乙醇—水溶液精馏塔设计

目 录

1. 设计任务书………………………………………………………………3 2. 英文摘要前言……………………………………………………………4 3. 前言………………………………………………………………………4 4. 精馏塔优化设计…………………………………………………………5 5. 精馏塔优化设计计算……………………………………………………5 6. 设计计算结果总表………………………………………………………22 7. 参考文献…………………………………………………………………23

8. 课程设计心得……………………………………………………………23

精馏塔设计任务书

一、设计题目

乙醇—水溶液连续精馏塔设计

二、设计条件

1．处理量： 15000 （吨/年） 2．料液浓度： 35 （wt%） 3．产品浓度： 93 （wt%） 4．易挥发组分回收率： 99%

5．每年实际生产时间：7200小时/年 6. 操作条件：

①间接蒸汽加热；

②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强） ③进料热状况：泡点进料；

三、设计任务

a) 流程的确定与说明； b) 塔板和塔径计算；

c) 塔盘结构设计

i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； ii. 流体力学验算； iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它

i. 加热蒸汽消耗量；

ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量

e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。

乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计 前 言

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。

要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，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。

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

2

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。

精馏塔优化设计计算

在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年 操作条件：①间接蒸汽加热

②塔顶压强：1.03atm（绝对压强）

③进料热状况：泡点进料

一 精馏流程的确定

乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图

二 塔的物料衡算

1. 查阅文献，整理有关物性数据 ⑴水和乙醇的物理性质 相对密度 沸 点 名称 分子式 分子20℃ 101.33kPa 质量 kg/m3℃ 水 H2O 比热容 (20℃) Kg/(kg.℃) 黏度 (20℃) mPa.s 1.005 1.15 表面 导热张力  系数 (20℃) (20℃/(m.) ℃) N/m 18.02 998 789 100 78.3 4.183 2.39 0.599 0.172 72.8 22.8 乙醇 C2H5OH 46.07 ⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表

常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系统t—x—y数据 乙醇摩尔数/% 乙醇摩尔数/% 沸点t/℃ 沸点t/℃ 气相 液相 气相 液相 99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44 99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78

3

99.7 99.5 99.2 99.0 98.75 97.65 95.8 91.3 87.9 85.2 83.75 82.3 0.05 0.12 0.23 0.31 0.39 0.79 1.61 4.16 7.41 12.64 17.41 25.75 0.77 1.57 2.90 3.725 4.51 8.76 16.34 29.92 39.16 47.49 51.67 55.74 80.6 80.1 79.85 79.5 79.2 78.95 78.75 78.6 78.4 78.27 78.2 78.15 42.09 48.92 52.68 61.02 65.64 68.92 72.36 75.99 79.82 83.87 85.97 89.41 62.22 64.70 66.28 70.29 72.71 74.69 76.93 79.26 81.83 84.91 86.40 89.41

乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18

25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：

σ67.833642.9726x0.09604x20.00163x31.348105x44.314108x5 式中 σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N／m； x——乙醇质量分数，％。

其他温度下的表面张力可利用下式求得

TCT2σ1＝σ2TCT1

式中 σ1——温度为T1时的表面张力；N／m；

σ2——温度为T2时的表面张力；N／m； TC——混合物的临界温度，TC＝∑xiTci ，K； xi——组分i的摩尔分数； TCi——组分i的临界温度， K。

2. 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 XF= XD=

1.20.35/46.07=0.174

0.35/46.070.65/18.020.93/46.07=0.838

0.93/46.070.07/18.020.01/46.07 XW==0.0039

0.01/46.070.99/18.02

3. 平均摩尔质量

MF=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol

MD= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol MW=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol

4

4. 物料衡算

15000103 已知：F==74.83kmol/h

720027.84 总物料衡算 F=D+W=74.83

易挥发组分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174 联立以上二式得：

D=15.25kg/kmol W=59.57kg/kmol

三 塔板数的确定

1. 理论塔板数NT的求取

⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6，

⑵求最小回流比Rmin和操作回流比R。

因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g点所示. 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(xD,xD)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求Rmin 作图可知 b=0.342 b=

