乙醇水精馏塔课程设计浮阀塔

目录\o"CurrentDocument"设计任务书 4第一章前言 5\o"CurrentDocument"第二章精馏塔过程的确定 6\o"CurrentDocument"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 8.2平均分子量 8.3物料衡算 8\o"CurrentDocument"3。3塔板数的确定 8。1理论塔板数N的求取 83。3。2求理论塔板数N 9T\o"CurrentDocument"3.4塔的工艺条件及物性数据计算 113。4。1操作压强P 12m3。4.2温度t 12m。3平均分子量M 12精3.4.4平均密度P 13M5液体表面张力O 13m3.4.6液体粘度N 14L，m3。4.7精馏段气液负荷计算 14第四章精馏塔设计工艺计算 15\o"CurrentDocument"4。1塔径 154.2精馏塔的有效高度计算 16\o"CurrentDocument"4。3溢流装置 164。3.1堰长l 16W4.3.2出口堰高h 16W4.3。3降液管的宽度W与降液管的面积A 164。3。4降液管底隙高度h 17o\o"CurrentDocument"4。4塔板布置及浮阀数目排列 17\o"CurrentDocument"4。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 18\o"CurrentDocument"4。6雾沫夹带 18\o"CurrentDocument"塔板负荷性能图 19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) 20液相负荷下限线 21塔板负荷性能图 22\o"CurrentDocument"设计计算结果总表 23符号说明 24关键词 25\o"CurrentDocument"参考文献 25\o"CurrentDocument"课程设计心得 26附录 27\o"CurrentDocument"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%)(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：精馏塔塔顶压力常压进料热状态回流比加热蒸汽压力自选自选

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.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，现已列入部颁标准用8168—68）内下1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——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:①间接蒸汽加热②塔顶压强：4atm(绝对压强)③进料热状况：泡点进料3。1查阅文献，整理有关物性数据⑴水和乙醇的物理性质名称分子式相对密度沸点比热容■黏度^^导热表面分子20℃101.33kP(20℃(20系数张力质量kg/m3a)℃) (20σxl03℃Kg/(kgmPa.℃)(20℃。℃)S ω/(m)。℃) N/m水 HO218.02 9981004.1831。 八005 。59972。8乙醇CHOH2546。07 78978.32.391。150。172 22.8⑵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t—x-y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/℃乙醇摩尔数/%气相 液相沸点t/℃乙醇摩尔数/%气相 液相-99。90.0040。053~~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。2899。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3.2.1料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率X二30/46 _0.144F30/46+70/18―X二92.5/46二0。828D92.5/46+7.5/18xw0.1/460.1/46+99.9/18000393.2.2平均分子量M=0.144X46+(1—0.144)18:22。03kg..kmolF -M=0.828x46+(1—0.828)18=41.18kg,kmolDM=0.00039X46+(1—0.00039)18=18.01kgkmolW3。2。3物料衡算总物料衡算 D'+W'=20000000/7200易挥发组分的物料衡算 0.925D'+0.001W'=0.3X20000000/7200联立以上二式得F=2777.8kg..h F=2777.8/22.03=126.09kmolhD'=898.9kg.h D=898.9/41.18=21.83kmolhW=1878,9kg.h W=1878.9/18.01=104.26kmolh3。3塔板数的确定3.3.1理论塔板数N的求取(1)根据乙醇—水气液平衡表(2)求取最小回流比R和操作回流比Rmin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R流比为最小回流比。由点(X，乂)向平衡线做切线，切线斜率为Qmin。DD R+1minR=1。.58,由工艺条件决定区=1。6Rmin min故取R=2。258由于采用泡点进料，所以q=13。3.2求理论塔板数NT回收率乙醇的回收率为：DxH=一DX100%=99.55%

FxF水的回收率为：W(1-x)

