乙醇水精馏塔设计

1、吉林化工学院化工原理课程设计化工原理课程设计任务书 一 设计题目： 乙醇水连续浮阀式精馏塔的设计二 任务要求 设计一连续筛板浮阀精馏塔以分乙醇和水具体工艺参数如下：原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF273馏出液组成 xD0.831釜液组成 xw0.012塔顶压力 p100kpa单板压降 0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及 提 馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、设计结果汇总5、工

2、艺流程图及精馏塔工艺条件图目 录化工原理课程设计任务书I摘 要第一章 前言11.1 精馏原理及其在化工生产上的应用11.2 精馏塔对塔设备的要求11.3 常用板式塔类型及本设计的选型11.4 本设计所选塔的特性1第二章 流程的确定和说明32.1 设计思路32.2 设计流程3第三章精馏塔的工艺计算43.1 物料衡算43.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率43.1.2物料衡算43.2 回流比的确定53.2.1平均相对挥发度的计算53.2.2最小回流比的确定63.3 板数的确定63.3.1精馏塔的气液相负荷63.3.2精馏段与提馏段操作线方程63.3.3逐板法确定理论板数及进料位置63.3.4全

3、塔效率83.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算83.4.1操作温度的计算83.4.2操作压强93.4.3塔内各段气液两相的平均分子量103.4.4精馏塔各组分的密度123.4.5液体表面张力的计算153.4.6液体平均粘度的计算153.4.7气液负荷计算163.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算163.5.1塔径的计算163.5.2精馏塔有效高度的计算183.5.3溢流装置计算193.5.4塔板布置203.6 筛板的流体力学验算213.6.1塔板压降213.6.2液沫夹带223.6.3漏液233.6.4液泛233.7 塔板负荷性能图233.7.1过量液沫夹带线关系式243.7.2液相下限线关系

4、式233.7.3严重漏夜线关系式243.7.4液相上限线关系式243.7.5降液管液泛线关系式243.8 主要接管尺寸的选取253.8.1进料管253.8.2釜液出口管253.8.3塔顶蒸汽管263.8.4回流管263.8.5塔底蒸汽管26_Toc156611228第四章主要计算计算结果列表274.1浮阀塔计算结果汇总27结束语29参考文献30主要符号说明31附 录34一、物性表35二、负荷性能图36_Toc156611239三、带控制点的工艺流程图37四、塔的设备结构图38_Toc156611234摘 要本设计是以乙醇水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。浮阀塔是化工生产中主要的

5、气液传质设备，此设计针对二元物系乙醇水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数为16块，回流比为3.531,算出塔效率为0.518，实际板数为32块，进料位置为第11块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1米，有效塔高13.6米，浮阀数（提馏段每块76）。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。关键词：乙醇、水、二元精馏、浮阀连续精馏精馏塔、提馏段56吉林化工学院化工原理课程设计第1章 前言1.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进

6、行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过

7、塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.4常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其

8、操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。 乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计1.4本设计所选塔的特性浮阀塔的优点是： 1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变

9、化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产

10、经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适第二章流程的确定和说明2.1设计思路首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分

11、进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。2.1设计流程乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附流程图)。第三章 精馏塔的工艺计算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 水的摩尔质量 原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF0.275馏出液组成 xD0.843釜液组

12、成 xw0.013塔顶压力 p100kpa单板压降 0.7 kPa3.1.2物料衡算精馏塔二元系物料解得：D=31.6 W=68.4精馏段：L=RD=2.36×31.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）×31.6=106.08kmol/h提馏段： =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/h =V+(q1)F=V=106.08 kmol/h3.2回流比的确定3.2.1平均相对挥发度的计算查1由相平衡方程 得由常压下乙醇-水溶液的平衡数据x0.180.20.250.30.350.4y0.510.5250.5510.5750.5950.