由工艺条件决定 R=1.6Rmin 故取操作回流比 R=2.32 ⑶求理论板数NT

塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压pi

组分 水 乙醇 ①求平均相对挥发度 塔顶 D=进料 F=

塔顶 44.2 101.3 饱和蒸气压/kpa 进料 86.1 188.5 塔底 101.33 220.0 xD=0.342 Rmin =1.45 R1PA101.3==2.29 PB44.2

188.5

=2.189 86.1220.0塔底 W==2.17

101.33

5

全塔平均相对挥发度为

W=WD==2.23

'm=FD=2.1892.29=2.17 ②理论板数NT 由芬斯克方程式可知

XD1XWlg1XDXWNmin=

lgm0.83810.0039lg10.8380.00391=7.96 1=

lg2.23且

RRmin2.321.450.262 R12.321NTNminN7.970.41 即T0.41

NT2NT2由吉利兰图查的

解得 NT=14.2 （不包括再沸器）

③进料板

x1xF0.83810.174lgDlg1xDxF10.8380.174112.97 'lgmlg2.24NTNminN2.970.41 即 T0.41

NT2NT2Nmin 前已经查出

解得 N=6.42

故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即NF=7 总理论板层数 NT=14.2 （不包括再沸器） 进料板位置 NF=7 2、全塔效率ET

因为ET=0.17-0.616lgm

根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘

计划经济为

m=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336

ET=0.17-0.616lg0.336=0.462

6

3、实际塔板数

精馏段塔板数：N精613 ET9.220 ET提馏段塔板数： N提四、塔的工艺条件及物性数据计算 以精馏段为例：

1、 操作压力为 Pm

塔顶压力：

PD=1.04+103.3=104.34

若取每层塔板压强 P=0.7

则进料板压力： PF=104.34+130.7=113.4kpa 精馏段平均操作压力 2、温度

tm

Pm=

113.44104.34108.89kpa

2根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得 塔顶 tD=78.36C 进料板

tF=95.5C

tm精=

78.3695.586.93C 23、平均摩尔质量M

⑴ 塔顶

xD=y1=0.838 yD=0.825

MVD = 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol

MLD=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol

⑵ 进料板： yF= 0.445

xF=0.102

MVF= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol

MLF=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol 精馏段的平均摩尔质量

7

41.530.536.01 kg/kmol 241.1520.8831.00 kg/kmol ML,精=

2MV,精=

4、平均密度 m

⑴液相密度 L,m

1L,m=

=

wAL,AwBL,B

塔顶：

1L,m0.930.075 L,m=796.7Kg/m3 789972.5进料板上 由进料板液相组成 xA=0.102

wA=

0.10246.070.225

0.10246.07(10.102)18.021LF,m=

796.7924.2860.5

2LF,m=924.2Kg/m3

故精馏段平均液相密度L,m精=⑵气相密度 V,m V,m精=

PM提108.8936.011.31Kg/m3

RT8.314(27386.93)796.7924.2860.5Kg/m3

25、液体表面张力 m m=xii

i1n m.D=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0mN/m m,F=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20mN/m

m,精=

6、液体粘度 L,m

15.012.208.59mN/m 2 8

L,m=xii

i1n L,D=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521mPa.s L,F=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295mPa.s L,M精=

0.5210.2950.408mPa.s

2以提馏段为例

1、平均摩尔质量M

塔釜 yw= 0.050 xw=0.0039

MVw=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol MLw=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol 提馏段的平均摩尔质量