W-

F(1-x)FH=104.26X(1-0.00039)126.09X(1-0.144)X100%=96.56%精馏段操作线方程为y=0.717x+0.235L' W提馏段操作线方程为y'= x'- X=2.354x'-0.000528L'-W L'-Ww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图3-6求解结果为：总理论板数N=15.7T精馏段理论板数为12层进料板为第13层提馏段理论板数为3。7层实际塔板数的确定全塔效率 E=0.17—0.616lg口Tm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：口=0.144口+(1-0.144)Nm乙醇水N=0.144X0.418+(1—0.144)X0.3202=0.334mE=0.17—0.616lg0.334=0.463≈0.46T实际塔板数精馏段塔板数：N=1L=26.09≈27精ET提馏段塔板数:NJIr=8.04≈9T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：3。4.1操作压强Pm塔顶压强P=4+101.3=105.3kPa,取每层塔板压降AP=0.7kPaD进料板压强P=105.3+27X0.7=124.2kPaF精馏段平均操作压强P=105.3+124.2=114.75kPam22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t=78.27℃,进料板则精馏段平均温度Dt=78.27+84.67=81.47℃t=84.67℃m,精 2 F3.4.3平均分子量M精求平均相对挥发度塔顶、进料板、塔底操作温度下纯组分的饱和蒸汽压P0组分饱和瑟汽压∕kF⅛塔顶进料⅛ 塔底水45.M5&E巡ICn.33乙醇IOL33IggI96223.05表3-2塔顶ɑP0D101.33=a= =2.24P0 45.27B进料板a=128.96=220F58.68 .223.05塔底α= =2.20W101.33全塔平均相对挥发度为a=aa=√2.24X2.20=2.22%DW相平衡方程y=αx2.22x1+(a—1)X 1+1.22x(1)塔顶X=y=0.828X=0.684D1 DM=0.828x46+(1—0.828)x18=41.18kg/kmolVDM=0.684x46+(1—0.684)x18=37.15kg/kmolLD(2)进料板y=0.402X=0.233FFM=0.402x46+(1—0.402)x18=29.26kg/kmolVFM~=0.233X46+(1-0.233)x18=24.52kg/kmolLF精馏段的平均摩尔质量M-_41.18+29.26v,精 2=35.22kg/kmolM——37.15+24.52L,精 2=28.14kg/kmol3。4.4平均密度PM(1)液相密度PL，MI① ①-s- =-s-_A—+_s-_B—PP^+P^L，ML，AL，B塔顶:1 0.9250.075=+P789 972.5L，MP=800.3kg/m3L，M进料板上由进料板液相组成x=0.233A①A0.233x460.233x46+(1-0.233)x18=0.441 _0.44^1-0.44P 796.7+924.2L，MP =863.4kg/m3LF，M故精馏段平均液相密度PL，800.3+863.4M精 2=831.85kg/m3(2)气相密度Pv，MPV,M精Pm~ 114.75x35.22 精= RT8.314x(273+81.47)=1.37kg/m33.4.5液体表面张力Omσ=EXσm iii=1σ =0.828x17.8+(1-0.828)x0.63=14.85mN/mm,Dσ =0.233x16+(1-0.233)x0.62=4.20mN/mm,F14.85+4.20σ= =9.53mN/mm,精 23。4.6液体粘度NL,mN =EnXNL,m iii=1N=0.828X0.55+(1-0.828)X0.37=0.519mPa•SL，DN =0.233X0.34+(1-0.233)X0.29=0.302mPa•SL,FNL，_0.519+0.302M精 2=0.4105mPa•S3。4。7精馏段气液负荷计算L=RD=2.258X21.83=55.19kmol/hV=L+D=55.19+21.83=77.02kmol/hT L”L= L精—s3600PL,m精V=^M:精S3600P55.19X28.14 =0.00052rw∕s3600x831.8577.02X35.22=0.55rWs

