化工原理课程设计乙醇水连续浮阀精馏塔的设计

1、化工原理课程设计乙醇 -水连续精馏塔的设计姓名学号年级专业化学工程与工艺系 （院）化学化工学院指导教师张杰2013年 6 月目录第一章绪论1第二章塔板的工艺设计32.1精馏塔全塔物料衡算32.2常压下乙醇 -水气液平衡组成（摩尔）与温度关系32.3理论塔板的计算82 4 塔径的初步计算102.5溢流装置112.6塔板布置及浮阀数目与排列12第三章塔板的流体力学计算143.1气相通过浮阀塔板的压降143.2淹塔153.3液沫夹带153.4塔板负荷性能图16第四章附件设计204.1接管214.2筒体与封头224.3除沫器224.4裙座224.5吊柱224.6人孔23第五章塔总体高度的设计23第六章

2、塔附属设备设计236.1 确定冷凝器的热负荷 Qc 236.2 冷凝器的选择24参考书目24主要符号说明25结束语26（一）设计题目乙醇 -水连续精馏塔的设计（二）设计任务及操作条件1) 进精馏塔的料液含乙醇 30% （质量分数，下同），其余为水；2)产品的乙醇含量不得低于93% ； 3) 残液中乙醇含量不得高于0.5%；4)每年实际生产时间：7200小时 /年，处理量： 80000 吨 /年；5)操作条件a)塔顶压力：常压b)进料热状态： 饱和液体进料(或自选 )c)回流比：R=1.55Rmind) 加热方式：直接蒸汽e) 单板压降： 0.7kPa（三）板类型浮阀塔（四）厂址临沂地区（五）设

3、计内容1、设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算；6) 塔板的流体力学验算；7) 塔板负荷性能图；8) 精馏塔接管尺寸计算； 9）设计结果汇总10) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求绘制生产工艺流程图（选作）；注: 常压下乙醇 -水气液平衡组成与温度的关系见课程设计教材附录(105 页 )第一章 绪论塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分

4、接触操作。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。板式塔的研究起步较早，具有结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相

5、向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是乙醇-水连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的乙醇和不易挥发的水，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。设计方案简介本次课程设计的任务是设计分离乙醇-水的精馏塔，塔型选为浮阀塔，因为筛板塔与浮阀塔相比，浮阀塔有降液槽和溢流堰，气体顶开浮阀上升与塔盘上液体接触，传质在塔盘上进行，液体通过降液槽下降，其操作弹性较大。本设计任务为分离乙醇-水混合物，进料为饱和液体进料，操作压力是一个大气压。对于二元混合物的分离，

6、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人精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5 倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第二章 塔板的工艺设计2.1 精馏塔全塔物料衡算F：原料液流量 (kmol/h)x F：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量 (kmol/h)x D：塔顶组成W ：塔底残液流量 (kmol/h)x W ：塔底组成0.30原料乙醇组成：xF46.070.1440.300.7046.0718.0

7、20.93塔顶组成： xD46.070.8390.930.0746.0718.020.005塔底组成：xW46.070.001960.0050.99546.0718.02进料平均分子量： M =46.07 × 0.144+18.02 × 0.856=22.06kg/kmol进料量： F8107503.677 kmol/h720022.06物料衡算式为：FDW（ 1）Fx FDxDWxW联立代入求解： D=85.471 kmol/hW=418.206 kmol/h2.2 常压下乙醇 -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100008

8、2.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.992.2.1 温度利用表中数据由插值法可求得tF、 tD 、tW。85.384.1tF85.3， tF=84.73 tF：16.6114.412.3812.38 tD： 78.4178

9、.15tD78.41 ， tD =78.25 74.7289.4383.974.72 tW ： 10095.5tW100 ， tW =99.536 01.900.1960精馏段平均温度：t1tFtD84.73+78.2581.49 22提馏段平均温度：t2tFtW84.7399.53692.133222.2.2 密度1aAaB（ 2）已知：混合液密度LAB混合气密度VT0M（ a 为质量分率，M 为平均分子量）（ 3）22.4T0塔顶温度：tD =78.25 气相组成 y D ： 78.4178.1578.2578.15,y D =85.09%78.1589.43100 yD89.43进料温度