30.5019.42 MV,提=24.96 kg/kmol

220.8818.12 ML,提=19.5 kg/kmol

22、平均密度L,m

1L,mwAL,AwBL,B

塔釜，由塔釜液相组成 xA=0.0039

wA=0.01

1Lw,m=

35.3831.010.00035

3600860.5∴ Lw,m=961.5Kg/m3

故提馏段平均液相密度 961.5924.2942.85Kg/m3 L,m提=

2⑵气相密度V,m

9

L,m提=

PM提113.4424.960.92Kg/m3 = RT8.314(27398.01)五 精馏段气液负荷计算

V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63kmol/h

VS=

VMV,精3600V,m精LML精3600L,m精=

50.6336.010.375 m3/s

36001.31L=RD=2.3215.25=35.38kmol/h

Ls=

35.3831.010.00035 m3/s

3600860.5六 提馏段气液负荷计算

V’=V=50.63kmol/h

V'MV提Vs'=0.382 m3/s

3600V,m提L’=L+F=35.38+74.83=110.2kmol/h

Ls'L'ML提=0.0006 m3/s

3600L,m提七 塔和塔板主要工艺尺寸计算

1塔径

首先考虑精馏段：

参考有关资料，初选板音距HT=0.45m 取板上液层高度hL=0.07m 故 HT-hL=0.45-0.07=0.38m

LsL0.00035860.5==0.0239 VL0.3751.31sV查图可得 C20=0.075

校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C，即

8.59 C=C20=0.075=0.064

2020

10

0.20.2

umax=C

LV860.51.31=0.064=1.64 m/s V1.31可取安全系数0.70，则

u=0.70umax=0.71.64=1.148 m/s

故 D=4Vs=0.645 m u按标准，塔径圆整为0.7m，则空塔气速为0.975 m/s

2 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

（N精1）HT=(13-1)0.45=5.4m Z精提馏段有效高度为

（N提1）HT=(20-1)0.45=8.55m Z提在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m 故精馏塔有效高度为:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流装置

采用单溢流、弓形降液管

⑴ 堰长 lw

取堰长 lw=0.75D

lw=0.750.7=0.525m ⑵ 出口堰高

hw=hLhow

选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算

2.84LhhE ow=

1000Lw2/3

近似取E=1.03,则 how=0.017

故 hw=0.07-0.017=0.053m

11

⑶ 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af 由

lw0.750查《化工设计手册》 DAfWd 得 =0.17,=0.08

DAT 故 Wd=0.17D=0.12 Af=0.08 停留时间 4D2=0.031m2

AfHTLs=39.9s (>5s符合要求)

⑷ 降液管底隙高度 h

h=hw-0.006=0.053-0.006=0.047m 3、塔板布置及浮阀数目击者及排列 取阀孔动能因子 F=9 孔速 u=浮阀数 n=

FV,mVsdu2=9=8.07m 1.314=

0.3754=39(个)

0.0398.072取无效区宽度 Wc=0.06m 安定区宽度 Ws=0.07m

21xRsin开孔区面积 Aa2xR2x2 180R R=

DWc=0.29m 2Dx=(WdWs)=0.16m

20.160.292sin1故 Aa=20.160.2920.162=0.175m 1800.29浮阀排列方式采用等腰三角形叉排

取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m 估算排间距h

A0.175 h=a==0.06m

na390.075

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八 塔板流体力学校核

1、气相通过浮塔板的压力降，由下式 hphchfh

1.318.072Vu2⑴ 干板阻力 hc5.34=5.34=0.027m液柱

2860.59.812Lg⑵ 液层阻力x 取充气系数数 =0.5,有 hf=hL=0.50.07=0.035m液柱 ⑶ 液体表面张力所造成阻力x此项可以忽略不计。 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：

hp=0.027+0.035=0.062m

常板压降

PphpLg=0.062860.59.81=523.4Pa(<0.7KPa,符合设计要求)。

2、淹塔

为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合HdHThw，其中 HdhphLhd

由前计算知 hp=0.061m,按下式计算

L0.000375 hd=0.153s=0.153=0.00002m 0.5250.047lwh22板上液层高度 hL=0.07m,得：

hd=0.062+0.07+0.00002=0.132m

取=0.5,板间距今为0.45m,hw=0.053m,有 HThw=0.5(0.45+0.053)=0.252m

由此可见：Hd<HThw，符合要求。

3、雾沫夹带

13

由下式可知 eV<0.1kg液/kg气

3.25.71060.375/(0.3590.025)5.710ua eV===0.069 3Hh859100.452.50.07fT浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。

63.2VsVLV1.36LslL100%

泛点率=KCFAblL=D-2Wd=0.7-20.12=0.46 Ab=AT-2Af=0.3875-20.031=0.325

式中lL——板上液体流经长度，m; Ab——板上液流面积，m2； CF——泛点负荷系数，取0.126; K——特性系数，取1.0.