13、61x0.450.550.50.60.650.7y0.6350.6780.6780.6970.7250.755由道尔顿分压定律 及得 将上表数据代入 得：序号123453.68153.15692.72542.35012.1263序号6789101.91551.72281.54081.41961.3207则 则 平衡线方程： 3.2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定xF0.275 xD0.843xw0.012 =3.04 因为q=1所以Xe= xF0.275由相平衡方程= 0.536最小回流比操作回流比取最小回流比的1.6倍=1.6=2.363.3板数的确定3.3.1精馏塔的气液相负荷精馏段

14、：L=RD=2.36×31.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）×31.6=106.08 kmol/h提馏段： =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/h =V+(q1)F=V=106.08 kmol/h3.3.2精馏段与提馏段操作线方程精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 3.3.3逐板法确定理论板数及进料位置对于甲醇水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。根据求得的相对挥发度可知相平衡方程为 因为泡点进料，q=1， 第一块板上升的蒸汽组成 第一块板下降的液体组成由式（c ）求取由第二块板上升的气相组成用（a）式求取:由第二块

15、板下降的液体组成如此反复计算： ,< 因第5块板上升的气相组成由提馏段操作方程（b）:计算 如此反复计算： ,< =0.013根据以上求解结果得： 总理论板数为 9 （包括再沸器） 进料板位置为 4 精馏段理论板数 3 提馏段理论板数 6 3.3.4全塔效率由进料组成 经查表 得 泡点温度 在此温度下 查文献 得 ： 则进料液再该温度下的平均粘度为：则板效率E 由计算=0.401则 实际塔板数： 精 馏 段: 提 馏 段: 3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作温度的计算1.)塔顶温度计算查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时,其沸点分别为78.7

16、78.4塔顶温度为,则由内插法:, 2.)进料板温度查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.20和0.30时,其沸点分别为83.2和81.7设塔顶温度为,则由内插法:, 3.)塔釜的温度查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100和90.6设塔顶温度为,则由内插法:, 则 精馏段的平均温度: 提馏段的平均温度: 3.4.2操作压强塔顶压强：PD=100 kpa 取每层塔板压降:P=0.7 kpa 则 进料板压力: 塔釜 压力: 则 精馏段的平均操作压强: 提馏段的平均操作压强: 3.4.3塔内各段气液两相的平均分子量 乙醇的摩尔质量 水的摩尔质量 由公式 得 1.)

17、对于塔顶 , 对于气相平均分子量: 对于液相平均分子量: 2.)对于进料板, 对于气相平均分子量; 对于液相平均分子量: 3.)对于塔釜 对于气相平均分子量: 对于液相平均分子量: 则 精馏段的平均分子量; 气 相: 液 相 : 提馏段的平均分子量; 气 相: 液 相 : 3.4.4精馏塔各组分的密度1.）气相平均密度 由 计算： 精馏段的气相平均密度： 提馏段的气相平均密度： 2.）液相的平均密度 由 计算 （1.）对于塔顶 查文献 ， 质量分率 则 （2.）对于进料板 查文献 ， 质量分率 则 （3.）对于塔釜 查文献 ， 质量分率 则 则 精馏段的液相平均密度： 提馏段的液相平均密度：

18、3.4.5液体表面张力的计算 由 计算（1.）对于塔顶 查文献 ， 则 （2.）对于进料板 （3.）对于塔釜 查文献 ， 则 则精馏段的液体平均表面张力： 提馏段的液体平均表面张力： 3.4.6液体平均粘度的计算 由 计算（1.）对于塔顶 查文献 ， 则 （2.）对于进料板 查文献 ， 则 （3.）对于塔釜 查文献 ， 则 则精馏段的液体平均粘度： 提馏段的液体平均粘度： 3.4.7气液负荷计算 精馏段气液负荷计算： 提馏段气液负荷计算： 3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1塔径的计算精馏段液气流动参数 取板间距，板上清液高度， 则 查史密斯关联图 得 又 液体的表面张力 取安全系数为0.

