乙醇-水连续精馏浮阀塔设计.doc

目 录

一、设计任务书……………………………………………………………………2
二、物料衡算………………………………………………………………………3
1. 计算依据………………………………………………………………3
2. 物料衡算………………………………………………………………3
2.1 精馏塔物料算…………………………………………………………3
2.2 预热器物量衡算………………………………………………………4
2.3 全凝器物量衡算………………………………………………………4
2.4 再沸器物量衡算………………………………………………………5
2.5全凝器冷凝介质的消耗量…………………………………………5
四、设备设计与选型……………………………………………………………6
1. 精馏塔工艺设计…………………………………………………………6
2. 精馏塔的结构尺寸设计 ……………………………………………18
五、总结……………………………………………………………………………20
六、参考文献………………………………………………………………………20

07级生物工程专业《化工原理》课程设计任务书
设计课题：乙醇—水连续精馏浮阀塔设计
一、设计条件
1、原料液乙醇含量： 32.5 %（质量分数）。
2、产品要求：塔顶xD= 0.83 塔底残液xW= 0.01 （摩尔分率）。
3、原料处理量： 9.5 t/h
4、操作条件：常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，回流比R=(1.2~2)Rmin
5、设备形式：浮阀塔（F1型）
6、厂址：邵阳地区，邵阳地区夏天水温25~28℃，邵阳地区大气压力99kPa
二、设计任务和要求
1、确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置；
2、精馏塔的工艺计算与结构设计：
1） 物料衡算确定理论板数和实际板数；
2） 按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整；
3） 确定塔板和降液管结构；
4） 按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核，并对特定板的结构进行个别调整；
5） 进行全塔优化，要求操作弹性大于2。
3、计算塔高；
4、估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积。
5、绘制精馏装置工艺流程图、塔板结构图（用计算机绘制3A图纸打印）；
物料衡算
1、计算依据
1.1 《乙醇—水连续精馏浮阀塔设计》
1.2. 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
99.9
0.004
0.053
82
27.3
56.44
99.8
0.04
0.51
81.3
33.24
58.78
99.7
0.05
0.77
80.6
42.09
62.22
99.5
0.12
1.57
80.1
48.92
64.70
99.2
0.23
2.90
79.85
52.68
66.28
99.0
0.31
3.725
79.5
61.02
70.29
98.75
0.39
4.51
79.2
65.64
72.71
97.65
0.79
8.76
78.95
68.92
74.69
95.8
1.61
16.34
78.75
72.36
76.93
91.3
4.16
29.92
78.6
75.99
79.26
87.9
7.41
39.16
78.4
79.82
81.83
85.2
12.64
47.49
78.27
83.87
84.91
83.75
17.41
51.67
78.2
85.97
86.40
82.3
25.75
55.74
78.15
89.41
89.41
2.物料衡算
2.1 精馏塔总物料衡算

已知： XD=0.83, XW=0.01

F=D+W, FXf=DXd+WXw
解得 D=76.884kmol/h W=346.236kmol/h
2.2.预热器物料衡算
预热器的进料、出料与精馏塔相同
2.3 冷凝器（全凝器）的物料衡算
泡点进料 q=1 由下图可知Ym=0.33726 则有
图1
XD/(Rm+1)=0.33726 Rm=1.46
R=1.5Rm=1.5×1.46=2.2
L=RD=2.2×76.884=169.14
V=(R+1)D=3.2×76.884=246.03kmol/h
Vy=DXD+LXD
246.03y=(76.884+169.14)×0.83 y=0.83
2.4 再沸器的物料衡算
y’=0.025375 q=1 V’=V=246.03kmol/h
L’=V’+W=246.03+346.236=592.3kmol/h L’
x=V’y’+WXW X=0.0164
2.5 全凝器冷凝介质的消耗量Wc以及换热面积Ac Qc=(R+1)D(Ivd-Ild)
查得 Ivd=1266kJ/kg ILd=253.9kJ/kg 则
Qc=(2.2+1)×76.884(1266-253.9)=2.49×105kJ/h=69167J/s
冷却水进出温度 25℃ 、35℃,热流体进出温度为78.494℃ 、40℃
平均温度下查得Cpc=4.174kJ/kg.℃

