《乙醇—水课程设计精馏》

1、目录一、概述1二、设计方案的确定及流程说明22.1装置流程的确定22.2流程图22.3操作条件3三、塔的工艺计算33.1塔的物料衡算53.2全塔物料衡算63.3塔板数的确定6四、塔的工艺条件及物性数据计算9五、气液负荷计算13六、塔和塔板主要工艺尺寸计算13七浮阀塔板的流体力学验算20八、塔板负荷性能图23九、设计结果一览表28十、设计评述及讨论29十一、参考文献30一、概述乙醇在工业、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

2、想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用精馏的方法，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。本设计选用浮阀塔。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

3、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（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。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（V1型）、V4型、十字架

4、型、和A型，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 F-1型 V-4型 A型 十字架型 方形浮阀图7 浮阀塔板二、设计方案的确定及流程说明2.1装置流程的确定精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。乙醇水混合液（原

5、料）经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。2.2流程图如右图所示：2.3操作条件操作压力：精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，

6、本设计中已制定为塔顶压力为101.3kPa。进料热状态：进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。本设计中已制定为饱和液体进料即q=1。加热方式：蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但也可采用直接蒸汽加热。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。回流比的选择：对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。一般取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即三、塔的工艺计算已知参数：乙醇水混合液处理量，F4000kg/h； （质量分数）；回流比R（自选）；进料热状况；塔顶压强（绝

7、压）；设单板压降为。表1 乙醇和水的物理性质 项目分子式分子量M(g/mol)临界体积VC (cm3/mol)临界温度TC（K）临界压强PC（MPa）偏心因子W乙醇1水246.06918.015167.056.0516.2647.36.38322.050.6350.344来源于化学工程手册第二版表2 乙醇和水的饱和蒸汽压参数项目 A B C乙醇1水2 12.291711.68343803.983816.44-41.68-46.13来源于化学热力学附表P295 由安托因方程：lnPS=A-BT+C由于乙醇和水属于非理想混合物，汽相可以看成理想气体混合物，液相则为非理想溶液，其汽液平衡数据可由：

8、yip=xiipisi=1,2 yi+y2=1而其中活度系数应采用NRTL方程进行计算： ln1=x2221G212x1+x2G212+12G12x2+x1G122 ln2=x1212G122x1+x2G122+21G21x1+x2G212其中： G12=exp-1212 G21=exp-122 12=g12RT 21=g21RT查的乙醇和水的能量作用参数g12=-2918.642+4.085T J/mol g21=3409.355+8.400T J/mol 12=0.1803例：设x1=0.0190 t=95.5 则x2=0.981 T=368.65K 算出g12=-1412.707J/mo

9、l g21=6506.015J/mol 12=-0. 21=2. G12=1. G21=0. P2S=86.089KPa 得 同理可得： 表3 乙醇的液相摩尔分率和汽相分率温度液相汽相汽相实验值相对误差温度液相汽相汽相实验值相对误差1000.000.000.000.0081.532.7361.1458.264.94395.51.9016.6617.002.04180.739.6563.1661.223.16989.07.2139.1238.912.58479.850.7966.9665.642.01186.79.6643.4443.750.70979.751.9867.3765.992.091

10、85.312.3847.4347.040.82279.357.3269.3968.411.43384.116.6152.5250.893.20278.7467.6374.3473.850.66483.723.3757.1457.450.54078.4174.7278.3478.150.24382.326.0858.4955.804.82178.1589.4389.3689.430.190 实验数据来源于化工工艺设计手册第三版（上） 算出的乙醇气液平衡数据和乙醇的气液平衡实验数据基本稳和。只有在90-80时相差较大一点，但基本还是符合条件的。表4 液体的表面张力 温度()708090100110

11、水（10-4kgf/m）65.663.861.960.058.0乙醇（dyn/cm）19.2718.2817.2916.2915.28数据来源于化学工程手册第二版和化工工艺设计手册表5 液体粘度温度()708090100110水(10-6kgfs/m2)41.436.232.128.226.4乙醇（cP）0.5230.4950.4060.3610.324数据来源于化学工程手册第二版和化工工艺设计手册3.1塔的物料衡算1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率2）平均分子量3.2全塔物料衡算总物料衡算 （1） 易挥发组分乙醇物料衡算 （2）联立上式（1）（2）解得： 3.3塔板数的确定3.3.1 塔板

12、数的计算（1）根据乙醇水的气液平衡数据表3作x-y图及t-x-y图。在t-x-y及x-y图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出c点（、）、e点（、）、a点（、）三点； （2）求最小回流比及操作回流比。因饱和液体进料即，在x-y图中对角线上自点e作出竖直进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为（），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：取操作回流比：精馏段操作线方程：其截距为0.323，即连接点和点可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点，连接点、点可作出提馏段操作线方程。按照常规的图解法作梯级可得：（包括再沸器），其中精馏段理论板数为7层，提馏段为4层，第8层为加料板

