乙醇水精馏塔课程设计浮阀塔

1、目录设计任务书4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NT 93.4塔的工艺条件及物性数据计算113.4.1操作压强P m123.4.2温度tm 123.4.3平均分子量M 精 123.4.4 平均密度M133.4.5液体表面张力m 133.4.6液体粘度，m143.4.7 精馏段气液负荷计算14第四章精馏塔设计工艺计算154.1塔径154.2精馏塔的有效高

2、度计算164.3溢流装置164.3.1堰长lW 164.3.2出口堰高hW 164.3.3 降液管的宽度 W d 与降液管的面积 A f 164.3.4降液管底隙高度ho 1724.4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符号说明 24关键词325参考文献25课程设计心得 26附录27附录一、水在不同温度

3、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精馏塔设计任务书一、设计题目乙醇 水溶液连续精馏塔设计二、设计条件1）处理量： 60000（吨 /年）2）料液浓度： 30（wt%）3）产品浓度： 92.5（wt%）44）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：精馏塔塔顶压力常压进料热状态自选回流比自选加热蒸汽压力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

4、6、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。5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

5、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。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， 已成为国内应用最广泛的塔型， 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 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

6、入部颁标准（JB168-68）内， 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 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

7、阀浮阀塔。6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 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7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表面相 对密度沸 点比热容黏度导热张力名称分子式分 子20101.33kPa(20)(20 ) 系数质量kg / m 3Kg/(kg .mPa.s (20)(20 )/(m.N/m)水H 2O18.029981004.1831.0050.59972

8、.8乙醇C2 H 5OH 46.0778978.32.391.15 0.17222.8常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇 水系统 txy 数据如表 31 所示。表 31乙醇 水系统 t x y 数据沸点 t/乙醇摩尔数 /%沸点 t/乙醇摩尔数 /%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.75

9、0.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.413.2塔的物料衡算3.2.1料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率8x F30/460.14430/4670/18x D92.5 / 460.82892.5 / 4

10、6 7.5 / 18x w0.1/ 460.000390.1/ 4699.9 / 183.2.2平均分子量M F =0.14446 （10.144）18 22.03 kgkmolM D0.82846 （10.828）1841.18 kgkmolM w= 0.00039 46 （10.00039）18 18.01 kgkmol3.2.3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F2777.8kghF2777.8 / 22.03126.09 kmol hD 898.9 kghD898.9

11、 / 41.1821.83 kmol hW 1878.9 kg hW1878.9 /18.01104.26 kmol h3.3 塔板数的确定3.3.1理论塔板数 NT 的求取（1）根据乙醇 水气液平衡表（2）求取最小回流比Rmin 和操作回流比 R因为乙醇 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 19图 3-2Rmin=1.58 ，由工艺条件决定R=1.6Rmin故取 R=2.258由于采用泡点进料，

12、所以q=13.3.2求理论塔板数 NT回收率乙醇的回收率为：DxHFxD100%99.55%F水的回收率为：W (1xW )104.26(10.00039)100% 96.56%HxF )126.09(10.144)F (1精馏段操作线方程为 y0.717x0.235提馏段操作线方程为 yLWxW 2.354x 0.000528xL WL 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 。10图 3-3图 3-4图 3-511图 3-6求解结果为：总理论板数NT=15.7精馏段理论板数为12 层进料板为第 13 层提馏段理

13、论板数为3.7 层实际塔板数的确定全塔效率ET0.17 0.616lg m根据塔顶、塔底液相组成查图3-6 ，求得塔平均温度为 89.18 ，该温度下的进料液相平均粘度为：0.144（10.144）水m乙醇0.144 0.418 （10.144)0.3202 0.334mET0.170.616lg 0.3340.4630.4612实际塔板数精馏段塔板数：N精26.09 27ET3.79提馏段塔板数：N提8.04ET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：123.4.1操作压强 Pm塔顶压强PD4 101.3105.3kPa ，取每层塔板压降 P 0.7kPa