K取700W·m-2/℃，则

2.6 再沸器蒸汽消耗量W以及换热面积A
查得99.626℃下 Ivd=2260kJ/kg Ild=840kJ/kg 则
Wc（水）=

设备设计与选型
精馏塔工艺设计
1.精馏塔理论板数
作出平衡线（x—y图），图1
由泡点进料得得q=1,则q线方程为X=XF=0.159
从而求得: R min=1.46 实际回流比为：R=1.5Rmin=1.5×1.46=2.2
1.1精馏段操作线方程：y=Rx／(R+1) +XD／(R+1)
代入数据得：y=2.2x／(2.2+1) +0.83／(2.2+1) =0.6875x+0.26
1.2提留段操作线方程：y=L′x／(L′-W) –WXW／（L′-W）
代入数据得：y=346.236x／246.03 -346.236×0.01／246.03=1.407x-0.01407
1.3理论塔板数的求取
由操作线方程及q线方程，气液平衡线作图(图1)得：
理论板数为：NT=18(不包括再沸器)
进料位置：从塔顶往下数N=16
2.精馏塔实际塔板数
由T-X-Y图求得：TD=78.494 OC TF=99.496OC TW=99.626OC
塔顶与塔釡的平均温度：T=(TD+TW)／2=(80.54+110.19)／2=95.37OC，故
OC
在此温度下，查得
0.159×0.38+0.841×0.3.775=0.319mPa.s
故全塔效率 ET=0.17-0.616㏒μm=0.17-0.616㏒0.319=0.476
ET=NT／NP×100% (NT:理论板数 NP:实际塔板数) 故
实际塔板数：NP=NT／ET=18／0.476=38(不包括再沸器) 其中
精馏段 N精=15/0.476=32 提馏段 N提=3/0.476=6
实际进料位置：从塔顶往下数16／0.476=33
3.计算塔径、塔高
3.1计算塔径

D—塔径,m; —塔内气体流量，； u—空塔气速，m/s
3.1.1精馏段

—极限空塔气速, m/s; C—负荷系数,
—分别为塔内液，气两相的密度，kg/m3.
精馏段依据恒摩尔假设
乙醇（气）
水（气）
=0.83×1.735+0.17×0.679=1.56kg/m3
VS=VMD/=246.03×41.24/1.56=1.81m3/h
塔顶液相密度：L=169.14koml/h
乙醇(液) m1=169.14×0.83×46=6457.76kg/h
水(液) m2=169.14×0.17×18=517.57kg/h
查得：TD=80.54OC时
乙醇(液) ρ= 740.15kg/m3 水(液) ρ= 972.74kg/m3
=0.83×740.15+0.17×972.74=779.69kg/m3
选取塔板间距,假设选HT=400mm,板上层清液高度hL=60mm;则
HT－hL=340mm

根据史密斯关联图,查得 C20=0.075
根据
液相所含乙醇的平均摩尔分率为

查得临界温度 乙醇Tc1=243.1℃ 水Tc2=374.2℃
故临界液体温度
Tmc=∑xiTic=0.337×（273+243.1）+0.663×（273+374.2）=603K
查得25℃下乙醇水溶液的表面张力，σ1=26dyn/cm
则
故 C=C20（20.63/20）0.2=0.075×(20.63/20)0.2 =0.075
=
乘以安全系数,得到适宜的空塔气速u
u=0.7umax=0.7×1.675=1.1725m/s

按标准塔径圆整D=1.5m
3.1.2提馏段
提馏段气相密度根据 求取
乙醇（气）
水（气）
ρV=0.01×1.64+0.99×0.64=0.65kg/m3
L’=W+V’ V’=L’-W=592.3-346.236=246.03kmol/h
VS=V’Mw/ρv=246.03×18.28/0.65=1.92m3/s
查得：TW=99.6OC时
乙醇(液) ρ= 723.51kg/m3 水(液) ρ= 958.66kg/m3
ρL=0.01×723.51+0.99×958.66=956.3 kg/m3
LS=L’Mw /ρL=592.3×18.28/956.3=0.003m3/s