10、： tF=84.73 气相组成 y F： 85.384.185.384.73,yF =48.87%47.0450.8947.04100yF塔底温度： tW =99.536 气相组成 yW： 10095.5100 99.536, yW =1.75%017.000100 yW（1）精馏段液相组成 x1： x1= （ x Dx F） /2 ， x1=49.15%气相组成 y1： y1( yDyF ) / 2 ， y1=66.98%所以M L14 6.0 70.49151 8.0 2( 1=310.481kg/kmol59 )M V146.070.669818.02(10.6698)=36.81kg/

11、kmol（2）提馏段液相组成 x2： x2(xWxF ) / 2 ， x2=7.30%气相组成 y2： y 2( yWyF ) / 2 ， y2=25.31%所以M L 24 6.0 70.07301 8.0 2( 1=20.07kg/kmol3 0 )M V 246.070.253118.02(10.2531)=25.12kg/kmol由不同温度下乙醇和水的密度温度 / 乙醇 水温度 / 乙醇 水80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在 t1 与 t 2 下乙醇和水的密度（单位：kg m-3 ）t 1 81.49，85 8

12、081.4980， 1733.510 kg/m37307351735858081.4980 ，2 970.846kg/m3968.6971.82971.8同理：2，'722.293kg/m3 ，'963.828kg/m3t1292.133在精馏段液相密度：气相密度：在提馏段L1789.085 kg/m336.81273.15V 122.4(273.15=1.2657kg/m381.49)液相密度：气相密度：L2912.677 kg/m325.12273.15V 222.4(273.150.839 kg/m392.133)混合液体表面张力二元有机物 -水溶液表面张力可用下列各式计

13、算公式：1 41414msw wso 0（ 4）注： wxwVw（ 5）oxoVo（ 6）xwVwxoVoxoVoxwVwswxswVwVs（ 7）soxsoVoVs（ 8）qq2 3Blgw（ 9）Q 0.441oVo2 3（ 10）TqwVwo2AB Q（ 11）A lgsw（ 12）swso 1（ 13）so式中下角标 w、 o、 s 分别代表水、有机物及表面部分，Xw 、 Xo 指主体部分的分子数，w 、 o指主体部分的分子体积，w 、o 为水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。精馏段： t181.49温度 /708090100乙醇表面张力 /10 -3N/m1817.1516.215.

14、2水表面张力 /10 -3 N/m64.362.660.758.8Vwmw18.0222.84cm3/molw 789.085Vomo46.0736.40dm3/molo 1.2657乙醇表面张力：908016.217.15 ，1 17.0089081.4916.21水表面张力：90809081.49 ，262.31760.762.660.72222xwVw1 xoVw塔顶表面张力：wxoVo xwVwxoVoxoVo xwVwxoVoo因为xo0. 4915所以xw1 0. 4915 0. 50，2联立方程组Algswswso1so代入解得：sw0. 145so 0.8551 41 41 4

15、0.14562.3171 41 421. 119mswwso00.855 17.008，m提馏段： t 292.133'mw18.023/molVw'19.744cmw912.677'mo46.073/molVo'54.91dmo0.839乙醇表面张力：水表面张力：，10090100 92.133，'15.216.215.2'111009010092.133，'58.860.758.8'2215.9960.29因为xo'0. 0 7，3所以x'w10.0730.927联立方程组代入解得：''2

16、9;'sw1A lg'swsoso'0.535'0.465swso' 1/41 41 41 / 41 / 4'4 342.33ms wws0o = 0. 5 3 560. 290. 465 15. 99故 2.m混合物的粘度不同温度下乙醇和水的粘度如下表：t 181.49，查表得：10.35 mPa· s， 20.44 mPa· st2，查表得：'0.306mPa· s，'0.388mPa·s92.13312精馏段粘度1 x12 1 x10.440.49150.3510.49150.39mP

17、a· s提馏段粘度'1'x2 2'1x20.3880.0730.3061 0.073 0.312 mPa· s2.2.5.相对挥发度精馏段挥发度：由xA0.4915 ， yA0.6698 得 xB0.5085 ， yB0.3302所以yA xB0. 6698 0. 5084（ 14）yB xA2. 100. 3302 0. 4915 提馏段挥发度：由xA'0.0730 ， yA'0.2531得 xB'0.927 ， yB'0.7469所以'yA' xB'0.25310.9274.30（ 15）y

