课程设计

武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计

课 程 设 计 说 明 书

武 汉 工 程 大 学

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武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计

化工与制药学院

课程设计说明书

课题名称 乙醇-水分离过程板式精馏塔设计 专业班级 工业催化与煤化工01 学生学号 1001100306 学生姓名 侯昆 学生成绩 指导教师 蔡 宁 课题工作时间 2013年6月18日——7月5日

武汉工程大学化工与制药学院

武汉工程大学

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化工原理课程设计任务书

专业 工业催化与煤化工 班级 工催01 学生姓名 侯昆

发题时间： 2013 年 6 月 17 日 一、课题名称

乙醇-水分离过程板式精馏塔设计

二、课题条件

? 参考文献

1. 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工

大学出版社，1994

2. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术

出版社，1995

3. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津大学出版社,2002 4. 王国胜. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，2005

5. 匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计. 北京:化学工业出版

社,2002

6. 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 化学工业出版社，1986 7. 阮奇,叶长 ,黄诗煌. 化工原理优化设计与解题指南. 北京:化学工业

出版社,2001.9

8. 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书—塔设备设计. 上海：

上海科学技术出版社，1988

9. 邹兰，阎传智. 化工工艺工程设计. 成都：成都科技大学出版社,1998 10. 李功祥，陈兰英，崔英德. 常用化工单元设备设计. 广州：华南理工

大学出版社,2003

11. 童景山, 李敬. 流体热物理性质的计算. 北京：清华大学出版社，1982 12. 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社，2003

13. 靳士兰, 邢凤兰. 化工制图. 北京：国防工业出版社，2006

14. 朱有庭,曲文海，于浦义.化工设备设计手册（上、下册). 北京：化学

工业出版社,2004

15. 刘雪暖, 汤景凝.化工原理课程设计. 北京：石油大学出版社，2001

三、设计任务 (含实验、分析、计算、绘图、论述等内容)

1 全塔物料衡算。

2 操作回流比和理论塔板数的确定。

3 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。

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4 估算塔径。

5 板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。

6 塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。

7 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。

8 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。

塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔），支座，封头，塔高等。 塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。

9 塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器，原料预热器的换热面积与泵的选型（视情况而定）。

10 精馏塔各接管尺寸的确定。 11 绘制精馏塔系统工艺流程图。 12 绘制精馏塔装配图。 13 编写设计说明书。

14计算机要求：CAD绘图等。 15 英语要求：撰写英文摘要。

16 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。

四、设计所需技术参数 1. 设计条件

在一常压操作的连续板式精馏塔(自选塔板类型)内分离乙醇-水混合物，间接蒸汽加热。生产能力和产品的质量要求见下表。

处理量/wt.a

4.5

-1

料液组成 (质量分数)/%

50

塔顶产品 (质量分数)/%

92

塔顶产品收率

0.99

操作条件：①塔顶压力：4kPa(表压)；② 进料热状态：自选；③ 回流比：自选；④ 单板压降 ≤0.7kPa。

工作日：每年300天，每天24小时。

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2. 设计所需基础数据

物性数据：液相粘度、液相表面张力、汽液相密度、气体热容、汽化潜热等。 相平衡数据：常压下乙醇-水二元物系的气液相平衡数据。

五、设计说明书内容

1 设计任务书 2 目录(标出页码) 3 前言

4 设计方案论证 5 按设计任务顺序说明 6 设计结果汇总

7 结语包括设计体会、收获、评述、建议、致谢等 8 参考文献 六、进度计划

1 设计动员，下达设计任务书 0.5天 2 搜集资料，阅读教材，拟订设计进度 0.5天 3 设计计算 (包括电算) 4天 4 绘图 5 整理设计资料，撰写设计说明书 6 设计小结及答辩

2天 2天

1天

指导教师签名： 蔡宁 教研室主任签名： 徐志高 2013年 6 月 17 日 2013 年 6 月 17 日

摘要

精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应

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用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。因此，研究精馏塔的设计并熟练掌握其过程很有必要。

乙醇-水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇-水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常重要的。

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是浮阀塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

【关键词】：乙醇；水；精馏段；提馏段；浮阀塔。

Abstract

Distillation is a distillation method for high purity liquid mixtures to be separated by reflux, is a liquid mixture industry on the most widely used separation operation, widely used in petroleum, chemical industry, light industry, food, metallurgy and other departments. Therefore, the design of distillation column and proficiency in the process it is necessary.