根据《化工原理》下册P129史密斯关联图,查得
C20=0.083
同精馏段相同算法，得σ2=18.55dyn/cm

=0.082
乘以安全系数,得到适宜的空塔气速u
u=0.7umax=0.7×2.81=1.967m/s

按标准塔径圆整D=1.2m
在精馏段与提馏段中取较大的D值，并圆整到标准塔径D=1500mm
3.2计算塔高Z
对于精馏塔
塔顶空间: H d=1.2m 塔底空间: H b=2.5m
人孔数S: 每6块板设置一人孔
(个)
进料口处板间距: Hf=0.5m
开设人孔处板间距 Ht’=0.6m
塔高（不包括封头和裙座高），考虑到进料口与人孔在同一位置.
Z=Hd+(N-2-S)Ht+SHt’+HF+Hw
=1.2+(38-2-6)×0.4+4×0.6+0.5+2.5
=18.6m
4、溢流装置
选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：
4.1 出口堰
堰长Lw 对单溢流可取Lw=( 0.6～0.8) D
取 Lw=0.7D=0.7×1500=1050mm
4.2 堰高
根据
前面已取=60mm 再取how=10mm
则解得 hw=60-10=50mm
4.3弓形溢流管的宽度Wd及面积Af
因为 由图查得
Wd=0.15×1.5=0.225m=225mm
塔截面积
Af=0.09AT=0.09×1.77=0.1593m2
验算降液管内液体的停留时间θ,

停留时间θ>5s 故降液管尺寸可用.
4.4降液管底隙高度ho
根据
若取h0=15mm, 则液体通过降液管时的流速
（一般经验值为u’0=0.07-0.25m/s）
5、塔板布置
5.1各区尺寸
破沫区高度Ws 取Ws=75mm
无效区宽度 =50mm
5.2浮阀的数目
阀孔直径d0 d0=39mm
取阀孔功能因子F=11,则气体通过伐孔的速度：

计算每层板上的阀孔数N
个
5.3排列方式
计算塔板上的鼓泡区面积Aa，即

故 AQ=
=
因为D=1500mm,采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板，浮阀排列采用等腰三角形叉排。取同一排的孔心距t=75mm,相邻两排间的孔心距t’=65mm
在CAD中作图得到实际开孔数N=202 图2 实际阀孔数

按N=202重新核算

在9-12之间，合适
空塔流速
塔板开孔率： 在10%-14%之间，合适
6、浮阀塔的流体力学验算
6.1 气相通过浮阀塔板的压强降
计算塔板压降，即
式中 hp—与气体通过一层浮阀塔板的总压强降相当的液柱高度，m；
hc —与气体克服干板阻力所产生的压强降相当的液柱高度，m；
hl—与气体克服板上充气液层的静压强所产生的确良压强降相当的液 柱高度，m；
hσ—与气体克服液体表面张力所产生的压强降相当的液柱高度，m
6.1.1气体通过干筛板的流动阻力hc
计算干板阻力，即
hc=5.34=5.34
6. 1.2 板上充气液层阻力h1
本设备分离乙醇与水的混合液
可取充气系数εo=0.5
hl=εohL=0.5×0.06= 0.03m
6.1.3 液体表面张力造成的阻力
此阻力很小，忽略不计。
因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为
hp=0.0306+0.03=0.0606m (单板压降△pp=hpρLg=463.5Pa)
6.2液泛
为了为阻止塔内发生液泛，降液管内清液层高度Hd应服从
Hd=hp+hL+hd ≦φ(HT+hW)

则 Hd=0.0606+0.004+0.06=0.1246m
取φ=0.50,又已选定HT=0.50m,hW=0.03m
则φ（HT+ hW）=0.50×(0.4+0.05)=0.225m
可见 Hd﹤φ（HT+ hW），符合防止淹塔的要求。
6.3 雾沫夹带
计算泛点率，即
泛点率=
板上液体流径长度 ZL = D-2Wd=2.5-2×0.225=1.05m
板上液流面积 Ab=AT-2Af =1.77-2×0.1593=4.1514m2
取物性系数K=1.0,又查得泛点负荷系数CF=0.11,将以上数值代入上式，得，
6.4 漏液
当动能因子时，其漏夜量为允许的10%，此时的操作气速为最小操作气速umin，此时的气体流量为最小气体流量。
（最小气速）
（最小气体流量）
7、塔板负荷性能图
1 雾沫夹带上限线
取泛点率=80%代入泛点率计算式

