定……………………………………….…………

3.3精馏塔的工艺条件极有关物性数据的计算………………………

3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算…………………………….………

3.5塔板主要工艺尺寸的计算…………………………….…………

第四节 板式塔结构………………………………………………...4.1塔顶空间…………………………………………………..4.2人孔数目……………………………………………………

4.3塔底空间……………………………………………………

4.4塔高计算……………………………………………………

第五节 精馏装置的附属结构………………………………….5.1塔顶回流冷凝器…………………………………………

5.2再沸器…………………………………………………………

5.3离心泵的选择………………………………………………

第六节 总结…………………………………………………………

参考文献…………………………………………………………….一 绪论

塔设备介绍：精馏设备是化学工业、石油工业、石油化工等生产中最重要的设备之一。精馏设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响，在化工和石油化工生产装置中塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.39%炼油和煤化生产装置中占34.85%。它所消耗的钢材重量在各类工艺设备中所占比例也较多，塔设备的研究和设计对化工炼油及轻化工等的发展起着重大作用。

精馏原理：蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，α）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。本节以两组分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申，讲解精馏的操作原理及其实现的方法，从而理解和掌握精馏与简单蒸馏的区别（包括：原理、操作、结果等方面）

酒精工业介绍：在我国，饮料主要包括啤酒、白酒、黄酒、葡萄酒和果露酒等五大类。饮料酒工业是食品工业的重要组成部分，它对丰富城乡居民生活、活跃城乡消费品市场、为国家和地方提供资金积累、出我国酿酒行业受金融危机影响最严重的就是酒精行业。金融危机已经使10万吨生产量的企业停产。2008年10月份以后酒精的价格逐渐下降，9月底的时候，酒精的价格还是5500元/吨左右，到了11月、12月，酒精的价格已经跌破5000元/吨。2008年上半年工业酒精的需求还挺大，但是下半年就几乎没有什么需求了，因为石油价格的大跌，直接影响到工业酒精的使用，而这也直接影响到了食用酒精的价格。2009年6月以来，国内食用酒精整体行情走势稳步上升，几大产区和销区市场价格均出现不同程度的上扬。其中，广西市场涨幅明显，目前广西糖蜜酒精自提价已涨至4200元/吨，广东、吉林和黑龙江等市场也出现200元左右的涨幅。从交易情况看，国内市场交投气氛仍显平淡，下游需求表现低迷，采购意愿不强。目前除了东北市场酒精库存略高外，其他地区库存较为正常，企业生产开工率维持较低水平。此波行情的上升主要受到上游原料价格的推动。一方面，国内玉米收购价格居高难下，糖蜜原料供应也逐渐减少；另一方面，泰国木薯拍卖的流拍，加强了市场对进口木薯价格看涨的预期。政策方面，6月1日起我国酒精的出口退税率提高至5%。自2006年9月我国取消酒精出口退税之后，酒精出口一直处于极度低迷状态，此次出口退税率的提高，将在一定程度上促进我国酒精出口，缓解国内市场销售 2 压力。但从当前情况看，我国酒精出口价格并无多大优势，寄望出口大幅增加不太现实。