14、进料板压强 PF105.3 27 0.7124.2kPa精馏段平均操作压强 Pm105.3124.2114.75kPa23.4.2温度 t m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 tD78.27 ，进料板则精馏段平均温度t m，精78.2784.6781.47t F84.6723.4.3平均分子量 M 精求平均相对挥发度0塔顶、进料板、塔底操作温度下纯组分的饱和蒸汽压P表 3-20塔顶DPA 101.332.24045.27PB进料板128.962.20F58.68塔底223.05W2.20101.33全塔平均相对挥发度为DW2.242.202.22相平衡方程 yx2.22x

15、1） x1 1.22x1 （ 1）塔顶x D y10.828xD0.684M VD0.82846(10.828)1841.18kg / kmolM LD0.68446（10.684）1837.15kg / kmol13（ 2）进料板yF0.402xF 0.233M VF0.40246 （10.402） 1829.26kg / kmolM LF0.23346 （10.233） 1824.52kg / kmol精馏段的平均摩尔质量41.1829.26M V，精35.22kg / kmol237.1524.52M L，精28.14kg / kmol23.4.4 平均密度1）液相密度1M，MABL，M

16、L，AL，B塔顶：10.9250.075789972.5L， ML， M800.3 kg/m3进料板上由进料板液相组成0.233x A0.233460.44A0.233 46（10.233） 1810.4410.44863.4 kg/m3796.7924.2LF， ML， M故精馏段平均液相密度800.3863.4kg/m3L，M 精831.852（2）气相密度，MPM 精114.75 35.221.37 kg/m3V， M精RT（）8.314 27381.473.4.5 液体表面张力mnmi 1x iim，D0.82817.8（10.828）0.6314.85mN / mm，F0.233 1

17、6 （10.233） 0.624.20mN / mm，精14.854.2029.53mN / m3.4.6 液体粘度L， m14nxi 1iiL ，m，DL ，0.8280.55 （10.828） 0.370.519mPas0.2330.34 （10.233） 0.290.302mPas0.5190.3020.4105mPa sL，M 精23.4.7 精馏段气液负荷计算LRD2.258 21.83 55.19kmol/ hVL D55.1921.8377.02kmol/ hLML 精55.1928.143Ls36000.00052m/s3600L ，m精831.85VMV ，精77.0235.

18、223V s36000.55m /s36001.37V， m精15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 CC 20 0.02, 由图 4-1 史密斯关联图 , 查得 C20 ，图中的横坐标为1/ 2LsLVsV0.00052831.850.551.370.0233初取板间距离 HT0.45m ，取板上液层高度 hL0.07m故 HThL0.38m0 .29.530. 2查图 4-1 可得 C200.075，故 CC20 200.07500.06520maxCLV0.065831.85 1.371.6m / s1.37V可取安全系数0.7 ，则u 0.7umax0.71

19、.6 1.12m / sD4Vs40.550.791m1.12取标准塔径圆整为0.8m16塔截面积为ATD 20.820.503m244实际空塔气速为Vs0.551.093m / 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1）HT （271） 0.4511.7m提馏段有效高度为Z提 （ N提1）HT （91） 0.453.6m在进料板上设一个人孔，高为 0.6m，提馏段设三个人孔，高为 0.6m故精馏段有效高度为11.7+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 lW取堰长lW0.7

20、5DlW0.75D 0.75 0.8 0.6m4.3.2出口堰高 hWhWhL hOW由 lW0.60.75，LS3600 0.000526.71m ， 查 图 4-1 知 E 为0.82.52.5Dlw0.61.02 ，根据下式计算22.84 ELs3hOW1000L w22.841.0236000.0005230.0062m10000.6故 hw 0.07 0.00620.06938m4.3.3降液管的宽度 W d 与降液管的面积 A f17由 lW0.60.75 查图 4-2得 W d0.17，A f0.8D0.8DA T故 W dA f 0.08220.17 D0.136m4 D0.0