13、如图所示图1 乙醇-水混合溶液的t-x-y图图2a 乙醇-水混合溶液的x-y图图2b 乙醇-水混合溶液的x-y图3.3.2全塔效率由式：，根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为：，由表5查得乙醇的粘度并用内差法即0.495-0.40690-80=L乙醇-0.40690-89 得 L乙醇=0.4149mPas 同理可得 L水=0.3189mPas则3.3.3 实际塔板数精馏段： 提馏段： 故实际塔板数：（层）第16板为进料板。四、塔的工艺条件及物性数据计算4.1 操作压强塔顶压强，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压强为：，塔底压强为：故精馏段平均操作压强为：提馏段平均操作

14、压强为： 4.2 平均分子量由图x-y读出塔顶组成：， 由图x-y可得进料板组成：，由图x-y读出塔底组成： , 则精馏段平均分子量：，提精馏段平均分子量：，4.3温度因塔顶的压强为101.33KPa可以由t-x-y图直接读出为78.6.根据操作压强，由下式试差计算操作温度使其满足1P1Sx1+2P2Sx2=P，经多次试差进料板温度取89.6时x1=0.0956，1=3.274，2=1.022，P1S=155.90KPa，p2s=69.053KPa算得1P1Sx1+2P2Sx2=0.09563.274155.90+1-0.09561.02269.053=112.53KPa=PD。同理可得塔底的

15、温度：。则精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：4.4平均密度4.4.1液相密度由液体的P-V-T性质Lm=MLmVLm而式中： VLm=RxiTciPciZRA1+1-Tr27 ZRA=xiZRAi Tr=TTcmTcm=ijTcij i=xiVcixiVciTcij=TciTcj0.51-kij1-kij=8VciVcj0.5Vci13+Vcj133 ZRA=0.29056-0.08775由表1得：ZR乙醇=0.29056-0.087750.635=0.2348 ZR水=0.29056-0.08770.344=0.2604塔顶： ZRm=0.735680.2348+1-0.735680.26

16、04=0.2416 乙醇=x乙醇Vc乙醇xiVci=0.735681670.73568167+（1-0.73568）56=0.8925则水=1-乙醇=0.10751-k乙醇-水=8Vc乙醇Vc水0.5Vc乙醇13+Vc水133=8167560.+56133=0.9517Tc乙醇-水=Tc乙醇Tc水0.51-k乙醇-水=550.126Tcm=ijTcij=0.89252516.2+20.89250.1075550.0126+0.10752647.3=524.225KTrD=TDTcm=78.6+273.15524.225=0.677VLm=RxiTciPciZRA1+1-Tr27=8.3140.

17、73568516.26.383106+1-0.73568647.322.051060.24161+1-0.67127=4.80410-5m3/molLD=MLDVLm=38.6544.80410-5=804.614kg/m3同理可得：L进料=805.447kg/m3 Lw=805.734kg/m3则精馏段平均液相密度：Lm精=LD+L进料2=804.614+805.4472=805.031kg/m3提馏段平均液相密度：Lm提=Lw+L进料2=805.734+805.4472=805.591kg/m34.4.2汽相密度由于乙醇和谁的汽相可以看成理想气体，则：v=pMRT则塔顶的汽相密度vD=pD

18、MDRTD=101.3339.8618.314(273.15+78.6)=1.381kg/m3同理可得：v进料=1.122kg/m3 vw=0.676kg/m3则精馏段平均液相密度：vm精=vD+v进料2=1.381+1.1222=1.2515kg/m3提馏段平均液相密度：vm提=vw+v进料2=1.122+1.1222=0.899kg/m34.5 液体表面张力根据主要基础数据表4，由内插法得：。 则精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：4.6 液体粘度 根据主要基础数据表5，由内插法得： 。 则精馏段平均粘度提馏段平均粘度五、气液负荷计算精馏段：提馏段： 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算6.1

19、 塔径塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表6 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故精馏段：查化工原理-天津出版社（下册）图35史密斯关联图，可得图3 史密斯关联图依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.6（安全系数0.60.8），则故。按标准塔径圆整为1.0m。提馏段： 查化工原理-天津出版社（下册）图35史密斯关联图，可得；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.6（安全系数0.60.8），则故因精馏段