经整理可得雾沫夹带上限方程为：
（1）
2 液泛线

其中，a=1.91

（2）
3. 液体负荷上限线
取
（3）
4.漏液线
取动能因数
（4）
5.液相负荷下限线
取how=0.006代入how计算式：
整理可得： （5）
根据上述各线方程式，可画出下图所示操作负荷性能图。 图3
由塔板负荷性能图可以看出：根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P（0.00181，2.5）在正常操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔由雾沫夹带及液相负荷下限，即漏液所控制，由图可读得（VS ）max=2.706m2/s,
（Vs）min=0.965。所以塔德操作弹性为：
操作弹性=

现将计算结果汇总如下：
项目
设计数据
精馏段的有效高度Z/m
18.6
塔径D/m
1.5
板间距HT /m
0.4
空塔气速u/m/s
1.023
塔板溢流型式
单溢流
溢
流
装
置
降流管形式
弓形
溢流堰
平堰
出口堰长度Lw /m
1.05
出口堰高度hw/m
0.05
降液管宽度Wd/mm
225
降液管面积Af/㎡
0.1593

降液管底隙高度ho /m
0.015
进口堰
不设置
板上清液层高度hL/m
0.06
破沫区宽度WS/m
0.075
无效区宽度WC/m
0.05
鼓泡区面积 Aa /㎡
1.166
筛孔直径d0/mm
39
筛孔排列方式
等腰三角形叉排
孔中心距t/mm
75
筛孔总数N/个
202
开孔率ψ/%
13.6
每层塔板的压降△Pp /Pa/层塔板
463.51
降液管内清液层高度Hd/m
0.1246
液体在降液管内停留时间θ/s
25.5
稳定系数K
1.0
负荷上限
雾沫夹带控制
负荷下限
漏液控制
气相最大负荷m³/s
2.706
气相最小负荷m³/s
0.965
操作弹性
2.8

精馏塔的结构尺寸设计
1、进料管
进料体积流量：

取适宜输送速度uf=2.0m/s. 故

经圆整选取热轧无缝钢管（YB231-46）规格：45
实际管内流速：

2.釜残液出料管

釜残液体积流量：
取适宜输送速度

经圆整选取热轧无缝钢管规格：
实际管内流速：
3.回流液管
回流液体体积流量：

利用液体重力回流，取适宜速度

经圆整选取轧无缝钢管规格：
实际管内流速：
4.塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽体积流量：

选取适宜速度

圆整选取热轧无缝钢管规格：
实际管内流速：
5.水蒸汽进口管

通入塔水蒸汽体积流量
选取适宜的速度uo=25m/s,那么

圆整选取热轧无缝钢管规格：
实际管内流速：

总结
这次的化工原理课程设计，让我受益匪浅。不仅让我对精馏的具体过程有了进一步的了解，对理论知识有了进一步的理解，也很好地锻炼了我们的思维能力和动手能力，同时更增强了独立思考和解决问题的能力，同学之间的互助合作精神也得到了很好的体现。这次课程设计为我以后进入社会奠定了良好的基础，积累了宝贵的经验。
这次的设计虽然让我遇到了不少麻烦，但却让我对乙醇与水的分离有了初步的了解。精馏是分离乙醇与水的重要方式，精馏设备的设计也是必不可少的，它经过初步计算，核算，以及设备选型等几大步骤。
总之，这次的课程设计让我们对工艺计算有了进一步的了解，为我们以后的发展提供了帮助。
参考文献
[1]谭天恩等.化工原理.上册.北京.化学工业出版社，2006
[2]谭天恩等.化工原理.下册.北京.化学工业出版社，2006

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