乙醇水连续浮阀式精馏塔的设计.doc

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 F＝100kmol/h＝273进料组成 xF馏出液组成 x＝0.831D＝0.012釜液组成 xw塔顶压力 p＝100kpa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、工艺流程图及精馏塔工艺条件图目录3.3.3.204参考文献 (30)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 46.07/A M kg kmol = 水的摩尔质量 18.02/B M kg kmol = 原料加料量 F ＝100kmol/h 进料组成 x F ＝0.275 馏出液组成 x D ＝0.843 釜液组成 x w ＝0.013 塔顶压力 p ＝100kpa 单板压降 ≤0.7 kPa()1 0.27346.0710.27318.0225.70/F F F M x M x M kg kmol=⨯+-⨯=⨯+-⨯=乙醇 水（）()0.83146.0710.83118.0241.60/D M kg kmol =⨯+-⨯= ()0.01246.0710.01218.0218.36/W M kg kmol =⨯+-⨯= 3.1.2物料衡算精馏塔二元系物料0.2730.0120.3190.8310.012F W D W x x D F x x --===-- F D WF D W Fx Dx Wx =+⎧⎨=+⎩⇒1001000.2730.8310.0121D WD W=+⨯=+解得：D=31.6/kmol h W=68.4/kmol h精馏段：L=RD=2.36×31.6=74.51 kmol/hV=（R+1）D=（2.36+1）×31.6=106.08kmol/h提馏段：L =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hV =V+(q －1)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1(1)x y x αα=+- 得(1)(1)y x x y α-=-由常压下乙醇-水溶液的平衡数据x 0.18 0.2 0.25 0.3 0.35 0.4 y 0.51 0.525 0.551 0.575 0.595 0.61 x 0.45 0.55 0.5 0.6 0.65 0.7 y0.6350.6780.678 0.6970.7250.755由道尔顿分压定律i yp p =及A A Ai B B BP x P x ναν==得 ()()11A B A B i A B A B y y y y x x x x α-==- 将上表数据代入 得：序号 1 2 3 4 53.68153.1569 2.7254 2.3501 2.1263 序号6789101.91551.7228 1.5408 1.4196 1.3207则 ' 3.04α==i αi α则 平衡线方程：()()3.04 3.04111 3.0411 2.04x x xy x x xαα===+-+-+3.2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定x F ＝0.275 x D ＝0.843x w ＝0.012 α=3.04 因为q=1所以Xe= x F ＝0.275 由相平衡方程1(1)xy xαα=+-= 0.536最小回流比min 1.18D ee ex y R y x -==-操作回流比取最小回流比的1.6倍 R =1.6min R =2.36 3.3板数的确定3.3.1精馏塔的气液相负荷精馏段：L=RD=2.36×31.6=74.51 kmol/hV=（R+1）D=（2.36+1）×31.6=106.08 kmol/h提馏段：L =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hV =V+(q －1)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： 10.7020.251n n D n L Dy x x x V V+=+=+ 提馏段操作线方程：1 1.6450.008D F n n D n Dx Fx Ly x x x V V+-=+=- 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α可知 相平衡方程为 1(1)nn n x y x αα=+-⇒ (1) 2.08 1.08n n n nny y x y yαα==--- 因为泡点进料，q=1， 0.275q F x x == 第一块板上升的蒸汽组成 10.843Dy X==第一块板下降的液体组成由式（c ）求取10.6385x=由第二块板上升的气相组成用（a ）式求取:20.6992y=由第二块板下降的液体组成如此反复计算： 30.5552y =,30.2911x =40.4553y=,40.2157x =< F x因第5块板上升的气相组成由提馏段操作方程（b ）: 计算1 1.6450.008D F n n D n Dx Fx Ly x x x V V+-=+=- 如此反复计算： 50.3468y =,50.1487x =60.2366y =,60.0925x =70.1442y=,70.0525x =80.0784y =,80.0272x =90.0368y=,90.0124x =< w x =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 0.275F x =经查表 得 泡点温度78.24d T =℃ 在此温度下 查文献 得 ：0.55583.A a mp s μ= 0.28767.B a mp s μ= 