18、B' xA'0.74690.0730气液相体积流量计算根据 x-y 图得：RminyDyg0.8490.76Rm i n 2. 9 7xDxg0.8490.7479 所以Rmin10.73取 R 1.55Rmin1.552.974.6035（1）精馏段： LRD4.603585.4710.109 kmol/s（ 16）3600VR1 D4.6035185.471（ 17）0.133 kmol/s3600已知： M L131.81kg/kmol ， M V 136.81kg/kmolL1789.085kg/m3 ，V 11.2657kg/m3质量流量： L1ML1L31.810.

19、1093.467kg/s（ 18）V1M V1V36.810.1334.896kg/s（ 19）体积流量： Ls1L13.4674.3910 3 m3/s（ 20）L1789.085Vs1V14.8963.868m3/s（ 21）1.2657V 1（2）提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以q=1L'L qF0.109503.677 0.249 kmol/s（ 22）3600V 'Vq1 F 0.133 kmol/s（ 23）已知： M L220.07kg/kmol ， M V 225.12kg/kmolL2912.677kg/m3 ，V 20.839kg/m3质量流量： L2M

20、L2 L'20.070.2494.997kg/s（ 24）V2MV2V'25.120.1333.341 kg/s（ 25）体积流量： Ls2L24.9975.4810 3 m3/s（ 26）L2912.677Vs2V23.3413.982m3/s（ 27）0.839V 22.3 理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，本次实验采用图解法。根据 1.103× 105Pa 下，乙醇 -水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y 曲线图，泡点进料，所以q=1，即 q 为一直线，本平衡具有下凹部

21、分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切。 Rmin2.97 ，操作回流比R1.55Rmin1.552.974.6035已知：精馏段操作线方程：yn 1RxnxD0.8215xn 0.150R1R 1精馏段操作线方程：yn 1LqFW xmWxW1.8732 xm 0.0017LqFL qF W在图上作操作线，由点（0.839， 0.839）起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q 线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.000196 为止，由此得到理论板NT =18 块，加料板为第15 块理论板。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程

22、度。板效率可用奥康奈尔公式ET 0.49L0.245计 算 。（ 29 ）注：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度L 塔顶与塔底平均温度下的液体粘度mPa· s（1）精馏段已知：2.10，0.39 mPa· s所以： ET0.492.100.2450.5150.39N T1427.2故 NP128 块NP 10.515ET（2）提馏段已知：'4.3 ，'0.312 mPa· s所以： ET'0.490.2454.3 0.3120.45NP 2NT'48.89故 NP29 块ET'0.45全塔所需实际塔板数：N PN P1NP2

23、28 937 块全塔效率 ETN t1848.649% 加料板位置在第30 块板。N P372.4 塔径的初步计算精馏段由 u = （安全系数）×umax ，安全系数 =0.6-0.8 ， umaxCLV 式中 C 可由史密斯关联图V查出：（ 30）1 21 2横坐标数值：Ls1L 14.39103 789.0850.03Vs1V 13.8681.2657取板间距： H T0.45m， hL0.07 m，则 H ThL0.38m0 . 230.6390 . 2查图可知： C200.08CC20200.080.08720umaxCLV0.087814.927 1.2022.264 m/

24、s1.202Vu10.7umax1.585m/sD14Vs144.161.83 m圆整： D12mu13.141.585横截面积： AD 23.14223.14 m2T414空塔气速： u'Vs13.8681.23m/s1AT3.142.4.2提馏段Ls21 25.48101 2横坐标数值：L 23 912.6770.045Vs23.9820.839V 2取板间距： H T'0.45m， hL'0.07 m，则 H T'hL'0.38m'0 . 234.40 . 2查图可知： C200.08CC20200.080.08920umax'CL