Ethanol - water is the most common industrial solvent and also one of important chemical raw material. For a long time, Production of ethanol was distillation, but because ethanol - water system has azeotropic phenomenon, and ordinary distillation for getting high purity ethanol production is not good. But due to the more commonly used for its solution, therefore, the research and improvement of ethanol - water system of distillation equipment is very important.

Tower equipment is the most commonly used distillation device, both in packed tower and float valve tower have been widely used in the chemical production process. Here we make the design of the plate column to be familiar with unit operation equipment design process and precautions are needed.

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【 key words 】 : ethanol; water; rectifying section; stripping section; the float valve tower.

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第一章 前言

在蔡老师的指导下，我们进行了为期几周的化工原理的课程设计。本次设计的目的是让我们把大二下和大三上里所学过的化工原理基础理论知识回忆起来，并将它们灵活运用到实际应用中，以加深我们对理论知识的理解及应用能力，同时对于考研同学也是有一定的帮助。

化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。

本次设计的任务是设计优化乙醇-水溶液连续精馏塔。设计过程中，我们认真思考、分析和研究，考虑到实际生产中的经济效益问题及绿色环保问题，经过大量的精确的工艺计算及理论探讨确定，最终选用了浮阀式精馏塔，并于常压下用间接蒸汽加热法进行精馏操作；设计出了一套比较接近实际的精馏塔装置。

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形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单，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，采用轻阀。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。浮阀塔不宜处理宜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。

第二章 绪论

2.1 设计方案

本设计任务为分离乙醇-水混合物。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入精

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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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.2 设计方案的确定及流程说明 2.2.1选塔依据

浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。

浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：

(１) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板塔。

(２) 操作弹性大，一般约为3～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。

(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

(４) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～1000N/m2。 (５) 液面梯度小。

(６) 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。

(７) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔

的120～130％。

2.2.2加热方式：间接蒸汽加热

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。 2.2.3选择适宜回流比

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适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。 2.2.4回流方式：泡点回流

泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。 2.2.5操作流程说明

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，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽供热，塔底产品用于预热原料冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量由再沸器输入，由冷凝器中的冷却介质将余热带走。

乙醇—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔 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。

2.2.6确定设计方案的原则

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：

(1)满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。

(2)满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如

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能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。

(3)保证安全生产

例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

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第三章 塔的工艺尺寸得计算

3.1精馏塔的物料衡算

乙醇的摩尔质量 MA?46kg/kmol 水的摩尔质量 MB?18kg/kmol 原料液x50/46F?50/46?50/18?0.2813

塔顶x92/46D?92/46?8/18?0.8182

原料液平均摩尔质量：

MF?0.2813?46?(1?0.2813)?18?25.8764kg/kmol

同理可得：塔顶MD?0.8182?46?(1?0.8182)?18?40.9096kg/kmol 进料流量F?45000?100025.8764?300?24?241.5328kmol/h

?A?x馏出液流量D?100%?FF0.99?241.5328?0.2813x?0.8182?82.2094kmol/hD釜液流量W?F?D?241.5328?82.2094?159.3234kmol/h 由Fxf?DxD?WxW

241.5328?0.2813?82.2094?0.8182?159.3234xw得?xw?0.006993

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Mw?0.006993?46?(1?0.006993)?18?18.1958

水的回收率：?B?w(1?xw)159.3234?(1?0.006993)??100%?91.14$1.5328?(1?0.2813)F(1?xf)

3.2塔板数的确定

3.2.1相对挥发度

由相平衡方程式y??xy(x?1)??1?(??1)x 可得x(y?1)

根据乙醇水体系的相平衡数据可得：

y1?xD?0.8182yf?0.575

x1?0.8(塔顶第一块板)

xf?0.2813(加料板)

yw?0.065xw?0.006993（塔釜）y(1?x)?x??由相平衡方程y?得(1?y)x 从相平衡表中抽出七组数据进行计

1?(??1)x算?