则进料液再该温度下的平均粘度为：()'0.555830.28767/20.42175μ=+=则板效率E 由()0.245''0.49E a μ-=计算E ==0.401 则 实际塔板数：9N 220.401== 精 馏 段: 13N 7.4870.401==≈ 提 馏 段: 2614.96150.401N ==≈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℃78.4℃塔顶温度为D T ,则由内插法:0.7078.70.800.7078.478.7D D x T --=--, 78.24D T ⇒=℃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F T ,则由内插法:0.2083.20.300.2083.281.7F F x T --=--, 82.13F T ⇒=℃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0.843D x =0.275F x =顶温度为W T ,则由内插法:0.001000.050.0090.6100W W x T --=--, 96.92W T ⇒=℃则 精馏段的平均温度: 278.2482.1380.192m T +==℃提馏段的平均温度: 196.9282.1389.532m T +==℃3.4.2操作压强塔顶压强：P D =100 kpa 取每层塔板压降:ΔP=0.7 kpa则 进料板压力: 1000.77104.9F P kpa =+⨯= 塔釜 压力: 1000.77104.9W P kpa =+⨯= 则 精馏段的平均操作压强: 1100104.9102.52m P kpa +== 提馏段的平均操作压强: 2110.5104.9107.72m P +==3.4.3塔内各段气液两相的平均分子量乙醇的摩尔质量 46.07/A M kg kmol =水的摩尔质量 18.02/B M kg kmol =0.013W x =1ii ii M x M ==∑由公式 得1.)对于塔顶10.843x = , 10.843y = 对于气相平均分子量:()()1110.84346.0710.84318.0241.74/VD A BM y M y M kg kmol=+-=⨯+-⨯=对于液相平均分子量:()111LD A BM x M x M =+-()0.638546.0710.638518.0235.88/kg kmol=⨯+-⨯=2.)对于进料板60.2157x =, 60.4553y =对于气相平均分子量;()551VF A BM y M y M =+-()0.215746.0710.215718.0224.04/kg kmol=⨯+-⨯=对于液相平均分子量:()551LF A BM x M x M =+-()0.455346.0710.455318.0230.75/kg kmol=⨯+-⨯=3.)对于塔釜160.0124x = 160.0368y =对于气相平均分子量:()16161VW A BM y M y M =+-()0.036846.0710.036818.0219.03/kg kmol =⨯+-⨯=对于液相平均分子量:()16161LW A BM x M x M =+-()0.012446.0710.012418.0218.35/kg kmol=⨯+-⨯=则 精馏段的平均分子量;气 相:12VF VDVM M M M +=41.7430.75236.25/kg kmol+== 液 相 :12LF LDLM M M M +=35.8824.04229.96/kg kmol+== 提馏段的平均分子量;气 相:22VD VWVM M M M +=19.0330.75224.89/kg kmol+==液 相 :22LD LWLM M M M +=18.3524.04221.20/kg kmol +== 3.4.4精馏塔各组分的密度 1.）气相平均密度由 PMRTρ=计算： 精馏段的气相平均密度： 1111m Vm Vm m p M RT ρ=()3102.536.251.27/8.31480.19273.15kg m ⨯==⨯+提馏段的气相平均密度：2222m Vm Vm m p M RT ρ=()3107.724.890.89/8.31489.53273.15kg m ⨯==⨯+2.）液相的平均密度由11ii i n αρρ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C =查文献 3741.83/A kg m ρ=，3972.9/B kg m ρ= 质量分率 ()0.84346.070.93210.84346.0710.84318.02A α⨯==⨯+-⨯10.0679B A αα=-=则1A B DA Bααρρρ=+⇒ABALBD 1L ρααρρ=+ D ρ31775.2/0.93210.0679763.6972.9m kg ==+（2.）对于进料板 82.13F T C =查文献 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 质量分率 ()0.215746.070.41270.215746.0710.215718.02A α⨯==⨯+-⨯10.5102B A αα=-= 则1A B FA Bααρρρ=+⇒ABALB1FL ρααρρ=+ F ρ31862.1/0.41270.5873739.6970.5m kg ==+（3.）