2009年1-6月，酿酒行业表现良好，其中，白酒产量增速提升明显，领跑整个酿酒行业，啤酒和葡萄酒也实现稳步增长。随着经济回暖、白酒旺季来临，白酒下半年的表现将持续景气。2009年1-6月，我国白酒累计产量为312.89万千升，增速20.07%，较1-5月的增速上升2.67个百分点，较去年同期上升1.16个百分点；啤酒累计产量为2051.29万千升，增速6.03%，环比有所下降，但较去年同期仍上升了0.41个百分点；葡萄酒累计产量为39.88万千升，增速5.37%，比1-5月的增速上升3.17个百分点，环比继续回升。其中，白酒产量增速提升明显。6月，白酒单月产量为60.97万吨，同比上升28.48%，较5月的产量增速提高了7.38 个百分点，同比也提高了6.89 个百分点。6月，四川、河南、内蒙和吉林几大白酒传统生产和消费大省白酒产销量实现了增长，其中累积销量最大的四川地区销量增速达到68.19%，内蒙地区达到45.88%，各地白酒的产量增速一直保持回暖之势。近段时间，由于受到白酒消费税从严征收和白酒涨价的传闻，6月白酒产量增速明显提升。在国内大力扩大内需市场政策的推动下，随着经济回暖、白酒旺季来临，白酒下半年的表现将持续景气。目前，我国的经济正在转暖，居民的消费能力进一步出现提升，这将对白酒的产销量造成利好。其中，利润最大的高端白酒正逐渐进入高潮。随着产量增速保持着良好的发展态势，下半年白酒的销售也将继续保持回暖之势，有望在四季度形成销售高潮。

本研究咨询报告在大量周密的市场调研基础上，主要依据了国家统计局、国家商务部、国家发改委、国务院发展研究中心、国家海关总署、国家经济信息中心、中国石油和化学工业协会、中国化学工业协会、中国酿酒工业协会酒精分会、国内外多种相关报刊杂志的基础信息以及专业研究单位等公布、提供的大量内容翔实、统计精确的资料和数据。报告立足于我国酒精行业现状，从酒精行业的发展环境、进出口状况、竞争格局、行业内主要企业发展情况以及行业未来发展趋势等多方面深度剖析，全面展示酒精行业现状，揭示酒精的市场潜在需求与潜在机会。同时对我国主要的酒精公司的发展情况、财务状况进行了分析，并重点分析了我国酒精市场各细分产业的发展状况以及行业发展策略。本报告是酒精生产行业、经营企业、科研机构等单位准确了解目前酒精行业发展动态，把握企业定位和发展方向不可多得的精品。

第一节 概述

1.1 精馏操作对塔设备的要求 精馏操作所进行的是气液两相之间的传质，而作为气液两相传质的塔设备，首先必须要能使气液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。没有这一条则失去了其存在的基础。但是，为了满足工业生产的要求，塔设备还得具备各种基本要求。

1.气液处理量大。即生产能力大时，仍不致发生大量雾沫夹杂、拦液或液泛等破坏操作现象。

2.操作稳定，弹性大。即当塔设备的气液负荷有较大范围的变动时，仍能再较高的传质效率下进行稳定的操作，并应保证长期连续操作必须具有的可靠性。

3.流体流动的阻力小。即流体流经塔设备的压力减小，这将大大减省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏系统的操作。

4.结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。6.塔内的滞留量要小。

1.2板式塔类型

板式塔为逐级接触型气液传质设备，在板式塔中塔内装有一定数量的塔盘，气体自塔底向上以鼓泡喷射的形式 穿过塔盘上的液层，使两相密切接触，进行传质，两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。板式塔种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是在20世纪50年代以后，随着石油、化学工业生产的发展，相继出现了大批新型塔板，如S形板、浮阀塔、多降液管筛板、蛇形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板以及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，前两者使用尤为广泛。

1.2.1筛板塔

筛板塔也是最早出现板式塔。与泡罩塔相比，其生产能力要大20%~40%，塔内效率高10%~15%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装维修都比较容易。近年发展了大孔筛板（孔径达20~25mm）、导向筛板等多种筛板塔。

与泡罩塔操作相似，液体从上一层塔盘的降液管流下，横向流过塔盘，经溢流管流入下一层塔盘。依靠溢流堰保持塔盘上的液层高度。蒸汽自下而上穿过筛孔时，分散成气泡，在穿过板上液层时，进行气液间的传热和传质。

筛板塔作为传质过程的常用塔设备，它的主要优点如下：

1.结构简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。2.处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10%~15%。3.塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。

4.、压降较低，每块板压力降比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点如下：

1.塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不均匀。2.操作弹性较小（约2~3）。3.小孔筛板容易堵塞。1.2.2浮阀塔

浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进时取消了升气管和泡罩，早塔板开孔上没有浮动的浮阀，浮阀可根据气流流量的上下浮动，自动调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比泡罩塔优越。但其在处理 粘度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收及解吸等传质过程中。浮阀塔直径从200~6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径大者可达10m,塔高可达80m，板数有的可达数百块。

浮阀塔的具体优点如下：

1.处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20%~40%，接近于筛板塔。2.操作弹性大，一般约为5~9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大的多。3.塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。

4.压降小，在常压塔中每块板的压降一般约400~666Pa.5.使用周期长，黏度稍大以及有一般聚合现象的体系也能正常操作。6.结构简单，安装容易，其制造费用约为泡罩塔的60%~80%，但为筛板的120%~130%。

1.3精馏塔的设计步骤

板式塔的设计如下：

1.根据设计的任务和工艺要求，确定设计方案;2.根据设计的任务和工艺要求,确定塔板的类型； 3.确定塔径、塔高等工艺尺寸；

4.进行塔板的设计，包括溢流装置的设计、塔板的布置、升气道的设计及排列；

5.进行流体力学验算； 6.绘制塔板的负荷性能图；

7.根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理想，可对某些参数进行调整，重复上述设计过程，一直到满意为止。

第二节 设计方案的确定

2.1 工艺流程和工艺操作要点

2.1.1工艺流程

木薯原料——粉碎——拌料——蒸煮——糖化——发酵——蒸馏——酒精 2.1．2各工艺过程的操作要点

(1)粉碎:由于木薯干中淀粉含量高、纤维素少，因而易被粉碎，为了最大限度地保留木薯中的营养成分，应先使用粗碎机把带皮木薯干磨成小块，再使用细碎机将其磨成粉末，本试验使用直径1．5mm筛孔，效果较好。

(2)拌料:为了使原料蒸煮环节顺利进行，可先把木薯粉添加到约4倍质量的50℃的温水中，边添加边搅拌，以使木薯粉均匀分散，之后再加入少量淀粉酶，从而最大限度地利用木薯中可发酵成分。搅拌约30min后，将该混合液注入加热器中。

(3)蒸煮:采用蒸汽给木薯粉混合液加热，温度控制在121℃左右，气压1．4个大气压，蒸煮时间为30～60min。木薯粉在高温高压作用下，细胞膜和植物组织破裂，使其变成可溶性淀粉，同时蒸煮过程有杀菌作用，从而保证在发酵过程中原料不受杂菌的污染。

(4)糖化:蒸煮结束后，停止加热，打开冷却系统使醪液迅速冷却，当温度降至60℃左右时加入糖化酶，之后继续降温，直到30℃左右，保持该温度30min，以使醪液完全糖化。急速降温的目的在于：使淀粉颗粒的细胞完全破裂，再通过糖化酶作用变成可发酵性糖，进而为酵母所利用。

(5)高浓度酒精发酵技术:该项技术是指提高单位体积内发酵醪液中淀粉的含量，在适量的酿酒酵母菌作用下，在一定时间内获得尽可能多的酒精。较之传统的发酵工艺，高浓度酒精发酵的单位设备的生产率提高了，而能耗却降低了。在人们进行新菌种、新设备、新工艺等方面的开创性研究的基础上，高浓度酒精发酵技术着眼于现有设备及工艺的高效利用，采用完全间歇发酵方式，通过在发酵醪液中添加酵母菌厌氧生长增值所必需的物质，提供增强酵母菌对细胞抵抗不良环境因素的物质，从而优化发酵醪液的组成，最终实现高浓度酒精发酵。国内关于浓醪发酵工艺的研究，最具代表性的是湖北安琪集团，他们在实验室中利用其活性干酵母发酵淀粉质原料，实验结果已经达到：料水比1：1.8～2；发酵醪液中淀粉含量23％～25％(w／v)；产酒率16％(v／v)左右。