21、4 m液体在降液管中停留时间A f HT0.040.4534.6s （ 5s符合要求）LS0.000524.3.4 降液管底隙高度 ho取液体通过降液管底隙的流速为0.08m/s则LS0.000520.011mhouo0.60.08lwhw0.069380.0110.05838m（0.006m）ho符合要求。4.4 塔板布置及浮阀数目排列取阀孔动能因子 F9oFo9孔速 uo1.37 7.69m/sV ，m浮阀数 nV S0.5560（个）224 d uo4 0.0397.69取无效区宽度W C =0.06m安定区宽度W S =0.07m开孔去面积 A a2x221x2 x R180 R si

22、n RRDW C0.40.060.34m2xD（ W dWS） 0.4（0.1360.07)0.194m2故22210.1942A a 2 0.194 0.340.194180 0.34 sin0.340.248 m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一横排的孔心距a75mm0.075m18估算排间距 hA a0.2480.06mn a60 0.075Vs7.68m/ s0d02 N4F00V 9.00阀孔数变化不大，仍在912 之间。塔板开孔率 =1.093 100% 12.14%09.004.5 塔板流体力学校核4.5.1气相通过浮塔板的压力降由下式hphch f hu21.372（ 1）干

23、板阻力hc5.34vo5.347.690.027m液柱2g2 831.85 9.81L（ 2）液层阻力 xo取充气系数o0.5 ，有h fo hL0.50.07 0.035m液柱（ 3）液体表面张力所造成的阻力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：0.0270.0350.062mhpPp hp L常板压降505.95Pa（ 0.7KPa，符合g 0.062 831.85 9.81设计要求）4.5.2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HdHThw其中HdhphL hd已知 hp0.062m，按下式计算L s22hd 0.1530.0005

24、2l w h0.1530.0009mo0.6 0.01119板上层液 hL 0.07m ，得 hd0.062 0.07 0.0009 0.1329 m取0.5 ，板间距H T0.45m，hw0.06938 m ，则有HT0.50.450.069380.26mhw由此可见： H dHThw ，符合要求。4.6 雾沫夹带板上液体流经长度ZLD2Wd0.820.1360.528m板上液流面积Ab AT 2Af0.503 20.040.423m2水和乙醇可按正常系统取物性系数K 1.0, 又由图 4-3查的泛点负荷系数VsV1.36LS ZLC F0.086 ，所以： F1LV100%KCF Ab0.

25、551.371.360.000520.528831.851.37100%62.43%10.0860.423VsV0.551.37F1LV100%831.85 1.37100%66.21%0.78KCF AT0.78 1 0.086 0.503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eV0.1kg液 / kg 汽的要求。4.7 塔板负荷性能图4.7.1雾沫夹带线按式VsV1.36LS ZL作 出 。中对于一定物性及一定的塔结构，式LV100%F1知 值 ，V、 L、 Ab、 K、 C F、及 ZL 均 为 已相应于 eVKC F Ab0.1 的泛点率上限值亦可确定，将各已

26、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。20VsV1.36LS Z LLV100% 80%按泛点率 =80%计算 F1KC F Ab1.371.36 LsVs 831.851.370.528100%F10.0860.4231将上式整理得 0.04V s0.71808 Ls 0.0291024 V s 0.7275617.952 Ls （1）在操作范围内，任取几个Ls 值，依（ 1）式算出相应的 V s 列于表 4-4 中。依表中数据在 V s - Ls 图中作出雾沫夹带线（ 1），如图所示。Ls(m3/s)0.0030.00350.0040.0045Vs(m3/s)0

