化工原理课程设计乙醇-水连续浮阀精馏塔的设计

化工原理课程设计乙醇-水连续精馏塔的设计

姓名

学号

年级

专业化学工程与工艺

系（院）化学化工学院

指导教师张杰

2013年 6月

第一章绪论 (1)

第二章塔板的工艺设计 (3)

2.1 精馏塔全塔物料衡算 (3)

2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (3)

2.3 理论塔板的计算 (8)

2．4 塔径的初步计算 (10)

2.5 溢流装置 (11)

2.6 塔板布置及浮阀数目与排列 (12)

第三章塔板的流体力学计算 (14)

3.1 气相通过浮阀塔板的压降 (14)

3.2 淹塔 (15)

3.3 液沫夹带 (15)

3.4 塔板负荷性能图 (16)

第四章附件设计 (20)

4.1 接管 (21)

4.2 筒体与封头 (22)

4.3 除沫器 (22)

4.4 裙座 (22)

4.5 吊柱 (22)

4.6 人孔 (23)

第五章塔总体高度的设计 (23)

第六章塔附属设备设计 (23)

Q (23)

6.1确定冷凝器的热负荷

6.2 冷凝器的选择 (24)

参考书目 (24)

主要符号说明 (25)

结束语 (26)

（一）设计题目

乙醇-水连续精馏塔的设计

（二）设计任务及操作条件

1) 进精馏塔的料液含乙醇30%（质量分数，下同），其余为水；

2) 产品的乙醇含量不得低于93%； 3) 残液中乙醇含量不得高于0.5%；

4) 每年实际生产时间：7200小时/年，处理量：80000吨/年；

5) 操作条件

a) 塔顶压力：常压 b) 进料热状态：饱和液体进料 (或自选)

c) 回流比： R=1.55Rmin d) 加热方式：直接蒸汽 e) 单板压降：≤0.7kPa （三）板类型

浮阀塔

（四）厂址

临沂地区

（五）设计内容

1、设计说明书的内容

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物性数据的计算；

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；

8) 精馏塔接管尺寸计算；9）设计结果汇总

10) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

2、设计图纸要求

绘制生产工艺流程图（选作）；

注:常压下乙醇-水气液平衡组成与温度的关系见课程设计教材附录(105页)

第一章绪论

塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。

塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。板式塔的研究起步较早，具有结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点。

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是乙醇-水连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的乙醇和不易挥发的水，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

设计方案简介

本次课程设计的任务是设计分离乙醇-水的精馏塔，塔型选为浮阀塔，因为筛板塔与浮阀塔相比，浮阀塔有降液槽和溢流堰，气体顶开浮阀上升与塔盘上液体接触，传质在塔盘上进行，液体通过降液槽下降，其操作弹性较大。

本设计任务为分离乙醇-水混合物，进料为饱和液体进料，操作压力是一个大气压。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

第二章塔板的工艺设计

2.1 精馏塔全塔物料衡算

F ：原料液流量(kmol/h) x F ：原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量(kmol/h) x D ：塔顶组成 W ：塔底残液流量(kmol/h) x W ：塔底组成

原料乙醇组成：0.30

46.070.1440.300.7046.0718.02F x =

塔顶组成：0.93

46.070.8390.930.0746.0718.02D x ==+

塔底组成：0.005

46.070.001960.0050.99546.0718.02W x ==+

进料平均分子量：M =46.07×0.144+18.02×0.856=22.06kg/kmol

进料量：7

810503.677720022.06

F ?=

=?kmol/h 物料衡算式为：

F D W

Fx Dx Wx =+=+ （1）

联立代入求解：D=85.471 kmol/h W=418.206 kmol/h 2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系