(6)蒸馏：从粗产物中分离出精制乙醇是在间歇式蒸馏塔中进行的。将发酵醪液装日蒸馏釜内，用间接蒸汽和直接蒸汽加热，热沸后保持料液沸腾状态，使包括乙醇在内的挥发性成分汽化。蒸汽从塔顶逸出，进入分凝器冷凝成液体。蒸馏初期，冷凝液全部从塔顶流回塔中(生产上叫闷塔)，它的主要目的是提浓乙醇。分凝器流出的回流液温度不应低于50-56摄氏度，以免破坏蒸馏塔的操作。冷凝器在塔中闷1.5-3小时后即开始蒸出乙醇。开始蒸出的是比乙醇沸点低的头级杂质，接着是成品乙醇，最后是沸点高于乙醇的尾级杂质，这些均应分别接收在不同的容器中。待乙醇馏分蒸完时，即可停止加热。料液冷却后，打开釜底的残液出料阀，放出残液，用清水清洗塔、釜、分凝器及冷觏器等设备，然后重新装料，进行下一步蒸馏

2.2操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构形式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题做些阐述。

2.2.1操作压力

蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可能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的组分和热敏性的物料，但压力降低将导致塔径的增加，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，适当的提高操作压力可以提高塔的处理能力。优势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，或可用较低品味的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。

2.2.2进料状态

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔德热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料的状态有多种，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，精馏段和提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.2.3加热方式

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄的相对挥发度较大（如酒精和水的混合液），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：在釜内只需安装鼓气管，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0.4~0.7Kpa（表压）。

饱和水蒸气的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱和水蒸气的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸气作为加热剂。但若要求加热湿度超过180℃时，应考虑其它的加热剂，如烟道气或汽油。当采用饱和水蒸气作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。

2.2.4冷却剂与出口温度

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为冷却剂。如果能用常温水作为冷却剂，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。

2.2.5热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理的利用精馏过程本身的热能是十分重要的。

选择适宜的回流化，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。

若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输出的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品区预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。

此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例外，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程【1】，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。

2.3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：（1）满足工艺和操作的要求

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，而且质量议案稳定，这就是要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态的稳定，从而需要采用相应的措施。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，必要时传热量也可以调整。因此，在必要的位置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑在生产上的可能波动。再其次，要考虑必要装置的仪表（如温度计，压强计，流量计等）及其装置的位置，以便能通过这仪器来观测生产过程是否正常，从而帮助找到不正常的原因，以便采取相应措施。

（2）满足经济上的要求

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，另一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由影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大的影响。

降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选的合适等，均要作全面的考虑，力求总费用尽可能的低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、廉价地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。（3）保证安全生产

例如酒精属易燃燃料，不能让其蒸气弥漫车间，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产生真空，都会使塔收到破坏，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。

第三节

板式精馏塔的工艺计算

已知：在一常压操作的连续精馏塔内分离乙醇—水混合物。原料液的组成为0.41（乙醇的质量分数，下同），要求塔顶产品量7万吨，其组成为0.95，塔底釜液的组成为0.01。设计条件如下：

操作压力

2kPa（塔顶表压）； 进料热状况

q=1； 回流比

R=1.5Rmin； 单板压降

≤0.7kPa； 全塔效率

ET=70%；

以下即根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算： 3.1精馏塔的物料衡算

1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率酒精的摩尔质量

MA=46kg/kmol 水的摩尔质量

MB=18kg/kmol 0.41Fx0.4146460.590.2118

0.88x0.95D0.9546460.05180.004

0.01xW0.0146460.9918

2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.21×46+（1-0.21）×18=23.88kg/kmol MD=0.88×46+（1-0.88）×18=42.64kg/kmol MF=0.004×46+（1-0.004）×18=18.11kg/kmol 3.物料衡算