20、的塔径大于提留段的塔径，故以精馏段为基准，按标准圆整塔径D=1.0m,则塔截面积AT=4D2=0.785m2 空塔气速u=VsAT=0.873m/s6.2 溢流装置选用双溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：6.2.1溢流堰长双溢流取（0.5-0.6）D，取堰长为0.5D，即6.2.2出口堰高： 精馏段：；查化工原理-天津出版社（下册）图38液流收缩系数计算可知：图4 液流收缩系数计算图E=1.041得故 提馏段：查化工原理-天津出版社（下册）图38液流收缩系数计算可知：E=1.059,因此可得， 故6.2.3降液管的宽度与降液管的面积由查（化工原理图310弓形降

21、液管的宽度与面积）得：， 故：，利用式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即精馏段：（5s，符合要求）。提留段：（5s，符合要求）。图5 弓形降液管的宽度和面积6.2.4降液管底隙高度则降液管底隙高度为：精馏段ho=hw-0.006=0.0483m 提馏段ho=hw-0.006=0.043m综上选用凹形受液盘，深度为50mm。6.3 塔板布置及浮阀数目及排列 选用F1重阀取F0=10，d0=0.039m取边缘区宽度,安定区宽度由式：计算开空区面积，其中：， ； 所以 精馏段：阀孔的气速u0=F0v精=101.2515=8.939m/s每层塔板上浮阀数N=VSU0d024=0.68640

22、.03928.93965，浮阀排列方式采用等腰三角形顺排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m则估算排间距t=AaNt=0.437650.075=89.566mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距取t=80mm。按t=75mm，t=80mm，以等腰三角形顺排方式作图如图排得阀数64个。按N=64重新核算孔速及阀孔动能因数u0=VSN4d02=8.973ms F0=u0vm精=8.9731.2515=10.038 阀孔动能因数F0变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率=N（d0/D）2=640.03912=9.734%提留段：

23、阀孔的气速u0=F0vm提=100.899=10.547m/s每层塔板上浮阀数N=VSU0d024=0.65740.039210.54753，浮阀排列方式采用等腰三角形顺排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m则估算排间距t=AaNt=0.437530.075=109.937mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积， 故取t=100mm按t=75mm，t=100mm，以等腰三角形顺排方式作图如图排得阀数52个。按N=52重新核算孔速及阀孔动能因数u0=VSN4d02=10.577m/s F0=u0vm精=10.5770.899=10.02

24、8 阀孔动能因数F0变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率=N（d0/D）2=520.03912=7.909%6.4塔的有效高度Zm精馏段：Zm精=15-10.4=5.6m 提馏段：Zm提=9-10.4=3.2m 在进料板开一人孔其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度Zm=3.2+5.6+0.8=9.6m七浮阀塔板的流体力学验算7.1气体通过筛板压降相当的液柱高度精馏段：1) 干板压降相当的液柱高度uoc=1.82573.1vm精=9.288msuo=8.973ms hc=19.9u00.175vm精=19.98.9730.031=0.036m2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度本设备分离乙醇

25、-水的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数0.5，所以hl=0hL=0.50.06=0.03m3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度通常都很小，可忽略。故 hp=hc+hl+h=0.036+0.03=0.066m则单板压强:PP=hpLm精g=0.066805.0319.81=521.225Pa在265530Pa之内，则满足条件。提馏段 ： 1)干板压降相当的液柱高度hcuoc=1.82573.1vm提=11.134msu0=10.577ms hc=19.9u00.175vm提=19.910.5770.591=0.037m2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl本设备分离乙醇-水的混合液

26、，即液相为碳氢化合物，可取充气系数0.5，所以hl=0hL=0.50.06=0.03m3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h通常都很小，可忽略。故 hp=hc+hl+h=0.037+0.03=0.067m则单板压强:PP=hpLm提g=0.067805.5919.81=529.490Pa在265530Pa之内，则满足条件。7.2液泛精馏段：为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.066m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 hd=0.153ls精lwh02=0.0001m板上液

27、层高度，前已选定hl=0.06m则Hd=0.066+0.06+0.0001=0.126m取=0.3又已选定HT=0.4m，hw=0.0544m，则(HT+hw)=0.3（0.4+0.0544）=0.136m可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求提留段:Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.067m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 hd=0.153ls提lwh02=0.0006m板上液层高度，前已选定hl=0.06m则Hd=0.067+0.06+0.0006=0.0.128m0.136m可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔

28、的要求 7.3雾沫夹带精馏段:泛点率板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1-2*0.069=0.862m板上液体面积Ab=AT-2Af=0.785-2*0.024=0.737m2苯和甲苯按正常系统取物性系数K=1.0，由泛点负荷系数图查得CF=0.115泛点率=0.6861.031-1.25150.7810.1150.785=38.4%80%泛点率均在80以下，故知雾沫夹带量能满足ev0.1 kg液/kg气的要求提留段:泛点率板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1-2*0.069=0.862m板上液体面积Ab=AT-2Af=0.785-2*0.024=0.737m2苯和甲苯按正常系统取物性系数K=