3600x1.37第四睾海塔和塔板主要工艺尺寸计算4。1塔径气体负荷系数C=Cfɪl0.2,由图4-1史密斯关联图，查得C,图中的横坐标2010.02) 20为LVs0.00052(831.85) X0.551/2=0.0233I1.37)初取板间距离H=0.45m,取板上液层高度卜=0.07mTL故H—h=0.38mTL查图4—1可得C=0.075，故C=C2020120)0.2=0.0750x0.2=0.0656σ^6窑)「1^F^ξP 831.85—1.37μ=C'T g=0.065×■ =1.6m/SmaxP \ 1.37V可取安全系数0.7，则U=0.7U=0.7×1.6=1.12m∕smaxD=S=1飞兀μ∖,:卫U=0.791mlπ×1.12取标准塔径圆整为0.8m兀 兀 一塔截面积为 A=-D2=—×0.82=0.503m2T4 4实际空塔气速为V0.55μ= = =1.093m/SA0.503T4。2精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为Z=（N—1）H=（27—DX0.45=11.7m精精 T提馏段有效高度为Z=（N一1）H=（9—DX0.45=3.6m提提 T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+Q8X4=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l=0.75d l=0.75D=0.75X0.8=0.6mWW4。3。2出口堰高hWh=h-hWLOWl0.6L 3600X0.00052由-W= =0.75，-S-= =6.71m，查图4-1知E为1.02,D0.8l2.5 0.62.5w根据下式计算(T\2h=WLSL3OW1000lLJw2.841000X1.023600x0.00052］；06J=0.0062m故h=0.07-0.0062=0.06938mw4。3.3降液管的宽度W与降液管的面积Adfl0.6 WA由-W= =0.75查图4-2得 d=0.17,，∙f=0.8D0.8 DA^故W=0.17D=0.136m A=0.08三(D)=0.04m2d f4液体在降液管中停留时间AH 0.04X0.45τ= f—T= =34.6s（〉5s符合要求）^L0.00052S。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∕sL贝Uh=-OlXUwo≡005L=0.011m

0.6x0.08h—h=0.06938-0.011=0.05838m（〉0.006m）wo符合要求。塔板布置及浮阀数目排列取阀孔动能因子F=9o4=6(个)三d2u三0.0392X7.69取无效区宽度安定区宽度o4W=0。06mWS=0.07m开孔去面积Aa=2xjR23X2+三R2sin-T, 180 RR=D—W=0.4-0.06=0.34m2CX=D-(W+W)=0.4(0.136+0.07)0.194m2dS故A=2「0.194」0.342.0.194Z+20.342sin-ι≡2f180 0.340.248m2a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=0.075mA0248估算排间距h=一A=一. =0.06mnxa60X0.075Vμ= S一=7.68m/S0π—d2N40F=μ∙∖.p=9.000 0-V阀孔数变化不大,仍在9〜12之间。塔板开孔率-μ=1093x100%=12.14%μ9.0004。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h=h+h+hpcfɑPU2（1）干板阻力h=5.342p=5.34X1.37X7.692=0.027加液柱2X831.85x9.81ocg

L（2）液层阻力Xo取充气系数ɛ=0.5，有oh=ɛh=0.5X0.07=0.035加液柱foL（3）液体表面张力所造成的阻力x此项可以忽略不计o故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：h=0.027+0.035=0.062mp常板压降NP=hPg=0.062X831.85X9.81=505.95Pa（＜0。7KPa，符ppL合设计要求）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H≤φ（H+h）d Tw其中H=h+h+hdpLd已知h=0.062m，按下式计算pLILJh=0.153—— =0.153dIlhJ

wo板上层液h=0.07m，得h(0.00052)10.6X0.011)=0.0009mL取φ=0.5,板间距H=0.062+0.07+0.0009=0.1329mdψ(H+h)==0.45m,h=0.06938m,则有Tw0.5X(0.45+0.06938)=0.26m由此可见：H≤φ（H+h）,符合要求。d Tw4。6雾沫夹带板上液体流经长度Z=D—2W=0.8—2X0.136=0.528mLd板上液流面积A=A—2A=0.503—2×0.04=0.423m2bTf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V.,—

所以：F=S∖1PL1C=0.086，

FPV+1.36LZ—P SL-ʌ ×100%KCAFb一- 1.37 一一一0.55×: +1.36×0.00052×0.5281831.85-1.37 1×0.086×0.423×100%=62.43%Vs7T⅛T O"：——137——F=rPL_PV×100%= -—1.37×100%=66.21%10.78KCA 0.78×1×0.086×0.503FT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.V4。7塔板负荷性能图4。7.1雾沫夹带线按式V:PV +1.36LZSYP—P SLF=∖PLPV ×100%作出。对于一定物性及一定的塔结构，式中1 KCAFbP、P、A、K、C、及Z均为已知值，相应于e=0.1的泛点率上限值亦可确定，将VLb F L V各已知数代入上式，便得出V—L，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。SSV:一PV一+1.36LZS∖'P—P SL按泛点率=80%计算F= 'LV ×100%=80%1 KCAFb1.37F=1VJs∖'831.85—1.37+1.36×L×0.528

s ×100%1×0.086×0.423将上式整理得0.04V+0.71808L=0.0291024V=0.72756—17.952L(1)S在操作范围内，任取几个L(1)式算出相应业列于表4—4依表中数据在V—L图中作