19、6，则空塔气速： 则 按标准塔径园整后为：塔截面积： 实际空塔气速u： 提馏段液气流动参数 取板间距，板上清液高度， 则 查史密斯关联图 得 又 液体的表面张力 取安全系数为0.8，则空塔气速： 则 按标准塔径园整后为：塔截面积： 实际空塔气速u： 3.5.2精馏塔有效高度的计算 板式塔的塔高按下式计算 初选板间距 HT=0.4m 则 3.5.3溢流装置计算因为D=1米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。1.）堰长取 2.）溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算近似取E=1，则取板上清液高度故 3.）弓形降液管宽度和截面积由 查 弓形降液管的参数 得, 故 依式 故 降液

20、管设计合理4.）降液管底隙高度 取 则 故 降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度3.5.4塔板布置1.）边缘宽度的确定 取 ， 2.）开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算 其中： 故 3.）浮阀个数及其排布 乙醇-水对设备无腐蚀性，可选用的碳钢板，在塔板上按等腰三角形错排排列浮阀，并取塔板上液体进出口安定区宽度和均为60mm边缘区宽度为为50mm， 取 浮阀直径选取F1型浮阀，重型，其阀孔直径 d0=0.039m初取孔动能因子故阀孔气速u0=10.62m/s故阀孔个数：设计条件下阀孔气速： m/s动能因子： 塔板上浮阀开孔率：气体通过筛孔的气速： 3.6筛板的流体力学验算3.6.1塔板压

21、降1.）干板阻力的计算由；干板阻力可计算如下：临界孔速故按浮阀未全开计算：液柱；塔板上液层阻力：液柱；表面张力产生阻力：液柱；故=0.0337+0.03+0.00076=0.06446m液柱。2.）气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力由 计算 查充气系数关联图 得则 液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力， 由 计算即 m液柱 则气体通过每层板的压降： （设计允许值）3.6.2液沫夹带液沫夹带由 计算 kg液/kg气 kg液/kg气 故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内.3.6.3漏液 对筛板塔，漏液点气速由 计算即 实际孔速 稳定系数 故 在设计中无明显的漏液3.6.4液泛

22、 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式： 取 ， 则 m液柱而 板上不设进口堰，由 计算 液柱 液柱 故 在本设计中不会发生液泛现象3.7塔板负荷性能图3.7.1过量液沫夹带线关系式在式中，令，并将塔板有关数据代入得：Lh0.20.3Vh1.030.723.7.2液相下限线关系式由，令E=1，取，并将代入，可得：3.7.3严重漏夜线关系式令则：或3.7.4液相上限线关系式在中，令，并将和代入得3.7.5降液管液泛线关系式由降液管液泛校核条件式将（令其中E=1），hf（略去其中），和hd计算代入，可得： ；得：将有关数据代入得：Ls0.0010.003Vs2.952.8以Lh为横坐标，

23、Vh为纵坐标，可得塔板负荷性能图为：在负荷性能图上，作出操作点A，与原点连接，即为操作线OA。由图可知，筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 ， 故弹性操作为 3.8主要接管尺寸的选取3.8.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： 取uF=1.6m/s，而 3.8.2釜液出口管已知釜液流率为 釜液密度： 则： 取管内流速为：3.8.3塔顶蒸汽管体积流速： 塔顶蒸密度 则： 取3.8.4回流管采用直管回流管，取uR=1.6m/s。3.8.5塔底蒸汽管体积流速： 塔顶蒸密度 则： 取第四章主要计算计算结果列表4.1浮阀

24、塔计算结果汇总项 目符 号单 位计算数据精馏段提馏段平均分子量气相kg/kmol36.2524.89液相kg/kmol29.9621.20各段平均压强kPa102.5107.7各段平均温度80.1989.53平均密度气相1.270.89液相815.6903.8各段平均表面张力39.1055.85各段平均粘度0.4270.335平均流量气相m3/s0.8410.824液相m3/s0.00080.0011实际塔板数块715板间距m0.40.4塔有效高度m3.68.4塔径m10.1空塔气速m/s1.0711.05塔板液流形式单流型单流型项 目符 号单 位计算数据提馏段溢流装置溢流管形式弓形堰长m0.