?1?当t=95.5 ℃，

y(1?x)0.17*(1?0.019)?(1?y)x(1?0.17)*0.019?10.5751

0.4375*(1?0.0966)y(1?x)??2?(1?0.4375)*0.0966?7.2738(1?y)x当t=86.7℃

0.5089*(1?0.1661)y(1?x)??3?(1?0.5089)*0.1661?5.2024(1?y)x当t=84.1 ℃

0.5580*(1?0.2608)y(1?x)??4?(1?05580)*0.2608?3.5782(1?y)x当t=82.3 ℃

0.6122*(1?0.3965)y(1?x)??5?(1?0.6122)*0.3965?2.4028(1?y)x当t=80.7 ℃

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0.6599*(1?0.5198)y(1?x)??6?(1?0.6599)*0.5198?1.7925(1?y)x当t=79.7 ℃

?7?y(1?x)(1?y)x

0.7385*(1?0.6763) = (1?0.7385)*0.6763 =1.3517

当t=78.74 ℃

??n?1?2...?n3.6319

=10.5751?7.2738?5.2024?3.5782?2.4028?1.7925?1.3517= 7精馏段平均温度t1=80.17℃ 液相组成x1：

80.7?79.880.17?79.8?，x1=46.21%

39.65?50.79x1?50.7980.7?79.880.17?79.8?，y1=63.82%

61.22?65.64y1?65.64?气相组成 y1：

?精= y1x20.6382?0.5379??2.053y2x10.3618?0.4621?提馏段平均温度t2=90.94℃ 液相组成x2：

95.5?89.090.94?89.0?，x2=5.625%

1.9?7.21x2?7.2195.5?89.090.94?89.0?，y2=32.37%

17.00?38.91y2?38.91气相组成y2：

?提=y1x20.3237?0.94375??8.304 y2x10.6763?0.056253.2.2最小回流比及操作回流比计算：

根据101.325KPa下，乙醇-水的汽液平衡组成关系绘出乙醇-水x-y图，因为乙醇-水相平衡线具有下凹部分，在操作线与平衡线的交点尚未落到平衡线上以前，操作线已于平衡线相切，所以采用从(XD,XD）做相平衡线下凹部分做切线，从origin图知切线的切点e的坐标为(0.6789，0.740)由此可求出Rmin(见图3.2）：

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RxD?yemin?y?0.8182?0.74由下图可得

0.74?0.6789?1.28e?xe

图3.1 最小回流比的确定

确定回流比 R=(1.2-2.0）Rmin

由芬斯克方程确定Nmin:

l???XD??1?XW???g???N??1?X????lgD??XW???0.8182??1?0.006993???1?0.8182????0.006993????min=?l=g?ml?5.01g3.6319 6

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已知R、Rmin、Nmin由吉利兰图可查出不同R下对应的N，进而有经验公式进行经济核算，经计算可得：

回流比理论塔板数R 回流比R N 经费N（R+1） 1.1Rmin 1.408 14.153 34.082 1.2Rmin 1.536 12.404 31.458 1.3Rmin 1.664 11.472 30.561 1.4Rmin 1.792 10.801 30.156 1.5Rmin 1.92 10.272 29.993 1.6Rmin 2.048 9.836 29.980 1.7Rmin 2.176 9.468 30.071 1.8Rmin 2.304 9.152 30.239 1.9Rmin 2.432 8.877 30.466 2.0Rmin 2.56 8.635 30.741

作出N-R图，经济核算图N(R+1)-R，如下所示：

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由上面经济核算图N(R+1)-R可得，R=1.6Rmin=2.048为最优回流比。

3.2.3图解法求理论塔板数：

精馏段操作线方程yn?1?xRxn?D?0.6719xn?0.2684R?1R?1

FF?1Dx?Dyn?1?xw?1.6358xn?0.00445nR?1R?1提留段操作线方程

R?用逐板计算法可得：

精馏段操作线方

yn+1=0.6719xn+0.2684

程

提馏段操作线方yn+1=1.6358xn-0.0044

程 5

y 1

x -0.6719

b 0.2684

0.4586

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馏出液组成 釜液组成 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

x 0.8182 0.7977 0.7783 0.7595 0.7404 0.7205 0.6987 0.6738 0.6438 0.6051 0.5509 0.4657 0.3111 0.1304 0.0221 0.0034

xd=0.8182 xw=0.006993 y 0.8182 0.8182 0.8044 0.7913 0.7787 0.7659 0.7525 0.7379 0.7211 0.7010 0.6750 0.6385 0.5813 0.4774 0.2089 0.0316

