化工原理课程设计任务书080203228朱文琪

一、论述

精馏按其操作方式可分为简单蒸馏、闪蒸和精馏等，前两者是仅进行一次部分汽化和部分冷凝的过程，故只能部分的分离液体混合物，后者是进行多次部分汽化的部分冷凝过程，可使混合液得到近乎完全的分离。

将单级分离加以组合。若将第一级中溶液的部分汽化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝，然后再将冷凝液在第二级中进行部分汽化，此时所得气相组成为2y ，且2y 必大于1y (第一级气相产品组成)，部分汽化的次数越多，所得蒸汽的组成也越高，最后所得到的几乎纯态的易挥发组分。同理，若将从各分离器中所得的液相产品进行多次的部分汽化和分离，那么，这种次数越多，所得液相产品的组成越低，最后得到几乎纯态的难挥发组分。因此，汽化和部分冷凝是使得混合液得以完全分离的必要条件。

不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以，使上一级液相回流与下一级气相直接接触，就可以省去中间加热器和冷凝器，因此，回流和溶液的部分汽化而产生上升蒸汽是保证精馏过程连续操作的两个必不可少的条件。 总之，精馏是将由不同挥发度的组分所组成的混合液在精馏塔中同时多次地部分汽化和冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程、

实现精馏操作的塔设备有板式塔和填料塔两大类，本次设计内容为板式塔中的浮阀塔。

二、确定流程图

本次设计的是冷液进料，乙醇和水混合液不经预热器直接送至精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷凝器送入贮槽，流程图如下：

工艺计算

一、精馏塔全塔物料衡算

F ：原料液流量（170.8h kmol /） F x ：原料组成（0.1934摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（133.91h kmol /） D x ：0.8814

W ：塔底残液流量（36.89h kmol /） W x ：0.0039

原料组成：F x 1934.018

/6246/3846/38=+= 塔顶组成：D x 8814.018

/546/9546/95=+=

塔底组成：W x 00039.018

/9.9946/1.046

/1.0=+=

混合液平均分子量：mol g M F

/42.23)1934.01(181934.046=-+?=

进料量：F 8.17042

.234000000

==

h kmol /

物料衡算：W D F +=

W

D F Wx Dx Fx +=

联立上式求解：88.36=D h kmol / 91.133=W h k m o l / 二、理论板数的计算

由于是泡点进料，所以1=q (图要改)

从y x -图中得

17.01

min =+R x D 解得 18.4min =R

27.618.45.15.1min =?==R R

所以

12.01

=+R x D

图解法求得40=T N ， 进料板位置38=F N 总体效率为5.0 总的塔板数7915.040=-=N 精馏段：745

.037==

D N

提馏段：5=W N

三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (1)气液相负荷

23.23188.3627.6=?==RD L h kmol /

12.26888.36)127.6()1(=?+=+=D R V h kmol /

03.4028.170123.231'

=?+=+=qF L L h kmol /

12.268)1('

=-+=F q V V h kmol /

(2)操作压力

塔顶操作压力：33.105433.101=+=D p kPa 设单板压降：kPa kPa p 7.06.0＜=?

进料板压力：3.129406.03.105=?+=F p kPa 塔底操作压力：7.134496.03.105=?+=W p kPa

精馏段平均压力 ：3.11721_

=+=

F

D p p p kPa

提馏段平均压力 ：0.1322

2_

=+=W

F p p p kPa

(3)操作温度

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 100 0 0 82.7 23.37 54.45 79.3 57.32 68.41 95.5 1.90 17.00 82.3 26.08 55.80 78.74 67.63 73.85 89.0 7.21 38.91 81.5 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15 86.7 9.66 43.75 80.7 39.65 61.22 78.15 89.43 89.43 85.3 12.38 47.04 79.8 50.79 65.64 84.1