2.2.1 温度

利用表中数据由插值法可求得t F 、t D 、t W 。

① t F ：

85.385.384.1

12.3816.6114.412.38

F t --=--，t F =84.73℃

② t D ：78.4178.4178.15

74.7289.4383.974.72D t --=--，t D =78.25℃

③ t W ：100

10095.50 1.900.1960

W t --=--，t W =99.536℃

④精馏段平均温度：184.73+78.25

81.4922F D t t t -

==℃ ⑤提馏段平均温度：284.7399.536

92.13322

F W t t t -++==

=℃ 2.2.2 密度已知：混合液密度

a a ρρρ=

（2）

混合气密度00

22.4V T M

T ρρρ-

=（a 为质量分率，M -为平均分子量）（3）

塔顶温度： t D =78.25℃ 气相组成y D ：

78.4178.1578.2578.15

78.1589.4310089.43

D y --=

--, y D =85.09% 进料温度：t F =84.73℃ 气相组成y F ：

85.384.185.384.73

47.0450.8947.04100F

y --=

--, y F =48.87% 塔底温度：t W =99.536℃ 气相组成y W ：10095.510099.536

017.000100W

y --=

--, y W =1.75% （1）精馏段

液相组成x 1：1x =x x D F +（）/2，x 1=49.15% 气相组成y 1：1y ()/2D F y y =+，y 1=66.98%

所以 146.070.491518.02(10.4915)L M -

=?+?- =31.81kg/kmol 146.070.669818.02(10.6698)V M -=?+?- =36.81kg/kmol （2）提馏段

液相组成x 2：2()/2W F x x x =+，x 2=7.30% 气相组成y 2：2y ()/2W F y y =+，y 2=25.31%

所以 246.070.073018.02(10.0730)L M -=?+?- =20.07kg/kmol 246.070.253118.02(10.2531)V M -=?+?- =25.12kg/kmol

由不同温度下乙醇和水的密度

求得在1t -

与2t -

下乙醇和水的密度（单位：-3kg m ）

181.49t -

=℃，

1858081.4980

730735735ρ--=

--，1733.510ρ= kg/m 3

2858081.4980

968.6971.8971.8

ρ--=

--，2970.846ρ= kg/m 3 同理：292.133t -

=℃，'1722.293ρ= kg/m 3，'

2963.828ρ= kg/m 3

在精馏段

0.491546.07/[0.491546.0718.02(10.4915)]10.7119

733.510970.846

L ρ??+?--=

液相密度：1789.085L ρ= kg/m 3 气相密度：136.81273.15

22.4(273.1581.49)

V ρ?=?+ =1.2657kg/m 3

在提馏段

0.073046.07/[0.073046.0718.02(10.0730)]10.1676

722.293963.828

L ρ??+?--=

液相密度：2912.677L ρ= kg/m 3 气相密度：225.12273.15

0.83922.4(273.1592.133)

V ρ?=

=?+ kg/m 3

2.2.3 混合液体表面张力

二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算

公式： 11414

m sw w so σ?σ?σ=+ （4）注：w w w w w o o x V x V x V ?=

+ （5） o o

o w w o o

x V x V x V ?=+ （6）

sw w sw s

x V V ?= （7） so o so s

x V V ?= （8）

q w

lg o B ????=

???

（9） 23

230.441o o w w V q Q V T q σσ????=?- ??

?????（10） A B Q =+ （11） 2

lg sw so A ????

= ???

（12） 1sw so ??+=（13）

式中下角标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分，Xw 、Xo 指主体部分的分子数，w υ、o υ指主体部分的分子体积，w σ、o σ为水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。

① 精馏段：181.49t -

=℃

18.0222.84789.085

w w

m V ρ=

= cm 3

/mol

46.0736.401.2657

o o

m V ρ=

= dm 3

/mol

乙醇表面张力：

908016.217.15

9081.4916.2σ--=

--，117.008σ= 水表面张力：

90809081.49

60.762.660.7σ--=

--，262.317σ= 塔顶表面张力：()()()()

1o w w w w o o o w w o o o o w w o o x V x V x V x V x V x V x V x V ??-????==++

()()

10.491522.840.2560.491536.400.508522.840.491536.40-?????==???+?

因为 0.4915o x =，所以 10.49150.5085w x =-=

2lg lg 0.2560.592w o B ????

===- ???

230.441o o

w w V q Q V T q σσ????=?- ???????

2323217.00836.400.44162.31722.84 1.01581.49273.152???=?-?=-??+??

0.592 1.015 1.607A B Q =+=--=-

联立方程组 2lg sw so A ????

= ???