27、.67370.66470.65580.6468图 4-4 雾沫夹带线数据4.7.2液泛线由H ThWhp hL hdhc h1 hhLhd 确定液泛线。忽略 h 项，222 / 3所以H ThW5.34v0Ls+ 1 0 hw2.84l h20.153l w h01000l wgL因物系一定，塔板结构尺寸一定，则H T、 hw、 h0、 V 、 L、 0及等均为定值，而 0 与 Vs 又有如下关系，即Vs04 d02 N式中阀孔数与孔径d0 亦为定值。因此，可将上式简化得Vs20.156 3512.4L2s 1.41Ls2 / 3在造作范围内任取若干个Ls 值，依上式都可算出一个相应的Vs 值

28、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214.7.3液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间5sAf H T0.040.450.00363则Ls,max5m/s4.7.4漏液线（气相负荷下限线）对于型重阀，由5 ，计算得5F 1F 0 u0vu0vV s2n u0254 d04 d0nv则 V s,min 0.7852530.039601.370.306 m/s4.7.5液相负荷下限线23去堰上液层高度how0.0062m ，根据how计算式how2.8

29、4Ls,minE1000l w取 E为 1.023Ls, minl w how 1000 236002.84 E60.0062 100036002.84 1.02230.000253m /s4.8 塔板负荷性能图22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 ）处在适宜操作区内。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。0.7233（3）按照固定气液比，即气相上限 V s,maxm/s ，气相下限 V s,min0.306 m/s ，则操作弹性0.722.350.30623设计计算结果总表项目符号数值单位平均压强Pm1

30、14.75kPa平均温度t m81.74气相Vs0.553平均流量m/s液相Ls0.000523m/s实际塔板数N36块板间距HT0.45m塔径D0.8m空塔气速u1.093m/s塔板液流形式单溢流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ho0.011m盘距离板上清液层高度hl0.07m孔径do39mm孔间距t75mm浮阀数n60个开孔面积0.2482m孔速uo7.69m/s塔板压降hp505.95Pa液体在降液管中停留时间t34.6s降液管内清液层高度Hd0.1329m气相最大负荷Vs，max0.723m/s气相最小负荷Vs，

31、min0.3063m/s操作弹性2.35开孔率12.14%泛点率62.43%备注分块式塔板等腰三角形叉排雾沫夹带控制漏液控制24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/hv混合气体密度kg/m3s混合液体密度kg/m3黏度Pas相对挥发度表面张力N/m2NT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2mAb板上液面积2mCF泛点负荷系数1AT塔截面积2mD塔径mhc与干板压降相当m的液柱高度F0阀孔动能因子hp降液管压降mhL板上液层高度ml w堰长mt孔心距mhow堰上液层高度mu空塔气速m/sN浮阀总数个Wc无效区

32、宽度mWs安定区宽度mWd弓形降液管宽度mZL板上液流长度m降液管中停留时间s25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 theoretical stage实际板 actual stage操作线 operating line塔板效率 plate efficiency总塔效率 column efficien

33、cy溢流装置 overflow device参考文献陈英男、刘玉兰 . 常用华工单元设备的设计 M. 上海：华东理工大学出版社，2005、 4刘雪暖、汤景凝 . 化工原理课程设计 M. 山东：石油大学出版社， 2001、5贾绍义、柴诚敬 . 化工原理课程设计 M. 天津：天津大学出版社， 2002、8路秀林、王者相 . 塔设备 M. 北京：化学工业出版社， 2004、1王明辉 . 化工单元过程课程设计 M. 北京：化学工业出版社， 2002、6夏清、陈常贵 . 化工原理（上册） M. 天津：天津大学出版社， 2005、 1夏清、陈常贵 . 化工原理（下册） M. 天津：天津大学出版社， 2005、 1化学工程手册编辑委员会 . 化学工程手册 气液传质设备 M 。北京：化学工业出版社， 1989、7刘光启、马连湘 . 化学化工物性参数手册 M. 北京：化学工业出版社， 2002贺匡国 . 化工容器及设备简明设计手册 M. 北京：化学工业出版社， 200226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