25、V0.08993.9890.8582.93m/sV0.858u20.7umax'2.05m/sD24Vs21.63m圆整： D22 mu2横截面积：AT'D223.14223.14 m244空塔气速：'Vs23.9821.27m/su2AT'3.142.5 溢流装置堰长 l w取 lw0.65D0.6521.3 m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how 按下式计算2 3how2.84LA（近似取 E=1 ）（ 30）El w10002.8436004.9510 32 3（1）精馏段how0.0163m10001.3hwhLhow0.070.01630.05

26、37m2.8436005.9710 32 3'0.0184（2）提馏段how10001.3mhw'hL'how'0.070.01840.0516m2.5.2弓形降液管宽度和横截面积AfWd0.124查图得：0.0721，ATD则 Af0.07213.140.226m2， Wd0.124 20.248m验算降液管内停留时间：精馏段：Af H T0.2260.4523.17Ls14.3910 3提馏段：' Af H T'0.2260.4518.56Ls25.4810 3s（ 31）s（ 32）停留时间>5s，故降液管可用。降液管底隙高度（1）精

27、馏段取降液管底隙的流速Ls14. 39130u00.13m/s，则h00. 03l wu01. 3m0. 13（2）提馏段u'0.13m/s，则'Ls 25. 48 1300h0m取降液管底隙的流速l u'1. 30. 13w0因为 h0'不小于 20mm ，故 h0 满足要求。2.6 塔板布置及浮阀数目与排列塔板分布本设计塔径D=2m ，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。浮阀数目与排列（1）精馏段取阀孔动能因子 F012 ，则孔速 u01 为u01F012m/s（ 33）10.67V 11.2657每层塔板上浮阀数目为NVs13. 868289个（ 34）

28、0.7850.042210.674d0 u 0 1取边缘区宽度Wc0.06 m，破沫区宽度 Ws0.10 m计算塔板上的鼓泡区面积，即Aa2 xR2x2R2 arcsin x（ 35）180R其中 RDWc20.060.94 m（ 36）22xDWdWs20.2480.10.652 m（37）22所以 Aa20.6520.9420.65223.140.942 arcsin 0.6522.24 m21800.94浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距： t'Aa2.240.103 m=103mm（ 38）N t2890.075考虑到塔的直径较大，必须采用

29、分块式塔板，二各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用103mm ，而应小些。故取t'65 mm=0.065m ，按t=75mm ，t '65 mm ，以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数290 个。按 N=290 重新核算孔速及阀孔动能因子：u01'4.1611.41 m/s ， F'u'V111.411.265712.80.0422900014阀孔动能因子变化不大，仍在9-13 范围内，塔板开孔率=u1.32100% 11.96%u01'11.41（ 39 ）（ 2）提馏段取阀孔动能因子F012 ，则 u02F01213.1

30、m/s（ 40）0.839V 2每层塔板上浮阀数目为NVs23.982242 个（ 41）20.7850.04213.14d0 u02按 t=75mm ，估算排间距： t 'Aa2.240.123 m=123mm（ 42）Nt2420.075取 t'80 mm ，以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数240 个。按 N=240 重新核算孔速及阀孔动能因子：u'4.28314.2m/s， F'u'V 214.20.83913020.0422400024阀孔 动能 因子 变化 不大 ，仍在9-13范围内 ，塔 板开 孔率 = u1.36 100% 9.58%u02

31、'14.2（ 43 ）第三章塔板的流体力学计算3.1 气相通过浮阀塔板的压降可根据 hphchlh 计算（ 44）1.精馏段 干板阻力U oc173. 19. 5 0m/s（ 45）1.825V1因 U o1 U oc1 故 hc12.67 v1U o120.049m（ 46）l1 g 板上气液层阻力取00.5 ， hl10 hc0.50.070.035m（ 47） 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为hp10.0490.035 0.084m（ 48）hp1hp1l 1g0.084814.9279.8670.85 Pa（ 49）2.提留段 干板阻力 U oc 21.825 7.31v211.42m/s（ 50）因 U o2 U oc 2 ，故 hc22.67v2U o 220.045m（ 51）l1 g 板上充气液层阻力。取00.4， hl 20hc 0.4 0.070.028m （ 52） 表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：hp 20.0450.0280.073m（ 53）3.2 淹塔为防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度H d( H Thw )（ 54）1、精馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度H p10.