7107D228.0kgkmol3002442.644.产品量

5.总物料衡算F=228.0+W 6.酒精物料衡算0.21F=0.88×228.0+0.004W 7.联立解得

F=969.55kmol/h 8.W=741.55kmol/h 9.3.2塔板数的确定 10.理论板层数NT的求取

11.乙醇—水属理想物系，可采取图解法求理论板层数。

12.①由手册查得乙醇—水物系的气液平衡数据，绘出x—y图，见坐标纸上图1—1。

13.②求最小回流比及操作回流比。

14.采用作图法求最小回流比。在图1—1中对角线上，自点a（0.881，0.881）作切线ab得切线斜率，即RminR0.65915.min1

16.故最小回流比为 Rmin=1.94

17.取操作回流比为

18.R=1.5Rmin=1.5×1.94=2.91 19.③求精馏塔的气、液相负荷 20.L=RD=2.91×228.0=663.48kmol/h V=(R+1)D=(2.91+1)228.0=891.48kmol/h L'=L+F=663.48+969.55=1633.03kmol/h V'=V=891.48kmol/h ④求操作线方程 精馏段操作线方程为 y=0.744x+0.225 提馏段操作线方程为 y'=1.83x'-0.003 ⑤图解法求理论板层数

采用图解法求理论板层数，如图1—1所示。求解结果为总理论板层数NT=22 进料板位置NF=20 1.实际板层数的求取

精馏段实际板层数N精=19/0.52=37 提馏段板实际层数N提= 3/0.52=6 3.3精馏塔的工艺条件极有关物性数据的计算

1.操作压力计算

塔顶操作压力

PD=101.3+2=103.3kPa 每层塔板压降

△P=0.7kPa 进料板压力

PF=103.3+0.7×37= 129.2kPa

精馏段平均压力 Pm=(103.3+129.2)/2=116.25kPa

2.操作温度计算依据操作压力，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，塔顶温度

tD=79℃ 进料板温度 tF=103℃

精馏段平均温度

tm=(79+103)/2=91℃

3.平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.881,查平衡曲线得

x1=0.880

MVDm=0.881×46+0.119×18=42.668kg/kmol

MLDm=0.880×46+0.120×18=42.64kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算

yF=0.544 查平衡线得 xF=0.116kg/kmol

MVFm=0.544×46+0.456×18=33.232kg/kmol

MLFm=0.116×46+0.884×18=21.248kg/kmol 精馏段平均摩尔质量

MVm=（42.668+33.232）/2=37.95kg/kmol

MLm=（42.64+21.248）/2=31.944kg/kmol

4.平均密度计算（1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，得

pmMvm116.2537.951.46Kg vmRTm3M8.314(91273.15)

（2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即

1/ρLm=Σai/ρi

塔顶液相平均密度的计算 由tD=79℃，查手册得

ρA=737.5kg/m3ρB=971.6kg/m3

13LDm0.95746.49kg/m737.50.05971.6

进料板液相平均密度的计算 由tF=103℃，查手册得

ρA=712.5kg/m3 ρB=954.5kg/m3 进料板液相的质量分率

46A0.1160.11646(10.116)180.25

1LF0.25879.80Kgm3712.50.75954.5

精馏段液相平均密度为

ρLm=（746.4+879.8）/2=813.1kg/m

35.液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即

σLm=Σxiσi

塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=79℃，查手册得

σA=17.5mN/m

σB=62.57mN/m

σLDm=0.88×17.5+0.12×62.57=22.91mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=103℃,查手册得