0.3751.311.360.000350.46860.51.31 1.00.1260.3225 泛点率= =36.2% (<80%,符合要求)

九 塔板负荷性能图

1、雾沫夹带线 按泛点率=80%计

VsVLV1.36LslL100%=80%

KCFAbVs1.311.36Ls0.46860.51.310.80 1.00.1260.3255将上式整理得

0.039Vs+0.626Ls=0.0328

14

VS与LS分别取值获得一条直线，数据如下表。 LS（/m3/s） VS/(m3/s) 0.00035 0.835 0.00085 0.827 2、泛液线

通过式Hdhphlhd以及式hphchfh得 （HT+hw）=hphLhd=hchfhhLHd 由此确定液泛线方程。

2vu0L3600Ls （HT+hw）=5.340.153(S)2(10)hw

L2gLwh0lw简化上式得Vs与Ls关系如下

2/37.08L VS20.71805.52L2SS

计算数据如下表。

LS/(m3/h) 0.00035 0.00055 0.8139 0.00065 0.8105 0.00085 0.8040 VS/(m3/h) 0.8215 3、液相负荷上限线

求出上限液体流量Ls值（常数） 以降液管内停留时间=5s 则 Ls,max4、漏夜线

对于F1型重阀，由F0u0v5，计算得 u0AfHT0.03950.450.00356m3/s

55 v Vs4d02nu04d02n5 v 15

则 Vs,min0.7850.0392405、液相负荷下限线

去堰上液层高度how=0.006m 根据how计算式求Ls的下限值

2.84Ls,minE0.006 1000lw50.209m3/s 1.31 取E=1.03

Ls,min0.00028m3/s

经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如

图

VS,m3/s

LS104,m3/s

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（0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区内。

② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 ③ 按固定的液气比，即气相上限Vs,max=0.630 m3/s，气相下限Vs,min=0.209

m3/s，求出操作弹性K，即

K=

Vs,maxVs,min0.630=3.01 0.209十 精馏塔的主要附属设备

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1 冷凝器

（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器

冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵

之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。 （2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量

热流体为78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20℃的水 Q=qm1r1 Q=qm2r2

Q—单位时间内的传热量，J/s或W； qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;

r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg

r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0.153kg/s Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s Q=qm2r2=775000 qm2=91800

∴ qm2=0.12 kg/s

传热面积： A=

Q

Ktm tm=

(78.3640)(3020)=21.2

78.3640ln()3020 K取700W·m-2/℃ ∴ A=2 再沸器

（1）再沸器的选择：釜式再沸器

对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。

（2）加热蒸汽消耗量

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918006.2m2

70021.2

Q=qm1r1 Q=qm2r2

Q—单位时间内的传热量，J/s或W； qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s; r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg

∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s ∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1

∴ 蒸汽消耗量

qm1为0.254 kg/s

表 浮阀塔板工艺设计计算结果

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17

项目 平均温度tm，℃ 平均压力Pm，kPa 液相流量LS，m3/s 气相流量VS，m/s 实际塔板数 塔径，m 板间距,m 溢流形式 堰长，m 堰高，m 板上液层高度，m 堰上液层高度，m 安定区宽度，m 无效区宽度，m 开孔区面积，m2 阀孔直径，m 浮阀数 18

3数值 86.93 108.89 0.00035 0.375 33 0.70 0.45 单溢流 0.525 0.053 0.07 0.047 0.07 0.06 0.175 0.039 39

18 19 20 21 22 23 24 25 26 参考文献

孔中心距，m 开孔率 空塔气速，m/s 阀孔气速，m/s 每层塔板压降，Pa 液沫夹带，eV（kg液/kg气） 气相负荷上限，m3/s 液相负荷上限，m3/s 操作弹性 0.075 0.147 0.8 8.07 700 0.069 0.00356 0.00028 3.01 [1]陈英男、刘玉兰.常用华工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社，2005、4

[2]刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001、5 [3]贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002、8 [4]路秀林、王者相.塔设备[M].北京：化学工业出版社，2004、1 [5]王明辉.化工单元过程课程设计[M].北京：化学工业出版社，2002、6 [6]夏清、陈常贵.化工原理（上册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1 [7]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1 [8]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7

[9]刘光启、马连湘.化学化工物性参数手册[M].北京：化学工业出版社，2002 [10]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工业出版社，2002

课程设计心得

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

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