16.61

50.89

79.7

51.98

65.99

利用表中数据由拉格朗日插值可求：

塔顶温度，由8814.0=D x ，查得 29.78=D t ℃ 进料板温度，由38.0=F x ，查得4.83=F t ℃ 塔底温度，由00039.0=W x ，查得99=W t ℃

精馏段平均温度 85.8021_

=+=

F

D t t t ℃

提馏段平均温度 2.912

2_

=+=W

F t t t ℃

(4)平均摩尔流量

①精馏段：85.801_

=t ℃ 液相组成：%3525.381=x 气相组成：%8525.601=y

7387.28)383525.01(18383525.046_____

1

=-?+?=L M

kmol kg /

0387.35)608525.01(18608525.046_____

1=-?+?=V M kmol kg /

②提馏段：2.912_

=t ℃ 液相组成：%41277.51=x

气相组成：%49431.311=y

515576.19)0541277.01(180541277.046_____

2

=-?+?=L M

kmol kg /

818407.26)3149431.01(183149431.046_____

2=-?+?=V M kmol kg /

(5)平均密度

不同温度下乙醇和水的密度 温度/℃ 乙醇密度

水密度 温度/℃ 乙醇密度 水密度 80 735 971.8 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90

724

965.3

①精馏段：85.801_

=t ℃

查得 15.734=乙ρ 3/m kg 4719.970=水ρ 3/m kg 由

B

B A

A L

ρa ρa ρ+=1 计算得 560.8101=L ρ 3/m kg

由o

V o V TP M P T ρ4.22____

=

计算得 2070.11=V ρ 3/m kg

②提馏段：2.912_

=t ℃

查得04.723=乙ρ 3/m kg 472.964=水ρ 3/m kg 由

B

B A

A L

ρa ρa ρ+=1 计算得 0626.9252=L ρ 3

/m kg

由o

V o V TP M P T ρ4.22____

=

计算得 8976.02=V ρ 3

/m kg

(6)液相平均表面张力（ω代表水，ο代表乙醇） 不同温度下乙醇和水的表面张力

温度/℃ 70 80 90 100 乙醇/10-2

N/m 2

18 17.15 16.2 15.2 水/10-2N/m 2

64.3

62.6

60.7

58.8

①精馏段：4385.62=ωσ22/10m N -? 06925

.17=o σ2

2/10m N -? 2069.221

==

L M

V ρω水

mol cm /3

==

1

V o M V ρ乙

38.1110 mol cm /3

4530.0)

()

(00002

2

=+=

V x V x V x V x ωωωωω??

3439.0)lg(

2

-==??ωB

9882.0]2

[

2441.032

3

2

00-=-??

=ωωσσV V T

Q

3321.1-=+=Q B A

由)lg(

2

so

s A ??ω= ，1=+so s ??ω

联立上式得 192.0=ω?s ，808.0=so ?

1820.241

41

41

=+=so o s m ?σ?σσωω

6683.22=m σ22/10m N -?

②提馏段：472.60=ωσ22/10m N -? 08.16=o σ22/10m N -?

458.192==

L M

V ρω水

mol cm /3

248.512

==

V o M V ρ乙

mol cm /3

769.5)

()

(00002

2

=+=

V x V x V x V x ωωωωω??

.0]2

[

2441.032

3

2

00-=-??

=ωωσσV V T

Q 7906

0295.0-=+=Q B A

由)lg(

2

so

s A ??ω= ，1=+so s ??ω

联立上式得 6064.0=ω?s ，3936.0=so ?

4792.241

4141=+=so o s m ?σ?σσωω

7775.37=m σ22/10m N -?