σA=15.25mN/m

σB=58.68mN/m

σLFm=0.116×15.25+0.884×58.68=53.64mN/m 精馏段液相平均表面张力为

σLm=(22.91+53.64)/2=38.28mN/m6.液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即

lgμLm=Σxilgμi

塔顶液相平均粘度的计算 由tD=79℃，查手册得

as

B0.36m1pas

A0.44mp lguLDm0.88lg0.440.12lg0.361

解出 LDm0.43mpas 进料板液相平均粘度的计算 由tF=103℃，查手册得

p a  B 0.278msp

A0.32ms a0.320.278lgu0.116lg0.884lgLFm

.s 解出 uLFm0.283mpa精馏段液相平均表面张力为

s

uLm(0.2830.43)/20.357mp.a3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

VsVMvm891.4837.956.437m3/s3600Lm36001.46 LMLm663.4831.9440.00724m3/s3600Lm3600813.1

umaxCLs由 LVV)0.2式中C由式CC20(L20计算，其中的C20由史密斯关联图查得，图的横坐标为L1/2hVL0.0072436006.4373600813.11.460.00265hv

取板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.05m，则 HT-hL=0.50-0.05=0.45m 查史密斯关联图得

C20=0.1 0.2CC20L200.138.28200.114

u813.11.46max0.1141.462.69m/s

取安全系数为0.7,则空塔气速为

u=0.7umax=0.7×2.69=1.88m/s D4Vsu46.4373.141.882.09m

按标准塔径圆整后为

D=2.1m 塔截面积为

AT=D2π/4=2.12π/4=3.46m2

实际空塔气速为 u6.4373.461.86m/s

2.精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

Z精=（N精-1）HT=(37-1)0.5=18m 提馏段有效高度为

Z提=（N提-1）HT=（6-1）0.5=2.5m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 开三个孔 故精馏塔的有效高度为

Z=Z精+Z提+0.8=18+2.5+2.4=22.9m 3.5塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置计算

因塔径D=2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：(1)堰长lw 取

lw=0.7D=0.7×2.1=1.47m(2)溢流堰高度hw 17 由

hw=hL-hOW

选用平直堰，堰上液层高度

hOW由式

23h2.84LhOW1000ElW

近似取E=1，则

2/3h2.840.007243600ow1000E1.470.01

取板上清液层高度

hL=0.05m 故

hW=0.05-0.01=0.04m（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由lw=0.7D，查弓形降液管的参数图得，Af0.095WdATD0.15

故

Af=0.095AT=0.095×3.46=0.3287m2 Wd=0.15D=0.15×2.1=0.315m 依验算液体在降液管中停留时间，即

3600AfHT0.32870.5L3600h0.00724360022.7s5s

故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0 h0Lh3600lWu0'

取

u'0=0.2m/s 则 h0=0.00724×3600/(3600×1.47×0.2)=0.025m hw-h0=0.04-0.025=0.015m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h'W=50mm 2.塔板布置（1）塔板的分块因D≥1000mm，故塔板采用分块式，查工具书得塔板分为5块。（2）边缘区宽度确定

取WS=W'S=0.075m

Wc=0.06m.(3)开孔区面积计算 开孔区面积Aa,即

xDWdWs2.1/20.3150.0750.66m2

rDWc2.1/20.060.99m2

0.99210.66222Aa20.660.990.66sin2.40m0.99180

(4)筛孔

本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm，切筛孔按正三角形排列。

第四节 板式塔结构

塔的总体结构 4.1塔顶空间HD 塔顶空间指塔内最上一层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常HD为（1.5~2.0）HT。若需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。

4.2人孔数目

入孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8~10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4~6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为800mm.4.3塔底空间HB

塔底空间指塔内最下层塔板套塔底间距。其值视具体情况而定；当进料有

15分钟的缓冲时间的容量时，塔底产品停留时间可取3~5分钟，否则需10~15分钟的储量，保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3~5分钟；对于易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1~1.5分钟。

4.4塔高的计算

精馏塔的板间距HT=0.50m，通常HD为（1.5~2.0）HT，塔底空间HB≥0.5m，一般塔釜要求能贮液10~15min。实际塔高应为

H=HD+(N实-1)HT+HB aA=0.01×46/(0.01×46+0.99×18)=0.025 LW10.025712.50.975954.5946.46kg/m3

