乙醇-水精馏塔课程设计浮阀塔

1、目录设计任务书第一章 前言 5第二章 精馏塔过程的确定6第三章 精馏塔设计物料计算73.1 水和乙醇有关物性数据73.2 塔的物料衡算 83.2.1 料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率83.2.2 平均分子量83.2.3 物料衡算83.3 塔板数的确定 83.3.1 理论塔板数 NT 的求取83.3.2 求理论塔板数 NT93.4 塔的工艺条件及物性数据计算113.4.1 操作压强 Pm123.4.2 温度 tm123.4.3 平均分子量 M 精123.4.4 平均密度 M13M3.4.5 液体表面力m133.4.6 液体粘度 14L ， m143.4.7 精馏段气液负荷计算第四章 精馏塔设

2、计工艺计算154.1 塔径154.2 精馏塔的有效高度计算164.3 溢流装置164.3.1 堰长 lW164.3.2 出口堰高 hW164.3.3 降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 Af164.3.4 降液管底隙高度 ho174.4 塔板布置及浮阀数目排列 174.5 塔板流体力学校核 184.5.1 气相通过浮塔板的压力降 184.5.2 淹塔184.6 雾沫夹带184.7 塔板负荷性能图194.7.1 雾沫夹带线 194.7.2 液泛线204.7.3 液相负荷上限线204.7.4 漏液线（气相负荷下限线） 204.7.5 液相负荷下限线214.8 塔板负荷性能图22设计计算结果总表23

3、符号说明24关键词25参考文献25课程设计心得26附录27附录一、水在不同温度下的黏度27附录二、饱和水蒸气表27附录三、乙醇在不同温度下的密度27一、设计题目精馏塔设计任务书乙醇一水溶液连续精馏塔设计设计条件(1) 处理量：60000 (吨/年)(2) 料液浓度：30( wt%)(3) 产品浓度：925(wt%)(4) 易挥发组分：99.9%(5) 每年实际生产时间：7200小时/年(6)操作条件:精馏塔塔顶压力 进料热状态 回流比 加热蒸汽压力常压自选自选 低压蒸汽单板压降不大于0.7kPa乙醇-水平衡数据自查(7)设备类型为浮阀塔三、设计任务1、精馏塔的物料衡算2、塔板数的确定3、精馏塔

4、的工艺条件及有关数据的计算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&塔板的流体力学验算7、塔板负荷性能图(可以不画)8、精馏塔接管尺寸计算9、绘制工艺流程图10、对设计过程的评述和有关问题的讨论乙醇水溶液连续精馏塔优化设计第一章 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

5、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 精馏塔进行的， 塔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

6、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 (JB 1 68-68)， 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。第二章精馏流程的确定乙醇一一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

7、采用 间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。其中工艺流程图见图。其中 精馏塔选用F1型重阀浮阀塔。图2-1乙醇-水精馏塔工艺流程简图第三章精馏塔设计物料计算在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇一一水溶液，要求料液浓度为30%，产品浓度为92.5%，易挥发组分回收率99.9%。年生产能力20000吨/年操作条件：间接蒸汽加热 塔顶压强：4atm （绝对压强） 进料热状况：泡点进料3.1查阅文献，整理有关物性数据水和乙醇的物理性质名称分子式相对 分子 质量密度20 Ckg / m3沸点101.33kPaC比热容(20 C)Kg/(kg.C)黏度(20 C)mPa.s表面导热力系数(20 C)/(

8、m.C)(20 C)N/m水出018.029981004.1831.0050.59972.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇一水系统txy数据如表3 1所示表3 1乙醇一水系统t x-y数据沸点t/ C乙醇摩尔数/% 气相液相沸点t/ C乙醇摩尔数/% 气相液相99.90.0040.8227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2

9、899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.413.2塔的物料衡算料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率0.1440.8280.000390.14

10、4)18 22.03 kg/kmol0.828)1841.18 kg kmol(1 0.00039)18 18.01 kg kmol30/46XF 30/46 70/1892.5/46XD 92.5/46 7.5/180.1/46Xw 0.1/46 99.9/18平均分子量抽尸=0.144 46 (1Md 0.828 46 dM w = 0.00039 46物料衡算总物料衡算D W20000000/7200易挥发组分的物料衡算0.925D 0.001W 0.3 20000000/7200联立以上二式得F 2777.8kg. hF 2777.8/22.03126.09kmoL hD 898.9k

11、g hD 898.9/41.1821.83kmol hW 1878.9kg hW 1878.9/18.01104.26kmol h3.3塔板数的确定理论塔板数Nt的求取（1）根据乙醇一水气液平衡表（2）求取最小回流比Rnin和操作回流比R因为乙醇一水不是理想体系，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已经于平衡线相切，如图2-2点g所示，此时恒浓区出现在g点附近，对应回 流比为最小回流比。由点（xd，xd）向平衡线做切线，切线斜率为Rmin 。Rmin 1a. ?J. 6 . 50. 4 . 3a. 2O. 100. 10.2 J 3C.40. 5C.60. 70.3a图3-2Rmi