1sw so ??+=

代入解得： 0.145sw ?= 0.855so ?=

1114

11400.14562.3170.85517.008m sw w so σ?σ?σ=+=?+?， 21.119m σ=

②提馏段：292.133t -

=℃

18.0219.744912.677

w w

m V ρ=

= cm 3

/mol

46.0754.910.839

o o

m V ρ=

= dm 3

/mol 乙醇表面张力：

11009010092.13315.216.215.2σ--=--， '

115.99σ= 水表面张力：，

21009010092.13358.860.758.8σ--=--，'

260.29σ= ()()

'2'10.073019.744 3.7460.073054.910.92719.7440.073054.91w o

??-?????

==???+? 因为 '0.073o x =，所以 '10.0730.927w x =-=

'lg lg3.7460.574w o B ????

=== ???

23'

2215.9954.910.44160.2919.7440.78592.133273.152Q ???=?-?=-??+??

'''0.5740.7850.211A B Q =+=-=-

联立方程组 '2'

'lg sw so A ????= ???

1sw so ??+=

代入解得：'0.535sw ?= '

0.465so ?=

'1/41414

1/41/40=0.53560.290.46515.99 2.42m sw w so σ?σ?σ=+?+?= 故'34.33m

σ= 2.2.4 混合物的粘度

不同温度下乙醇和水的粘度如下表：

181.49t -

=℃，查表得：10.35μ= mPa ·s ，20.44μ= mPa ·s

292.133t -=℃，查表得：'10.306μ= mPa ·s ，'

20.388μ= mPa ·s 精馏段粘度

()()112110.440.49150.3510.49150.39x x μμμ=+-=?+?-= mPa ·s

提馏段粘度

()()'''122210.3880.0730.30610.0730.312x x μμμ=+-=?+?-= mPa ·s

2.2.5.相对挥发度

①精馏段挥发度：由0.4915A x =，0.6698A y =得0.5085B x =，0.3302B y = 所以 0.66980.5084

2.100.33020.4915

A B B A y x y x α?=

==? （14） ② 提馏段挥发度：由'0.0730A x =，'0.2531A y =得'0.927B x =，'

0.7469B y = 所以 ''

0.25310.927

4.300.74690.0730

A B B A y x y x α?===? （15） 2.2.6.气液相体积流量计算

根据x-y 图得：min

min 0.8490.760.747910.8490.73D g D g y y R R x x --===+-- 所以 min 2.97R =

取min 1.55 1.55 2.97 4.6035R R ==?= （1）精馏段： 4.603585.471

0.1093600

L RD ?==

= kmol/s （16）

()()4.6035185.47110.1333600

V R D +?=+=

= kmol/s （17）

已知：131.81L M -

= kg/kmol ，136.81V M -

= kg/kmol 1789.085L ρ= kg/m 3，1 1.2657V ρ= kg/m 3

质量流量：1131.810.109 3.467L L M L -

==?= kg/s （18） 1136.810.133 4.896V V M V -==?= kg/s （19）体积流量：31

3.467

4.3910789.085

s L L L ρ-=

=? m 3/s （20）

4.896

3.8681.2657

s V V V ρ=

= m 3/s （21）

（2）提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以q=1

'503.677

0.1090.2493600

L L qF =+=+

= kmol/s （22） ()'10.133V V q F =+-= kmol/s （23）已知：220.07L M -

= kg/kmol ，225.12V M -

= kg/kmol 2912.677L ρ= kg/m 3，20.839V ρ= kg/m 3

质量流量：'2220.070.249 4.997L L M L -

==?= kg/s （24） '2225.120.133 3.341V V M V -==?= kg/s （25）体积流量：32

4.997

5.4810912.677

s L L L ρ-=

=? m 3/s （26）

3.341

3.9820.839

s V V V ρ==

= m 3/s （27）

2.3 理论塔板的计算

理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，本次实验采用图解法。

根据1.103×105Pa 下，乙醇-水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y 曲线图，泡点进料，所以q=1，即q 为一直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切。min 2.97R =，操作回流比

min 1.55 1.55 2.97 4.6035R R ==?= 已知：精馏段操作线方程：10.82150.15011

D n n n x R

y x x R R +=

+=+++ 精馏段操作线方程：1 1.87320.0017W n m m Wx L qF

y x x L qF W L qF W

++=

+=-+-+-

在图上作操作线，由点（0.839，0.839）起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q 线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.000196为止，由此得到理论板N T =18块，加料板为第15块理论板。

板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式()