1 0.0880 0.0865 0.0851 0.0838 0.0824 0.0810 0.0794 0.0776 0.0754 0.0726 0.0687 0.0626 0.0514 0.0225 0.0034

-1.6358

-0.0045

0.2831

2.0874 1.8946 1.7266 1.5749 1.4331 1.2958 1.1584 1.0163 0.8647 0.6983 0.5127 0.3111 0.1304 0.0221 0.1226

0.7977 0.7783 0.7595 0.7404 0.7205 0.6987 0.6738 0.6438 0.6051 0.5509 0.4657 0.3064 -0.0811 -1.9089 -4.0108

由上表数据可得，精馏段理论板数为12块，提馏段理论板数为3块；总理论板数为15块，从第13块板开始进料。

3.3 精馏塔有关物性数据的计算

3.3.1操作温度计算

表5-1乙醇—水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系

温/℃ 100 95.5 89.0 86.7 85.3 84.1

度

液相 0 1.90 7.21 9.66

气相 0

温/℃ 82.7

度

液相

气相

温/℃

度

液相

气相

23.37 54.45 79.3 57.32 68.41

17.00 82.3 38.91 81.5 43.75 80.7

26.08 55.80 78.74 67.63 73.85 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15 39.65 61.22 78.15 89.43 89.43 50.79 65.64 51.98 65.99

12.38 47.04 79.8 16.61 50.89 79.7

利用表5-1中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW。

进料口tF：

tF?82.382.3?81.5 tF=82.05℃ ?26.08?32.7328.13?26.089

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t?78.1578.15?78.41 tD=78.28℃ ?D89.43?74.7281.82?89.43t?100100?95.5 塔釜tW： tW=99.83℃ ?W0?1.900.6993?0?t?t82.05?78.28精馏段平均温度 t1?FD??80.17℃

22?t?t82.05?99.83提馏段平均温度 t2?FW??90.94℃

22塔顶tD：

全塔的平均温度tm?tD?tf?tw3?78.28?82.05?99.83?86.72℃

3

3.3.2 液体平均黏度和实际塔板数计算

表3-4水在不同温度下的黏度

温度／℃ 81 82 ?黏度／mPa?s 0.3521 0.3478 温度／℃ 90 91 黏度／mPa?s 0.3165 0.3130

精馏段平均温度t1=80.17℃

80.7?79.880.17?79.8?，x1=46.21%

39.65?50.79x1?50.7980.7?79.880.17?79.8?，y1=63.82%

61.22?65.64y1?65.64液相组成x1：

气相组成 y1：

在温度80.17℃下查得水的粘度?H2O?0.3564mpa?s由液体黏度共线图可得

?乙醇?0.425mpa?s?L??Xi?Lin

因为

所以有

?L精?0.4621?0.425?(1?0.4621)?0.3564?0.372810

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?精= y1x20.6382?0.5379??2.053y2x10.3618?0.4621-0.245ET精?0.49?(?精?L精)?0.245=0.49??2.053?0.3728?提馏段平均温度t2=90.94℃ 液相组成x2：

?=52.3%

95.5?89.090.94?89.0，x2=5.625% ?1.9?7.21x2?7.2195.5?89.090.94?89.0?，y2=32.37%

17.00?38.91y2?38.91气相组成y2：

在温度90.94℃下查得水的粘度?H2O?0.3132mpa?s由液体黏度共线图可得

?乙醇?0.365mpa?s

?L提?0.05625?0.365?(1?0.05625)?0.3132?0.3161 ?提=y1x20.3237?0.94375??8.304 y2x10.6763?0.05625-0.245ET?0.49?(?提?L提)?0.245=0.49??8.304?0.3161? (Np)精?NR12==23 ET0.521=38.7%

(Np)提?NS?13-1==5.2 经圆整后取6块 ET0.387全塔所需塔板数：Np?(Np)精?(Np)提=23+6=29 全塔效率： ET?(NT?1)/Np=15-1?100%=48.3% 29 11