12、n=1.58，由工艺条件决定 R=1.6FU故取 R=2.258由于采用泡点进料，所以q=1332求理论塔板数Nt回收率乙醇的回收率为：DxH100%99.55%Fxf水的回收率为：H W(1 xw)104.26 (1O.39)100%96.56%F(1xF)126.09 (10.144)精馏段操作线方程为y0.717x0.235提馏段操作线方程为yL XW2.354x 0.000528XL WXWL W采用直角梯级法求理论板层数，如图3-3所示，在塔底或恒沸点附近作图时需要 将图局部放大，如图3-4和3-5。图3-5求解结果为：总理论板数 NT=15.7精馏段理论板数为进料板为第13层12层

13、提馏段理论板数为3.7层实际塔板数的确定全塔效率Et0.17 0.616lg根据塔顶、塔底液相组成查图 料液相平均粘度为：m .144乙醇3-6，求得塔平均温度为89.18 C,该温度下的进(1 0.144)0.144 0.418 （10.144） 0.32020.334Et0.170.616lg0.3340.4630.46实际塔板数精馏段塔板数：n提馏段塔板数：N提1226.09 27Et378.04 9Et总塔板数为36层3.4塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算:341操作压强pm塔顶压强pD 4 101.3 105.3kPa，取每层塔板压降P 0.7kPa进料板压强 pF 1

14、05.3 27 0.7124.2kPa精馏段平均操作压强 Pm 105.3 124.2114.75kPa3.4.2 温度 tm根据操作压强，依据安托因方程及泡点方程试差计算得：塔顶tD 78.27C，进料板则精馏段平均温度t m,精78.27 84.67281.47 C tF 84.67C平均分子量皿精求平均相对挥发度.2.24 2.202.22相平衡方程yx1 (1) x2.22x1 1.22x(1)塔顶xD y 0.828 xD 0.684M vd0.828 46 (10.828) 18 41.18kg/kmol塔顶、进料板、塔底操作温度下纯组分的饱和蒸汽压组分恂利恭汽FE/kPn塔顶进料

15、板塔底水45. 2758.68101 33乙醇101.33138. 96223.05表3-2塔顶0Pa 101.33D 匕2.24Pb 4527进料板128.96F 2.20F 58.68塔底223.05W 2.20 W 101.33全塔平均相对挥发度为M LD0.684 46 (1 0.684)18 37.15kg/kmol(2)进料板0.402XF 0.233Mvf0.40246(10.402)1829.26kg/kmolMlf0.23346(10.233)1824.52kg / kmol精馏段的平均摩尔质量 m v,精41.18 29.26235.22kg /kmolMl，精37.15

16、24.52228.14kg / kmol344平均密度(1)液相密度 ,ML , ML, A塔顶:1_0.925 0.075789972.5L, ML, M800.3kg/m3进料板上由进料板液相组成XA 0.2330.233 460.233 46 (1 0.233)180.441_0.441 0.44796.7924.2L, MLF , M3863.4 kg/m3故精馏段平均液相密度800.3 863.42831.85kg/m3(2)气相密度pM精RT114.75 35.228.314(273 81.47)1.37 kg/m3液体表面力mn1Xii1 1m, D0.82817.8 (1 0.

17、828) 0.63 14.85mN/mm, F0.23316 (1 0.233)0.62 4.20mN/m14.854.20m 精9.53mN / m2mL, m液体粘度i 10.8280.55(10.828)0.370.519mPa?s0.2330.34(10.233)0.290.302mPa?s0.519 0.3020.4105mPa?sXiL,DFL ,2347精馏段气液负荷计算L RD 2258 21.83 55.19kmo/hV L D 5519 21.83 77.02kmol/hILMl精55.19 28.14 0.00052mi/sLs 3600 蛀 3600 831.85L,

18、m精第四章塔和塔板主要工艺尺寸计算4.1塔径0.2气体负荷系数C C20,由图4-1史密斯关联图,查得C20，图中的横坐标0.02为Ls0.000521/2叱 0.02330.HO.LO鮒J 0.W0 02Vs I0.551.37V(MM 0(H UMAIO0 2d 0 30 吐的O.ftO I,帥Pl5Ln?圏4- 1史密膽i (SiniitL R B)关系曲线初取板间距离Ht 0.45m，取板上液层高度hL 0.07m故 Ht hL 0.38m0.29 53 0.2查图 4-1 可得 C20 0.075，故 C C200.07500.065C 20 200.065831.85 1.37V