对于塔釜096.92W T C = 160.009195x =查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ= 质量分率 ()0.012446.070.03110.012446.0710.012418.02A α⨯==⨯+-⨯10.9689B A αα=-= 则1A B WA Bααρρρ=+⇒ABALB1wL ρααρρ=+w ρ31945.6/0.03110.9689721.2955.1m kg ==+则 精馏段的液相平均密度：31769.2862.1815.6/22D FLm kg m ρρρ++===提馏段的液相平均密度：32945.6862.1903.8/22F WLm kg m ρρρ++===3.4.5液体表面张力的计算由 1ii i n x σσ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C = 10.702x =查文献 18.45/A mN m σ=，62.98/B mN m σ= 则()0.84318.7510.843663.4225.44/LD mN mσ=⨯+-⨯=（2.）对于进料板52.75/LF mN m σ= （3.）对于塔釜096.92W T C =查文献 16.60/A mN m σ=，59.49/B mN m σ=则 ()0.012416.6010.012459.4958.96/LW mN m σ=⨯+-⨯= 则精馏段的液体平均表面张力： 125.4452.7539.10/22D FLm mN m σσσ++===提馏段的液体平均表面张力： 258.9652.7555.85/22F WLm mN m σσσ++===3.4.6液体平均粘度的计算由 1ii i n x μμ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C = 10.702x =查文献 0.504.A a mp s μ=，0.3644.B a mp s μ= 则 0.479.LD a mp s μ= （2.）对于进料板082.13F T C =查文献 0.481.A a mp s μ=，0.349.B a mp s μ= 则 0.374.LF a mp s μ= （3.）对于塔釜096.92W T C =查文献 0.382.A a mp s μ=，0.295.B a mp s μ= 则 0.296.LW a mp s μ= 则精馏段的液体平均粘度： 10.4790.3740.427.22LF LDLm a mp s μμμ++===提馏段的液体平均粘度：20.2960.3740.335.22LF LWLm a mp s μμμ++===3.4.7气液负荷计算 精馏段气液负荷计算：311106.0836.250.841/36003600 1.27Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯31174.5131.050.0008/36003600815.6Lm s Lm VM L m s ρ⨯===⨯提馏段气液负荷计算： '322106.824.890.824/360036000.89Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯'32966.4/h V m s ='322174.5121.200.0011/36003600903.8Lm s Lm VM L m s ρ⨯===⨯'33.96/h L m h = 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1122220.00083600815.60.02410.8413600 1.27s Lm LV s Vm L F V ρρ⎛⎫⎛⎫⨯⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭⎝⎭取板间距0.40T H m =，板上清液高度0.06c h m =， 0.400.060.34T c H h m -=-=则 查史密斯关联图 得 200.073f c = 又 液体的表面张力 20/mN m σ≠ ∴0.22020f f c c σ⎛⎫= ⎪⎝⎭∴ 0.20.22039.10.0730.0832020f f c c σ⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.083 2.084/u m s === 取安全系数为0.6，则空塔气速：max 0.80.7 2.084 1.459/u u m s ==⨯=则D m ==按标准塔径园整后为： 1.0D m = 塔截面积T A ： 220.7854T A D m π==实际空塔气速u ：0.841 1.071/0.785s T V u m s A ===提馏段液气流动参数1122220.0011903.80.04250.8240.89s Lm LV s Vm L F V ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭取板间距0.40T H m =，板上清液高度0.06c h m =， 0.400.060.34T c H h m -=-=则 查史密斯关联图 得 200.073f c = 又 液体的表面张力 20/mN m σ≠ ∴0.22020f f c c σ⎛⎫= ⎪⎝⎭∴ 0.20.22055.850.0730.08842020f f c c σ⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.0884 2.816/u m s === 取安全系数为0.8，则空塔气速：max 0.80.7 2.816 1.971/u u m s ==⨯=则D m ==按标准塔径园整后为： 1.0D m = 塔截面积T A ： 220.7854T A D m π==实际空塔气速u ：'0.8241.05/0.785s T V u m s A ===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 H T =0.4m则 ()()710.41510.40.8-⨯+-⨯+ 8.8m = 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。