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3.3.3操作压力及平均摩尔质量计算

操作压力：

塔顶操作压力（绝压）： PD=101.3+4=105.3KPa，取每层压强降：?P?0.7KPa 进料板压力：PF?PD?N精?P?105.3?0.7?23?121.4KPa 塔底压力：PW?PD??PNP?105.3?0.7?29?125.6KPa 精馏段平均压力：PPF?PD精m?2?121.4?105.32?113.35KPa 提馏段平均压力：PPF?PW121.4?提m?2?125.62?123.5KPa 精馏段的平均摩尔质量

精馏段平均温度t?1=80.17℃ 液相组成x?79.880.17?79.81：

80.739.65?50.79?x，x1=46.21%

1?50.79气相组成 y80.7?79.880.171：

61.22?65.64??79.8y，y1=63.82%

1?65.64所以 M?L1?46?0.4621?18?(1?0.4621)?30.94 kg/kmol M?V1?46?0.6382?18?(1?0.6382)?35.87 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 提馏段平均温度t?2=90.94℃ 液相组成x?89.090.94?2：

95.51.9?7.21?89.0x，x2=5.625%

2?7.21气相组成y95.5?89.090.942：

17.00?38.91??89.0y，y2=32.37%

2?38.91所以 M?L2?46?0.05625?18?(1?0.05625)?19.575 kg/kmol M?V2?46?0.3237?18?(1?0.3237)?27.06 kg/kmol

12

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3.3.4平均密度计算

已知：混合液密度 依式

1?L=

?aAA??aBB（a为质量分数，M为平均相对分

??ToM子质量）混合汽密度 ： ?v?求得在t1与t2下乙醇与水的密度。不

22.4T?0同温度下乙醇和水的密度见表5-2。

表5-2不同温度下乙醇和水的密度

温度/℃ 80 85 90 1、精馏段

平均温度t1=80.17℃

??乙

735 730 724

?水

971 968.6 965.3

温度/℃ 95 100

?乙

720 716

?水

961.85 958.4

85?8080.17?80?，?乙=734.83 kg/m3

730?735?乙?735

85?8080.17?80? , ?水=971.69 kg/m3

968.6-971.8?水?971.8在精馏段，液相平均密度?L1：

1?L1?0.4621?46/[0.4621?46?18?(1?0.4621)]1?0.6870

?734.83971.69?L1?795.54kg/m3

气相平均密度?V1：

?V1=

2、提馏段

35.87?273.15=1.2380 kg/m3

22.4?(273.15?80.17)平均温度 t2=90.94℃ 95?90?90.94?90， ?乙=723.248 kg/m3

720?724??乙?724 液相平均密度?L2：

95?9090.94?90， ?=964.6514 kg/m3 水?961.85?965.3?水?965.313

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1?L2?0.05625?46/[0.05625?46?18?(1?0.05625)]1?0.1322 ?723.248964.9412?L2?924.134kg/m3

气相平均密度?V2：

?V2=

27.06?273.15=0.906 kg/m3

22.4?(273.15?90.94)3.3.5液体平均表面张力计算

二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算

1/41/4?1/4??sw?w??so?o

mxwVwx0V0 ?0?注：?w?

xwVw?x0V0xwVw?x0V0?sw?xswVs/Vw ?s0?xs0Vs/V0

2/3??q/w??q???oVo2/3?B?lg???wVw? ? , Q?0.441?????T??q???w?2??swA?B?Q , A?lg???so?? , ?sw??so?1 ?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，Vw、Vo主体部分的分子体积，δw、δo为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。

（1）精馏段：t1?80.17?C

Vw?mw?wmo?18?22.63m3/kmol

795.54Vo?

?o?46?37.09m3/mol 1.2414

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表3-3不同温度下乙醇和水的表面张力

温度/℃ 乙醇表面张力/10-3N/m2 水表面张力/10-3N/m2

70 18 64.3 80 17.15 62.6 90 16.2 60.7 100 15.2 58.8 90?8016.2?17.15? , ?乙醇?17.08 乙醇表面张力：

90?80.1716.2??乙醇90?8090?80.17? , ?水?62.57 水表面张力：

60.7?62.660.7??水??1?x1?VW??????oxV1o?1W???1?x1?VW?xV?2W2??1?0.4621??22.63????0.4621?37.09???1?0.4621??22.63?0.4621?37.09?? ?0.292??W?B?lg???lg0.29??0.54