夹带线(1),如图所示.SL(rw/s) 0.003 0.003SSD-I^出雾沫tt,c被。1累NQI62*口，*Natf|。源4fl3lCK∣5I谯SfE)S值，依中.线数据V(m3/s) 0.67370.66470。65580。6468图4—4雾沫夹带-S 4。7。2液泛线由ΦH+h)=h+h+h=h+h+h+h+h确定液泛线。忽略h项，TWpL所以φH+h)=5.34TWd

p

2ppc1σLdμ2-ɪ+0.153gLh√w0+8o)2.842/31000U)

w因物系一定，塔板结构尺寸一定，则H、h、h、p、pμ与V又有如下关系，即Tw、ɛ及φ等均为定值，而L0Vμ= 8-0兀Jd2N40式中阀孔数与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化得V2=0.156—3512.4L—1.41L2/38 88在造作范围内任取若干个L值，依上式都可算出一个相应的V值列于附表488—5中。依表中数据作出液泛线(2)。L(rw/s) 0.002 0.003—0。0040。0045图4-5液泛线-6 V(m√s) 0。739 0.727 0.71 0。699 液负荷数据4.7.3

线取液体在降液管中停留时间=5sAAH 004X045则UL =——f T= =0.0036m3/sS,max T 54。7.4漏液线(气相负荷下限线)对于F型重阀，由F=UF=5,计算得U=-5=1 0 0、V 0 ：pVVV=三d2∙nU上d2.n•540 040P∖lV贝UV =0.785X0.0392X60X-J==0.306m3∕sS,min V1.374。7。5液相负荷下限线去堰上液层高度h=0.0062m,ow根据h计算式h=284Eowow1000Ls,mιn1-w(L ⅛、2+h+w0V0sSσ(EL23取E为1。02Ls,minl w-X3600[h0wx^TI2.84xE)0.6 X3600/0.0062x1000,、2.84x1.02)=0.00025m3∕s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。(3)按照固定气液比，即气相上限V=0.72rw/s,气相下限s,maxV =0.306m3/s，则操作弹性=972-=2.35s,min 0.306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℃平均流量气相V S 0。55m3/s液相LCs0.00052m3/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分块式塔板溢流管型式弓形降液管堰长lw0.6m溢流装置 堰高hw0。06938m溢流堰宽度W0。136m管底与受液d0.011盘距离hom板上清液层高度hl0.07m孔径do39mm孔间距t75mm浮阀数n60个等腰三角形叉排开孔面积0。248m2孔速uo7.69m/s塔板压降h505。95Pa液体在降液管中停留时间pt34.6s降液管内清液层高度Hd0。1329m气相最大负荷Vs，max0。72m3/s雾沫夹带控制气相最小负荷Vs,min0。306m3/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/hρ混合气体密度kg/m3vρ混合液体密度kg/m3sμ黏度Pa∙sα相对挥发度关连连馏残精σNTNPETCAfAbCFATDhcF0hphLlwthowuNWcWsWdZLτ表面张力N/m2理论塔板数实际塔板数全塔效率负荷系数降液管截面积m2板上液面积m2泛点负荷系数1塔截面积m2塔径m与干板压降相当的液柱高度m阀孔动能因子降液管压降m板上液层高度m堰长m孔心距m堰上液层高度m空塔气速m/s浮阀总数个无效区宽度m安定区宽度m弓形降液管宽度m板上液流长度m降液管中停留时间s键词key

words续精馏continuousdistillation续精馏塔continuousdistillationcolumn出液distillate液residue馏rectification精馏段rectificationsection提馏段strippingsection理论板theoreticalstage实际板actualstage操作线operatingline塔板效率plateefficiency总塔效率columnefficiency溢流装置overflowdevice参考文献［1］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、4⑵刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计国］。山东：石油大学出版社，2001、5［3］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［4］路秀林、王者相。塔设备［M］。北京：化学工业出版社，2004、1［5］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［6］夏清、陈常贵。化工原理（上册）［M］.天津：天津大学出版社，2005、