0.245

0.49T L E αμ-=计算。（29）注：α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度

L μ——塔顶与塔底平均温度下的液体粘度mPa ·s

（1）精馏段

已知： 2.10α=，0.39μ=mPa ·s 所以：()

0.245

0.49 2.100.390.515T E -=??=

11427.20.515

T P T N N E =

== 故128P N =块（2）提馏段

已知：' 4.3α=，'0.312μ= mPa ·s

所以：()0.245

0.49 4.30.3120.45T

E -=??=

'48.890.45

T P T N N E === 故29P N =块全塔所需实际塔板数：1228937P P P N N N =+=+=块全塔效率1848.649%37

t T P N E N =

==加料板位置在第30块板。 2.4 塔径的初步计算 2.4.1精馏段

由u =（安全系数）×max u ，安全系数=0.6-0.8

，max u =C 可由史密斯关联图查出：（30）

横坐标数值：12

31111 4.3910789.0850.033.868 1.2657s L s V L V ρρ-??????== ? ?

取板间距：0.45T H = m ，0.07L h = m ，则0.38T L H h -= m

查图可知：200.08C = 0.2

0.2

2030.6390.080.0872020C C σ??

??=== ?

max 0.087 2.264u == m/s 1max 0.7 1.585u u ==

m/s

1 1.83D =

== m 圆整：12D = m

横截面积：22

1 3.14

2 3.144

T A D π

?= m 2 空塔气速：'11 3.868 1.233.14

s T V u A === m/s 2.4.2 提馏段

横坐标数值：12

32222 5.4810912.6770.0453.9820.839s L s V L V ρρ-??

????== ?

取板间距：'0.45T H = m ，'0.07L h = m ，则''

0.38T L H h -= m

查图可知：200.08C = 0.2

0.2

'2034.40.080.0892020C C σ????

=== ?

'max 0.089 2.93u === m/s '

2max 0.7 2.05u u ==

m/s

2 1.63D =

= m 圆整：22D = m 横截面积：'2

2 3.142 3.144

A D π

?= m 2 空塔气速：'

22' 3.982

1.273.14

s T V u A =

== m/s

2.5 溢流装置 2.5.1 堰长w l

取0.650.652 1.3w l D ==?= m

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度ow h 按下式计算

2.841000A ow w L h E l ??

= ??? （近似取E=1）（30）

（1）精馏段 23

32.843600 4.95100.01631000 1.3ow h -??

??== ?

0.070.01630.0537w L ow h h h =-=-= m

（2）提馏段 23

2.843600 5.97100.01841000 1.3ow h -????== ?

'''

0.070.01840.0516w L ow h h h =-=-= m

2.5.2 弓形降液管宽度和横截面积查图得：

0.0721f T

A A =，

0.124d

W D

= 则0.0721 3.140.226f A =?= m 2，0.12420.248d W =?= m 验算降液管内停留时间：精馏段：3

0.2260.45

23.174.3910

f T s A H L θ-?=

=? s （31）提馏段：'

0.2260.45

18.565.4810

f T

s A H L θ-?=

=? s （32）停留时间θ>5s ，故降液管可用。 2.5.3 降液管底隙高度（1）精馏段

取降液管底隙的流速00.13u = m/s ，则 3

100 4.39100.031.30.13s w L h l u -?===? m

（2）提馏段

取降液管底隙的流速'0

0.13u = m/s ，则 3

'20

0 5.48100.0321.30.13

s w L h l u -?===? m 因为'

0h 不小于20mm ，故0h 满足要求。

2.6 塔板布置及浮阀数目与排列 2.6.1 塔板分布

本设计塔径D=2m ，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 2.6.2 浮阀数目与排列（1）精馏段

取阀孔动能因子012F =，则孔速01u 为

0110.67u =

= m/s （33）

每层塔板上浮阀数目为 1

22001

3.868

2890.7850.0410.67

s V N d u π

=??个（34）

取边缘区宽度0.06c W = m ，破沫区宽度0.10s W = m

计算塔板上的鼓泡区面积，即22arcsin 180a x A R R π?

?=???