(7)液相平均粘度（ω代表水，ο代表乙醇） 精馏段：

85.801_

=t ℃ωμ=0.325mPa*s o μ=0.428 mPa*s

3645.01=μ mPa*s 提馏段：

2.912_

=t ℃ωμ=0.310 mPa*s o μ=0.388 mPa*s

3142.02=μ mPa*s 四、塔径的初步设计 (1)精馏段：

气相体积流量：2964.236001

____

1

1=?=

v v s V

M

V ρ s m /3

液相体积流量：3

1

_____

1

110

589.23600-?=?=

L L s L

M

L ρ s m /3

已知max )8.06.0(u u ～= , V

V

L C

u ρρρ-=max , 2

.020)

20

(

m

C C σ=

取塔板间距45.0=T H m ，板上液层高度05.0=L h m ，40.005.045.0=-=-L T h H m 由 02708.0)(21

1

111=V L s s V L ρρ

, 查史密斯关联图得086.020=C

8847.0)

20

(

2

.020==m

C C σ

1233.2max =-=V

V

L C

u ρρρ s m /

取安全系数为0.7 ，则4863.11233.27.07.0max 1=?==u u s m / 所以精馏段的塔径4026.141

1

1==

u V D s π m ，取14001=D mm

空塔气速4918.111==

T

s A V u s m /

(2)提馏段

气相体积流量：=?=

2

'

____

2

23600v v s V M

V ρ3671.2 s m /3

液相体积流量：=?=

2

'

_____

2

23600L L s V

M

L ρ3

10

2098.3-? s m /3

取塔板间距45.0=T H m ，板上液层高度05.0=L h m ，40.005.045.0=-=-L T h H m 由

040827

.0)(

21

2

22

2=V L s s V L ρρ , 查史密斯关联图得086.020=C 09838.0)

20

(

2

.020==m

C C σ

9604.2max =-=V

V

L C

u ρρρ s m /

取安全系数为0.7 ，则0723.29604.27.07.0max 1=?==u u s m /

所以提馏段的塔径2060.142

2

2==

u V D s π m

验算安全系数 ，取14001=D mm 回代得5377.12=u s m / ，则

6.0519.0max

2＜=u u 不符合要求

取塔板间距35.0=T H m ,板上液层高度05.0=L h m ，30.005.035.0=-=-L T h H m

由 040827.0)(

21

2

22

2=V L s s V L ρρ ， 查史密斯关联图得063.020=C

0721.0)

20

(

2

.020==m

C C σ

1696.2max =-=V

V

L C u ρρρ s m /

709.0max

2=u u

所以满足安全系数

空塔气速5377.122==T

s A V u s m /

五、溢流装置 (1)堰长w l

取1120840)8.06.0(～～==D l w mm 标准取903=w l mm

溢流堰高度32

)(1000

84.2w

h ow l L E h = (取1=E )

①精馏段： ==

32

11)(1000

84.2w

s ow l L h 0.01346 m

03654.011=-=ow L w h h h m

②提馏段： 01554.0)(1000

84.232

22==

w

s ow l L h m

03446.022=-=ow L w h h h m

(2)弓形降液管的宽度d W 和截面积f A

查表，

63.6=T

f A A ，165.0=d W m ， 1020.0=f A 2m

验算降液管内停留时间： ①精馏段：13.1711==

s T f L H A θ s

②提馏段：12.112

2==

s T f L H A θ s

停留时间都大于5s ，故降液管可以使用 (3)降液管底隙高度o h ①精馏段：

取降液管底隙的流速12.0'

=o u s m /

则==

'11o

w s o u

l L h 02389.0 m

②提馏段：

取降液管底隙的流速12.0'

=o u s m /

则==

'

22o

w s o u l L h 02962.0 m

对于大塔，o h 取mm 40左右，所以取04.0=o h m 六、塔板布置及浮阀数目与排列 ①精馏段：

取阀孔动能因子12=o F ，则孔速1375.101

1==

V o

o F u ρ s m /

每层塔板上浮阀数目为63.18941

2

1

==o o

s u d V N π （ m ）

取190=N

取破沫区宽度07.0=s W m 取边缘区宽度06.0=c W m

计算塔板上的鼓泡区面积，即??????+-=R x R x R x A a arcsin 18022

22π 其中465.0)(2

=+-=

s d W W D x

64.02

=-=

c W D R

所以0752.1=a A 2m

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距75=t mm 则排间距==

Nt

A t a '