??o?2/3?q???oVo2/3?Q?0.441??????WVW???1.012 ?T??q?2A?B?Q??0.54?1.012??1.552

2??SW?联立方程组： A?lg?? , ?SW??SO?1

??SO?代入求得： ?SW=0.154 , ?SO?0.846

15

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?1/41/41/4m?0.154??62.57??0.846??17.08? , ?m?22.11mN/m

（2）提镏段： t2=90.94 V''ww?m?'?18924.134?19.48cm3/mol w V'm'o46o??'??50.77cm3/mol o0.906乙醇表面张力：

100?80100?90.94?15.2?16.215.2??' , ?'乙醇?15.69 乙醇水表面张力：

100?9058.8?60.7?100?90.9458.8??' , ?'水?60.52 水?'22W???1?0.0563??19.56???'????0.0563?49.25??5.57 o0.0563?49.25??1?0.0563??19.56?B'?lg?2??'W???'???lg5.57?0.75

oQ'?0.441???q???'2/3oV?T???'o?q??'2/3?WV'W????0.79

A'?B'?Q'?0.75?0.79?-0.04

??联立方程组： A'?lg??'2SW??'? , ??'SW??'So?1 So代入求得： ?'SW=0.6, ?'So?0.4

?'1/41/4m?0.6??60.52??0.4??15.69?1/4 , ?'m?44.35mN/m 3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计

16

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3.4.1塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

VVMv1(2.048?1)?82.2094?S?3600??35.87?2.0167m3/s

v13600?1.2380LL1?RD?ML1??2.048?82.2094?30.94S?LM?1.8189?10-3m33600?/s

L13600L13600?795.54(精馏段V=L+D=(R+1)+D,L=RD) 提馏段的气、液相体积流率为

V/?V?(R+1)D?3.048?82.2094?250.574kmol/h

L/?2.048?82.2094+241.5328?409.898kmol/h V's?V'Mv2250.574?3600??27.060.906?2.0789m3/s

v23600?L'?LM'L2409.898?19.575S3600???2.4118?10-3m3/s

L23600?924.134由 umax?C?L? v式中 C由式C?C?M20(20)0.2 计算，其中C20 由史密斯关联图查取

-31（1）精馏段L1h?L11.8189?10?3600V()2?3600(795.541.2380)2?0.0227 h?v12.0167?取板间距 HT?0.45m，板上液层高度hL?0.07m ，则

HT?hL?0.45?0.07?0.38m

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查图可得C20?0.078

C?C20(?M20)0.2?0.078?(22.110.2)?0.07958 20umax?0.07958795.54?1.238?2.0157m/s

1.238取安全系数0.7，则空塔气速为

u?0.7umax?0.7?2.0157?1.4110m/s

D?4Vs4?2.0167??1.35m ?u??1.4110按标准塔径圆整后为D=1.4m 塔截面积为AT??442.0167?1.310m/s 实际空塔气速为u?1.539D2???1.42?1.539m2

Lh?L212.4118?10-3?3600924.13412)?()2?0.0371 （2）提馏段 (Vh?V22.0789?36000.906同理，提馏段的板间距取 HT??0.45m，板上液层高度 hL??0.07m。C20??0.078

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C'?0.078?(u'max?0.091444.350.2)?0.0914 20924.134?0.906?2.9177m/s

0.906u'?0.7u'max?0.7?2.9177?2.0424m/s

D?'4V's?'?u4?2.0789?1.14m

??2.0424按标准塔径圆整后为D'=1.2m由于此塔精馏段板数居多，而且经圆整后的精馏段和提留段的塔径相差不大，所以提馏段塔径D'=1.4m 塔截面积为 AT??442.0789实际空塔气速为 u???1.351m/s

1.539D2???1.42?1.539m2

3.4.2精馏塔有效高度的计算;

精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT?(23?1)?0.45?9.9m提留段有效高度;