25、 66堰高m0.054溢流堰宽度m0.124管底与受液盘距离m0.0337板上清夜层高度m0.03浮阀数个63开孔面积m20.596阀孔流速m/s11塔板压降kPa446液体在降液管中停留的时间s20.62降液管内清液层高度m0.1317雾沫夹带kg液/kg 气0.017负荷上限液沫夹带控制负荷下限漏液控制液相最大负荷m3/s0.044液相最小负荷m3/s0.0006弹性操作3.22结束语课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。设计过程中培养了我的自学能力，

26、设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导和同学的帮助，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.这次化工原理的课程设计，从最开始的草稿，到后来的电子稿，我经过了一遍又一遍的修改，每次修改都伴随着我很大的努力，当然也伴随着我很大的进步，更使我明白理论离实践的距离真的很远。最开始是由于自己的粗心大意导致了理论板的却定出现了错误，从而是的后面出现了一系列的错误，好在及时发现，从新进行了计算。虽然浪费了时间但是也让我知道了粗心大意的后果，并且去改掉

27、粗心的毛病。在这次化工原理课程设计中我也收获到了很多，学会了一些word中自己以前不会的的东西，学了以前从未接触的Auto CAD 绘图软件，同时也让我深深地感受到了同学们之间的友谊，感谢同学们对我的帮助和鼓励，使我能够顺利的完成我的课程设计，同时也感谢几位同学在CAD绘图过程中对我的指导。在此，衷心的谢谢你们对我的帮助。设计中一定有很多疏漏和错误之处，恳请老师批评指正，并感谢学校给予我这次机会！参考文献：（1）贾绍义，柴诚敬，化工单元过程及设备设计课程设计，天津，天津大学出版社，2002年，3871，101133。 （2）陈敏恒，从德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（上册），第二版，北京，化学工

28、业出版社，1999年，310313。（3）陈敏恒，从德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（下册），第二版，北京，化学工业出版社，1999年，49103。（4）陈常贵，柴诚敬，姚玉英，化工原理（下册），天津，天津大学出版社，2002年，38，90111。（5）唐伦成，化工原理课程设计简明教程，哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2005年，3566。（6）图伟萍，陈佩珍，程达芳，化工过程及设备设计，北京，化学工业出版社，2003年。(7) 刘光启，马连湘，刘杰，化学化工物性数据手册（无机卷），北京，化学工业出版社，2002年，127。（8）刘光启，马连湘，刘杰，化学化工物性数据手册（有机卷），北京，化学工业

29、出版社，2002年，299324。（9）罗传义，时景荣，VBA程序设计，吉林，吉林科学技术出版社，2003年，139151。主要符号说明表 主要符号说明符号意义单位Aa基板鼓泡区面积m2Ad降液管截面积m2Af总降压管截面积m2An塔板上方气体通道截面积m2Ao浮阀塔板阀孔总截面积m2AT塔截面积m2C计算液泛速度的负荷因子-C20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子-Co孔流系数-D塔径mD塔顶产品流率Kmol/sdo阀孔直径mE液流收缩系数-ET塔板效率-eV单位质量气体夹带的液沫质量-F进料摩尔质量kmol/hFLV两相流动参数-Fo气体的阀孔动能因子kg0.5/(s·m0.5)G质量流量kg/hg重力加速度m/s2h0降液管底隙高度mhc与干板压强降相当的液柱高度mhd降液管压强降相当液柱高度mhL板上液层高度mhp与单板压降相当的液层高度mHT板间距mhoW堰上方液头高度mhW出口堰高m与克服表面张力压强降相当的液柱高度mL下降液体流率Kmol/sLh塔内液体流量m3/hLs塔内液体流量m3/slW堰长mk塔板的稳定性系数-M摩尔质量kg/kmolQ热流量