19、1.371.6m/s可取安全系数0.7，则0.791mU 0.7 Umax .7 1.61.12m/s取标准塔径圆整为0.8m塔截面积为AtD0.80.503m44实际空塔气速为V 0.55s1.093m/sAt0.5034.2精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为Z精（N精 1Ht （27 1） 0.45 11.7m提馏段有效高度为Z提（N提 1Ht （9 1）0.45 3.6m在进料板上设一个人孔，高为0.6m，提馏段设三个人孔，高为0.6mI I go.d Q c0. or? t O f 1.0Jafl- Aw- s- 4 L o- 0 o Q Q L 0 6 0 0故精馏段有效高度为11

20、.7+3.6+0.84=19.1m4.3溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰4.3.1 堰长w取堰长團4-2弓形降液管宽虧口面积|w 0.75D1w .75D0.75出口堰高hW0.80.6mhWhL hOW0.60.80.75，Ls2.5l w3600 0.000522.50.66.71m，查图 4-1 知 E为 1.02，根据下式计算hw2.84 匚1000Ls36000.00052230.0062m0.00620.06938m0.6故 hw 0.07降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由1WD器0.75查图4-20.17,AfAt0.8故Wd0.17D0.13

21、6mAf .8匸20.04 mAH 0.04 o.45 34.6s( 5s符合要求)0.000520.08m/s则howU。a。00520.011m0.6 0.08液体在降液管中停留时间Ls降液管底隙高度h。取液体通过降液管底隙的流速为(0.006m)hw h。0.06938 0.0110.05838m符合要求。4.4塔板布置及浮阀数目排列取阀孔动能因子Fo 9孔速uo97.69m/s1.37浮阀数nVs2 2匸d Uo 40.0390.557.6960(个)取无效区宽度Wc=.6m安定区宽度Ws=.7m2.1 X180 R sin RWc0.40.060.34m(WdWJ 0.4(0.136

22、 0.07)0.194m0.248 m2c c ”，/22210.194Aa 开孔去面积a o.194 0.34 0.194 面0.34 sin 盲浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一横排的孔心距a 75mm 0.075m估算排间距h A 0.2480.06mn a 60 0.0750-7.68m/ sdoN4F0. v 9.00阀孔数变化不大，仍在912之间塔板开孔率二一 1093 100%12.14%09.004.5塔板流体力学校核气相通过浮塔板的压力降由下式hp he hf h(1)干板阻力he5.34vUo2 Lg2仙 7一692 831.85 9.810.027m液柱(2)液层阻力。

23、取充气系数。0.5，有hfo hL 0.5 0.07 0.035m液柱(3)液体表面力所造成的阻力 Xo此项可以忽略不计故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为:hp 0.027 0.035 0.062m常板压降pp hp Lg 0.062 831.85 9.81 505.95Pa（0.7KPa，符合设计要求）淹塔为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清液层高度符合下式HdHt hw其中 Hd hp hL hd已知体0.062m，按下式计算hd 0.153L-20.15320.000520.0009ml w ho0.6 0.0114.6板上层液hL 0.07m，取 0.5，板间距日丁Ht

24、hw a5 a45 由此可见：h 雾沫夹带dHt得 hd 0.062 0.07 0.00090.1329m0.45m，hw 0.06938m，则有0.069380.26mhw，符合要求。板上液体流经长度ZlD 2Wd 0.8 2 0.1360.528m05536 .00052 528 100%62.43%板上液流面积A 2Af0.503 2 0.04 0.423m2查的泛点负荷系数水和乙醇可按正常系统取物性系数K 1.0,又由图4-3VJ1.36LsZlAbCf 0.086，所以：RL_KCfA.于一定物性及一定的塔结构，式中 L、Ab、K、Cf、及 Zl 均为已应于e 0.1的泛点率上限值亦

25、可确100%1 0.086 0.4231.37F10.78KCfAt100%0.551 831.85 1.37100%0.78 1 0.086 0.50366.21%Vs,；“1.36LsZl L VF1作出。对100%知值，相 定，将各旳 MO I电0刨 ：4 IC1詹 nr14-3泛点负荷图由两种方法计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能满足 e；0.1kg液/kg汽的要求。4.7塔板负荷性能图雾沫夹带线按式已知数代入上式，便得出Vs Ls，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线按泛点率=80舟算Fi1.36LsZlKCfA100%80%FiJi.8；71.371.36Ls 0.5281

26、 0.086 0.423100%将上式整理得 0.04vs 0.71808ls 0.0291024 ys 0.72756 17.952$ （ 1） 在操作围，任取几个Ls值，依（1）式算出相应的Vs列于表4-4中。依表中数据在Vs- Ls图中作出雾沫夹带线（1），如图所示。Ls(m3/s)0.0030.00350.0040.0045M(m3/s)0.67370.66470.65580.6468图4-4雾沫夹带线数据液泛线所以 Hthw5.34200.1532Ls+ 10 hw2.842/3lh2lgIwh。1000lw因物系疋，塔板结构尺寸定，则H T、hw h0、V、L、0及等均为定值,由