0755.0m

考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区

面积，因此取65'

=t mm ，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数为194个

按194=N 重新核算孔速及阀孔功能因素 9092.9421

1==

N

d V u o

s o π s m /

728.11111==v o o u F ρ

阀孔动能因素变化不大，所以满足要求 开孔率1

1o u u =

%92.14=

②提馏段：

取阀孔动能因子12=o F ，则孔速8667.112

2==

V o

o F u ρ s m /

每层塔板上浮阀数目为99.16642

22

==o o

s u d V N π （039.0=o d m ）

取167=N

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距75=t mm 则排间距==

Nt

A t a '

0858.0 m

取80'=t mm ，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数为156个 按156=N 重新核算孔速及阀孔功能因素 7023.12422

2==

N

d V u o

s o π s m /

845.12222==V o o u F ρ

阀孔动能因素变化不大，所以满足要求 开孔率2

2o u u =

%11.12=

七、塔板的流体力学计算

(1)气体通过单层浮阀塔板的压降

将压强降折合成塔内液体的液柱高度表示σh h h h l c p ++=σ

1）干板阻力c h ①精馏段： 7303.81

.73825

.11

1==

V oc u ρ s m /

因为11oc o u u ＞ 所以0463.0234.512

1

11==

g

u h L o V c ρρ m

②提馏段： 3754.101

.73825

.12

2==

V oc u ρ s m /

因为22oc o u u ＞ 所以0495.0234.522

2

22==

g

u h L o V c ρρ m

2）板上充气液层阻力l h

取5.0=o ε ，则025.021===L o l l h h h ε m 3）液体表面张力所造成的阻力p h

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

0713.0111=+=l c p h h h m 0745.0222=+=l c p h h h m

单板压降：51.565111==?g h p L p ρ Pa 50.667222==?g h p L p ρ Pa 与前面假设的相近600=?p Pa ，所以假设可行 (2)淹塔

为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度)(w T d h H H +≤φ，即

d

L p d h h h H ++=

①精馏段：

1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度0713.01=p h m

2)液体通过降液管的压头损失00079.0)(

153.02

11==o

w s d h l L h m

3)板上液层高度05.0=L h m

所以1221.01111=++=d L p d h h h H m

取5.0=φ，又45.0=T H m ，03654.0=w h m 2433.0)(=+w T h H φ

可见)(w T d h H H +≤φ，所以符合防止淹塔的要求 ②提馏段：

1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度0745.02=p h m

2)液体通过降液管的压头损失00121.0)(153.02

22==o

w s d h l L h m

3)板上液层高度05.0=L h m

所以1257.02222=++=d L p d h h h H m

取5.0=φ ，又45.0=T H m ，03654.0=w h m 1922.0)(=+w T h H φ

可见)(w T d h H H +≤φ，所以符合防止淹塔的要求 (3)雾沫夹带

%10036.1?+-=

b

F

L s V

L V s

A KC

Z L V ρρρ泛点率

%10078.0?-=

T

F

V

L V s

A KC

V ρρρ泛点率

板上液体流经的长度07.12=-=d L W D Z m

板上液流面积34.12=-=f T b A A A 2

m

查物性系数，取0.1=K ，查得泛点负荷系数110.0=F C ①精馏段：

%47.67%10034

.1110.0107

.110

589.236.14012

.15074.8084012.12964

.23

=??????+-=

-泛点率

%45.72%1004

.14

110.0178.04012

.15074.8084012.12964

.22

=???

??-=

π

泛点率

对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过%80，由以上计算可知，雾沫夹

带能够满10.＜V e kg (液)/kg (气)的要求 ②提馏段：

%54.56%10034

.1110.0107

.110

2098.336.10226

.1-0102.9270226.13671

.23

-=??????+=

泛点率

%56.59%1004

.14

110.0178.00226

.1-0102.9270226.13671

.22

=???