29、1.0，由泛点负荷系数图查得CF=0.110泛点率=0.6570.591-0.8990.7810.1100.785=32.6%80%泛点率均在80以下，故知雾沫夹带量能满足ev0.1 kg液/kg气的要求八、塔板负荷性能图精馏段：8.1雾沫夹带线（1） 按泛点率为80%计算如下Ls0.8621.36+Vs1.031-1.25150.1150.737=0.80整理得 Vs=1.719-29.710Ls （1）表（1）LS103m3/s0.3721.9201.7081.662依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线。8.2 液泛线（2）(HT+hw)= 由上式确定液泛线，忽略h项，液泛线方程为 （2

30、）其中:a=1.91105Lm精N2Lm精=1.911051.031642=0.072b=HT+-1-0hw=0.50.4+0.5-1-0.50.0544=0.1456c=0.153lw2h02=0.1530.520.04842=261.253d=1+0E0.6671lw23=1+0.51.0410.66710.523=1.653整理得：0.072Vs2=0.1456-261.251Ls2-1.653Ls2/3表（2）LS103m3/s0.3720.6001.0001.4001.9201.8311.8581.7901.7281.654 依表中数据作出液泛线。8.3液相负荷上限线（3）取液体在降

31、液管中停留时间为5秒，由下式Lsmax=HTAf=0.0240.45=1.9210-3m3/s液相负荷上限线为VSLS图中与气相流量无关的垂线。8.4 漏液线（4）Vsmim=4d02Nu0=40.03926451.2515=0.342m3/s漏液线为VSLS图中与气相流量无关的平行线。8.5 液相负荷下限线（5） 即Lsmin=(0.005710002.841.041)3/20.53600=0.37210-3m3/s在VSLS图作线（5），即为液相负荷下限线。将以上5条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。上限为雾沫夹带控制，下

32、限为液泛控制。如下图所示图6 精馏段荷性能图塔的操作弹性=1.6800.481=3.422提馏段：1. 雾沫夹带线（1）按泛点率为80%计算如下:Ls0.8621.36+Vs0.591-0.8990.1150.737=0.80整理得 Vs=1.940-35.074Ls （1）表（4）LS103m3/s0.9701.9201.9061.873依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线。2. 液泛线（2）(HT+hw)= 由上式确定液泛线，忽略h项，液泛线方程为其中:a=1.91105Lm提N2Lm提=1.911050.591522=0.079b=HT+-1-0hw=0.50.4+0.5-1-0.50

33、.049=0.151c=0.153lw2h02=0.1530.520.0432=331.0d=1+0E0.6671lw23=1+0.51.0590.66710.523=1.682整理得：0.079Vs2=0.151-331.0Ls2-1.682Ls2/3表（2）LS103m3/s0.9711.2001.5001.7001.9201.6981.664 1.6231.5961.567 依表中数据作出液泛线。3. 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为5秒，由下式Lsmax=HTAf=0.0240.45=1.9210-3m3/s液相负荷上限线为VSLS图中与气相流量无关的垂线。4. 漏液线（

34、4）Vsmim=4d02Nu0=40.03925250.899=0.328m3/s漏液线为VSLS图中与气相流量无关的平行线。5. 液相负荷下限线（5）： 即Lsmin=(0.01110002.841.059)3/20.53600=0.97110-3m3/s在VSLS图作线（5），即为液相负荷下限线。将以上5条线标绘于图（图）中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。上限为雾沫夹带控制，下限为液泛控制。如下图所示图9 提溜段荷性能图塔的操作弹性=0.8350。423=1.975结论：1.任务规定的气液负荷下的操作点处于适宜操作区的适中位置。2.经多次

35、试算当回流比去1.41时，并且选双溢流型时才能使操作点处于适中的位置。3.经过一组比较后当热状况改变后回流比、单板分离能力、全塔效率、塔径、塔板数等都会改变，并且饱和液体进料的单板分离最低，饱和气体进料最高。4.经过一组比较乙醇和水最好选用饱和气体进料、浮阀塔、双溢流型、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰、重阀，其分离效果最好。九、设计结果一览表序号项目符号单位计算结果精馏段提馏段 1平均温度tm84.198.052平均压力Pmkpa106.93115.333平均流量气相Vsm3/s0.6860.6574液相Lsm3/s0.000530.001515实际塔板数Np块1596塔的有效高度Zm5.605.60 7塔径Dm1.00 1.00 8板间距Hm0.40.49塔板溢流形式双溢流型双溢流型10空塔气速um/s1.2621.52611溢流装置溢流管形式弓形弓形12溢流堰长度Lwm0.50.513溢流堰高度hwm0.5430.06914板上液层高度hLm0.060.0615