7107/3002414HB0.62m946.462.12/460

取HD=1.5HT

HB=0.7m，即

H=1.5×0.5+（37-1）×0.5+0.62=19.37m

第五节 精馏装置的附属设备

精馏塔的附属设备包括蒸汽冷凝器、产品冷却器、再沸器（蒸馏釜）、原料预热器、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属于换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。5.1塔顶回流冷凝器

塔顶回流冷凝器通常采用管壳式换热器，有卧式、立式、管内或管外冷凝等形式。按冷凝器与塔德相对位置区分，有以下几类：

（1）整体式和自流式

将冷凝器直接安于塔顶，冷凝液借重力回流入塔，此即整体式冷凝器，又称内回流式。如图（a）、（b）所示。其优点是蒸汽压降较小，节省安装面积，可借改变升气管或塔板位置调节位差以保证回流与采出所需的压头。缺点是塔顶结构复杂，维修不便，且回流难于精确控制。该方式常用于以下几种情况：①传热面较小;②冷凝液难以用泵输送或泵送有危险的场合；③减压蒸馏过程。

如图（c）所示为自流式冷凝器，即将冷凝器置于塔顶附近的台架上，靠改变台架高度 获得回流和采出所需的差位。

（2）强制循环式

当塔德处理量很大或塔板数很多时，若回流冷凝器置于塔顶将造成安装、检修等诸多不便，且造价高，可将冷凝器置于塔下部适当的位置，用泵向塔顶输送回流，在冷凝器和泵之间需设回流罐，即为强制循环式。图（d）所示为冷凝器置于回流罐之上，回流罐的位置应保证其中液面与泵入口间之位差大于泵的气蚀余量，若罐内液温接近沸点时，应使罐内液面比泵高出3米以上。图（e）所示为将回流罐置于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝液借压差流入回流罐中，这样可减少台架，且便于维修，主要用于常压或加压蒸馏。

5.2再沸器

再沸器的作用是加热釜底料液使之部分气化，以提供精馏塔内的上升的气流。工业常用的再沸器（蒸馏釜）有以下几种：

（1）内置式再沸器（蒸馏釜）

将加热装置直接置于塔的底部，称之为内置式再沸器。加热装置可采用夹套、蛇管或列管式加热器等不同形式，其装料系数依物系起泡倾向取为60%~80%.内置式再沸器的优点是安装方便，可减少占地面积，通常用于直径小于600mm的蒸馏塔中。（2）釜式再沸器

如图（a）和（b）所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分气化。蒸汽引到塔底最后一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的 垂直挡板，作为塔板产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8~10分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一份离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.3~1.6倍。

（b）是夹套式再沸器，页面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。（3）热虹吸式再沸器

如图6—2（c）、(d)、(e)所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。（4）强制循环再沸器

如图6—2中（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体。宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。

原料预热器和产品冷却器的型式不像塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。

5.3离心泵的选择

离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行：

（1）确定输送系统的流量与压头

液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应该按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程式计算在最大流量下管路所需的压头。

（2）选择泵的类型与型号

首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按以确定的流量

和压头

从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量

和压头

完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（）坐标位置应靠在泵咋高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。

（3）核算泵的轴功率 若输送液体的密度大于水的密度时，可按核算泵的轴功率。

第六节

总结

在这次课程设计中，我学到了很多东西，做课程设计时，我查阅了很多资料，也和同学们讨论交流。虽然遇到了很多困难，但在老师的指导下我终于完成了这一课程设计。同时，我也学会了去思考问题，也知道了实践的重要性。我以后会在学好课本知识的同时多联系结合实际，提高自己的课程设计水平。

参考文献

《食品工程原理》，中国轻工业出版社 《化工原理》，天津大学出版社

《化工原理课程设计》，天津大学出版社 《酒精发酵工艺学》，华南理工大学出版社 《酒精工业手册》，中国轻工业出版社

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