??=

π

泛点率

由计算可知，符合要求 八、塔板负荷性能图 (1)雾沫夹带线

按泛点率%80=计算，8.036.1-=+b

F

L s V

L V s

A KC

Z L V ρρρ

①精馏段： 8.034

.1110.0107

.136.14012

.15074.8084012.111

=???+-s s L V

整理得，8.08725.92827011=+.s s L V 或119222.348299.2s s L V -=

由式可知，雾沫夹带为直线，则在操作范围内任取两个1s L 值，由此计算出相应的1s V ，列于下表

L s1（m 3/s ） 0.002 0.010 V s1（m 3

/s ）

2.7401

2.4807

②提馏段： 8.034

.1110.0107

.136.10226

.10102.9270226.122

=???+-s s L V

整理得，8.08725.92255.022=+s s L V 或227805.435477.3s s L V -=

由式可知，雾沫夹带为直线，则在操作范围内任取两个2s L 值，由此计算出相应的2s V ，列于下表

L s2（m 3/s ） 0.002 0.010 V s2（m 3/s ）

3.4601

3.1099

(2)液泛线

)()(σφh h h h h h h h H L l c d L p w T +++=++=+）（

由此确定液泛线，忽略式中的 σh ??

????++++=

+32

2

2

)3600(100084

.2)1()(153.0234.5)(w s w o o w s

L o

V w T l L E h h l L g

u h H ερρφ

其中 N

d V u o

s

o 2

4

π=

①精馏段： 12

1

13151.44

s o s o V N

d V u ==

π

2

2

2

1

2

104

.0903

.0153.081

.95074.8082)

3151.4(4012.134.52433.0??

+????=

s s L V ??

???????+++3

2

13

2)903.03600(1100084.203654.0)5.01(s L

整理得，32

1

21

2

1

9493.1213.133524609.21s s s L L

V

--= 在操作范围内，任取若干个1s L 值,算出相应的1s V 值 L s1（m 3

/s ） 0.001 0.003 0.004 0.007 V s2（m 3/s ） 4.4976

4.3364

4.2631

4.0428

②提馏段： 22

2

23662.54

s o s o V N

d V u ==

π

2

2

2

2

2

204

.0903

.0153.081

.90102.9272)

3662.5(0226.134.51922.0??

+????=

s s L V

?

?

???????+++32

23

2)903.03600(1100084.203446.0)5.01(s L 整理得，3

2

222

2

2

9493.1219.138345763.16s s s L L

V

--=

在操作范围内，任取若干个2s L 值,算出相应的2s V 值 L s2（m 3/s ） 0.001 0.003 0.004 0.007 V s2（m 3

/s ） 3.9170

3.7303

3.6444

3.3817

(3)液相负荷上限

液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于53～ s 液体降液管内停留时间==

s

T

f L H A θ53～ s

以5=θs 作为液体在降液管内停留时间的下限，则 ①精馏段：0091805)(max 1.==

T

f s H A L s m /3

②提馏段： 0071405

)(max 2.==T

f s H A L 0.00714 s m /3

(4)漏液线

对于1F 型重阀，依5=o F 作为规定气体最小负荷的标准，则

V

o s N

d V ρπ

5

4

)(2

min =

①精馏段：9789.05

4

)(1

2

min 1==

V o s N

d V ρπ

s m /3

②提馏段：9214.05

4

)(2

2

min 2==V o s N

d V ρπ

0.9214 s m /3

(5)液相负荷下限线

取堰上液层高度006.0=ow h m 作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线

006.0)(3600100084

.23

2

min =??????w

s l L E 取1=E ，903=w l m 则

00077.03600

903.0)1

84.21000006.0(

)(23

min =?