27、Hthwhp hL hdhch 九hd确定液泛线。忽略h项,而0与Vs又有如下关系，即doN4式中阀孔数与孔径de亦为定值。因此，可将上式简化得0.1563512.4L；1.41L?3在造作围任取若干个Ls值，依上式都可算出一个相应的 Vs值列于附表4-5 中。依表中数据作出液泛线（2）。Ls(m3/s)0.0020.0030.0040.0045VS(m3/s)0.7390.7270.710.699图4-5液泛线数据液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间5s0.0036 nVs则Af Ht 0.04 0.45八I s,max厂5漏液线（气相负荷下限线）对于Fi型重阀，由f。Uov55，计算得U

28、o 52 2Vs 才do n uc553 .0.306 m/s2.84 e Ls,min1000 l w则 Vs,min 0.785 0.03 960 加液相负荷下限线去堰上液层高度how 0.0062m，根据how计算式how取E为1.02I s,min36003how 1000 彳 o.60.0062 10002.84 E36000.00025 nVs2.84 1.024.8塔板负荷性能图do图4-4由塔板负荷性能图可以看出(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点P (0.00052,0.55 )处在适宜操作区。(2) 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。(3) 按照固

29、定气液比，即气相上限Vs,max 0.72 m/s，气相下限V i0.306 ni/s，则操作弹性-072 2.35Vs,min0.306设计计算结果总表项目符号数值单位备注平均压强Pm114.75kPa平均温度tm81.74气相VS0.55m/s平均流量亠丄液相Ls0.00052m/s实际塔板数N36块板间距HT0.45m塔径D0.8m空塔气速u1.m/s塔板液流形式单溢流分块式塔板溢流管型式弓形降液 管堰长l w0.6m溢流装置堰高hw0.06938m溢流堰宽度Wd0.136m管底与受液盘距离ho0.011m板上清液层咼度hi0.07m孔径do39mm孔间距t75mm等腰二角形浮阀数n60

30、个叉排开孔面积0.2482 m孔速Uo7.69m/s塔板压降hp505.95Pa液体在降液管中停留时间t34.6s降液管清液层咼度Hd0.1329m气相最大负荷乂，max0.72m/s雾沫夹带控 制气相最小负荷乂，min0.306m/s漏液控制操作弹性2.35开孔率12.14%泛点率62.43%符号说明符号物理量单位F原料液流量kmol/hD塔顶产品流量kmol/hW塔底产品流量kmol/hP v混合气体密度kg/m3P s混合液体密度kg/m311黏度Pa sa相对挥发度(T表面力N/mNT理论塔板数NP实际塔板数Et全塔效率C负荷系数Af降液管截面积mAb板上液面积2mG泛点负荷系数1At

31、塔截面积2mD塔径与干板压降相当mhe的液柱高度mFo阀孔动能因子hp降液管压降mhL板上液层咼度ml w堰长mt孔心距mhow堰上液层咼度mu空塔气速m/sN浮阀总数个W无效区宽度mW安定区宽度mW弓形降液管宽度mZl板上液流长度mT降液管中停留时间s关键词 key words连续精馏 continuous distillation连续精馏塔 continuous distillation column馏出液 distillate残液 residue精馏 rectification精馏段 rectification section提馏段 stripping section理论板 theore

32、tical stage实际板 actual stage操作线 operating line塔板效率 plate efficiency总塔效率 column efficiency溢流装置 overflow device参考文献1 英男、玉兰 . 常用华工单元设备的设计 M. ：华东理工大学， 2005、42 雪暖、汤景凝 . 化工原理课程设计 M. ：石油大学， 2001、53 贾绍义、柴诚敬 . 化工原理课程设计 M. 天津：天津大学， 2002、84 路秀林、王者相 . 塔设备 M. ：化学工业， 2004、15 王明辉. 化工单元过程课程设计 M. ：化学工业， 2002、66 夏清、常贵 . 化工原理（上册） M. 天津：天津大学， 2005、17 夏清、常贵 . 化工原理（下册） M. 天津：天津大学， 2005、18 化学工程手册编辑委员会 . 化学工程手册气液传质设备 M 。：化学工业，1989、79 光启、马连湘 . 化学化工物性参数手册 M. ：化学工业， 200210 贺匡国.化工容器及设备简明设计手册 M. ：化学工业， 2002课程设计心得通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性， 更特别是对 精馏原理及其操作各方面的了解和设计， 对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注 意问题都有所了解。 通过这次对精馏塔的设计， 不仅让我将所学的知