? （35）

其中2

0.060.9422c D R W =

-=-= m （36） ()()2

0.2480.10.65222

d s D x W W =-+=-+= m （37）

所以23.140.65220.6520.94arcsin 2.241800.94a A ??=?=????

m 2

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm 则排间距：' 2.24

0.1032890.075

a t A t N =

==? m=103mm （38）考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，二各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用103mm ，而应小些。故取

'65t =mm=0.065m ，按t=75mm ，'65t =mm ，以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数

290个。

按N=290重新核算孔速及阀孔动能因子：

0124.16

11.410.04290

u π

=?? m/s

，''

011.4112.8F u ===

阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率=

01 1.32

100%11.96%11.41

u u =?= （39）（2）提馏段

取阀孔动能因子012F =

，则0213.1u ==

= m/s （40）每层塔板上浮阀数目为2

22002

3.982

2420.7850.0413.1

s V N d u π

=??个（41）

按t=75mm ，估算排间距：' 2.240.1232420.075

a t A t N =

==?m=123mm （42）取'80t =mm ，以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数240个。按N=240重新核算孔速及阀孔动能因子：

'0224.283

14.20.04240

u π

=?? m/s

，''

014.213F u ===

阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率=

02 1.36

100%9.58%14.2

u u =?= （43）第三章塔板的流体力学计算

3.1 气相通过浮阀塔板的压降

可根据p c l h h h h σ=++计算（44） 1.精馏段

⑴ 干板阻力

19.50oc U ==m/s （45）

因11o oc U U >故2

v11112.670.049o c l U h m g

ρρ== （46）

⑵ 板上气液层阻力

取00.5ε=，100.50.070.035l c h h m ε==?= （47） ⑶ 液体表面张力所造成的阻力

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

10.0490.0350.084p h m =+= （48）

1110.084814.9279.8670.85p p l h h g Pa ρ?==??= （49） 2.提留段

⑴

干板阻力211.42oc U == m/s （50）

因22o oc U U >，故2

v22212.670.045o c l U h m g

ρρ== （51）

⑵ 板上充气液层阻力。取00.4ε=，200.40.070.028l c h h m ε==?= （52） ⑶ 表面张力所造成的阻力

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：

20.0450.0280.073p h m =+=

（53）

2220.073930.9899.8660.03p p l h h g Pa ρ?==??= 3.2 淹塔

为防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度w ()d T H H h ?≤+ （54） 1、精馏段

⑴ 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度10.084p H m = ⑵ 液体通过降液管的压头损失：

211w 1

4.39100.153(

)0.153()0.00251.30.03s d o l h m l h -?===? （55）

⑶ 板上液层高度：0.07c h m =，则，10.0840.00250.070.16d h m =++=（56）取0.5?=，已选定0.45T H m =，w10.0537h m = 则w 1()0.5(0.450.0537)0.252T H h m ?+=+= 可见1w 1()d T H H h ?<+，所以符合防止淹塔的要求 2、提留段

⑴ 单板压降所相当的液柱高度20.08p H m = ⑵ 液体通过降液管的压头损失

22w 2

5.48100.153(

)0.153()0.00261.30.035s d o l h m l h -?===? （57）

⑶ 板上液层高度：0.07c h m =，则20.080.00260.070.1526d h m =++=（58）取0.5?=，则w 2()0.5(0.450.0516)0.251T H h m ?+=+= （59）可见2w 2()d T H H h ?<+，所以符合防止淹塔的要求 3.3 雾沫夹带

1、精馏段

泛点率

100%F b

（60）

板上液体流经长度：220.248 1.504l d Z D ZW m =-=-?= 板上液流面积：2 3.1420.226 2.688A A A b T f =-=-?=㎡

查物性系数 K=1.0，泛点负荷系数图F C 0.103=

泛点率

100%57.10%=

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，无沫夹带能够满足v 0.11(kg ρ<液/kg 气）的要求。 2.提留段

取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图F C 0.101=

泛点率

100%40.96%=

由计算可知符合要求。

3.4 塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线

泛点率

（62）

据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算 ⑴ 精馏段

（63）

⑵提留段

（64）2、液泛线

（65）

（66）

而（67）⑴精馏段

⑵提留段

（68）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

（70）

以Q=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则

m3/s （71）

4、漏液线

72）

化工原理课程设计 乙醇-水连续浮阀精馏塔的设计

化工原理课程设计乙醇-水连续浮阀精馏塔的设计