??=s L s m /3

由以上(1)～(5)的雾沫夹带线，液泛线，液相负荷上限线，漏液线，液相负荷下限线，画在

同一直角坐标系中，作出塔板负荷性能图

①精馏段：

②提馏段：

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 （设计点），处在适宜的操作区内的适中位置 2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制 3）按照固定的液气比，由图可查得塔板的

气相负荷上限：8031.2)(max 1=s V s m /3 ，5139.3)(max 2=s V s m /3

气相负荷下限：9789.0)(min 1=s V s m /3 ，9214.0)(min 2=s V s m /3

精馏段的操作弹性8635.2)()(min 1max 1==

s s V V

提馏段的操作弹性8137.3)()(min

2max 2==s s V V

浮阀塔工艺设计计算结果

项目 符号 单位 计算数据 备注 精馏段

提馏段 塔径 D m 1.4 1.4 板间距 H T m 0.45

0.35 塔板类型 单溢流弓形降液管 分块式塔板

空塔气速 u m/s 1.4918 1.5377 堰长 l w m 0.903 0.903 堰高 h w m 0.03654 0.03446 板上液层高度 h L m 0.05 0.05

降液管底隙高

h o m 0.04 0.04

浮阀数 N 194 156 等腰三角形叉排

阀孔气速 u o m/s 9.9092 12.7023 浮阀动能因子 F o 11.728 12.845

临界阀孔气速

u oc m/s 8.7307 10.3754

孔心距 t m 0.075 0.075 同一横排孔心距 排间距 t ’ m 0.065 0.08 相邻横排中心距离

单板压降 Δp Pa 565.51 677.50 液体在降液管内停留时间 θ s 17.73 11.12 降液管内清液层

高度 H d

m

0.1221 0.1257 泛点率 % 67.47 56.

气相负荷上限 （V s ）max m 3/s 2.8031 3.5139

气相负荷下限 （V s ）min

m 3

/s 0.9789 0.9214 雾沫夹带控制 操作弹性

2.8635

3.8137

漏液控制

九、热量衡算及换热器选型

(1)塔顶：由8598.01==D x y 即%941=y （质量分数） 查得蒸气焓kg kJ I VD /44.1201=

平均分子量：mol g M /0744.42)8598.01(188598.046=-?+?=

kmol kJ I VD /87.505490744.4244.1201=?=

由8598.0=D x ，查得8678.0=D y 即%37.94=D y （质量分数） 查得饱和液相焓kg kJ I LD /14.243=

平均分子量：mol g M /2984.42)8678.01(188678.046=-?+?= kmol kJ I LD /43.102842984.4214.243=?=

所以塔顶冷凝器

h

kJ I I D R Q LD VD c /101494.1)43.1028487.50549(13.70)1070355.3()()1(7

?=-??+=-+=取进出冷凝器的水的温度为251=t ℃ ，352=t ℃ ，)/(187.4K kg kJ C pc ?= 所以冷凝水用量：h kg t t C Q W pc c

c /1075.2)

2535(187.410

1494.1)

(5

7

12?=-??=

-=

04.4835

21.782521.78ln

)

3521.78()2521.78(=-----=

?m t ℃

K 预取为)/(5002

C m W o

?

则2

3

792.1323600

04.4850010

101494.1m t K Q A m

c o =????=

?=

取2

50.15992.1322.12.1m A A o =?==

选取换热器具体参数为：公称压力2

/25cm kgf ，管长mm 4500，管子总数467，管程数1，

壳程数2，碳钢管mm 25，管子为三角形排列，传热面积2

3.161m S o =

03.41204

.483.161360010

101494.13

7=????=

?=

m

o c t S Q K )/(2C m W o

? 符合要求

(2) 塔底：由00039.0=W x ，查得0100328.0=W y 即%525.2=W y （质量分数）

查得蒸气焓kg kJ I VW /58.2646'

=

查得饱和液相焓kg kJ I LW /74.434'

=

平均分子量：mol g M /01.18)00039.01(1800039.046=-?+?=

kmol kJ I VW /91.4766401.1858.2646'

=?=