‘Z提=（N提-1）HT?(6?1)?0.45?2.25m

在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m， 故精馏塔的有效高度为

Z=Z精+Z提+0.8=9.9+2.25+0.8=12.95m

3.5 塔板主要工艺尺寸的计算

3.5.1溢流装置计算

因塔径 D=1.4m ，可选用单溢流弓形降液管，各项计算如下： 3.5.1.1 堰长

依据溢流型式及液体负荷决定堰长,单溢流型塔板堰长取lw?0.6D?0.6?1.4?0.84m

同理，提馏段的为lw??0.6D??0.6?1.4?0.84m 3.5.1.2溢流堰高度

堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压强增大，物沫夹

19

lW一般取为(0.6～0.8)D

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h带增加。对平直堰，设计时OW一般应大于0.006m，若低于此值应改用齿形堰。hOW也不宜超过0.06～0.07m，否则可改用双溢流型塔板。

2.84Lh2E()3，近似取E=1 由hw?hL-how，选用平直堰，堰上液层高度：how?1000lw?2.841.8189?10-3?36002则精馏段how1000?1?(0.84)3?0.0112m

同理，提馏段的为h2.842.4118?10-3?36002ow?1000?1?(0.84)3?0.0135m

取板上清液层高度hL?70mm

故精馏段hw?70?10?3?0.0112?0.0588m 同理，提馏段的为hw??0.07?0.0135?0.0565m 3.5.1.3弓形降液管宽度和截面积 由

lwD?0.841.4?0.6

由弓形降液管的参数图查得

AfA?0.052，

WdTD?0.1

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故精馏段Af?0.052?1.539?0.08003m2

Wd?0.1D?0.1?1.4?0.14m

同理，提馏段的为 Af??0.08003m2

Wd??0.14m

验算液体在降液管中停留时间为： 精馏段位 ??3600AfHTLh?3600?0.08003?0.45?19.8s?5s

1.8189?10?3?3600同理，提馏段的为 ???故降液管设计合理

3600?0.08003?0.45?14.9s?5s

2.4118?10?3?36003.5.1.4 降液管底隙高度

图3-5降液管示意图

为保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为

hO?hW??0.006~0.012?起堵塞，产生液泛。 （1）精馏段：

h, O也不易小于0.02～0.025m，以免引

取h0?hw?0.006?0.0588?0.006?0.0528m?(0.02~0.025)m （2）提馏段：

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取h0?h'w?0.006?0.0565?0.006?0.0505m?(0.02~0.025)m 故降液管底隙高度设计合理。 3.5.1.5塔板的分块 a塔板的分块

因D?800mm，故塔板采用分块式。查得塔板分块数表得，塔板分为4块 b边缘区宽度的确定

取W（出口安定区）?WS'(进口安定区）?80mmW（开孔区至塔顶距离）?35mm S c'3.5.2 塔板布置

3.5.2.1浮阀数目及排列

精馏段：

取阀孔动能因子F0?11，则孔速u01为 每层塔板上浮阀数目为N?VS1d02u0?u01?F0111.238?V??9.886m/s

1?42.0167?171

0.785?0.0392?9.886取边缘区宽度

W（开孔区至塔顶距离）?50mm?0.05mc，

W（出口安定区）?WS'(进口安定区）?80mm=0.08m S?2x??Rarcsin? 计算塔板鼓泡区面积，Aa?2?xR2?x2?180R??R?D1.4D1.4?Wc??0.05?0.65m x??(Wd?Ws)??(0.?1422220.?08)m 0.48?0.48??2Aa?2?0.48?0.652?0.482??0.652?arcsin?1.123m ?1800.65??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 排间距t'?Aa1.123??87.6mm 取t'=80mm Nt171?0.075以等腰三角形排列，排得阀数为160

2.0167重新核算以下参数：u'01??10.56m/s

?2?0.039?1604

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F'0?10.56?1.238?11.7 动能因子在9-12之间，合适。

塔板开孔率：

22?d02Nd0.039??????42?100%??0?N?100%=???160?100%?12.4%(开孔率在?D?1.4??D?410%-14%之间，合适）

图3-6 精馏段浮阀数目排列的确定

3.6.2提馏段

取阀孔动能因子F0?11，则孔速u02为 每层塔板上浮阀数目为N'?Vs2d02u02?u02?F011?11.56m/s 0.906?V2??2.0789?150 20.785?0.039?11.564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以等腰三角形排列

排间距t'?Aa1.123??99.8mm 取排间距为90mm N?t150?0.075以等腰三角形排列，排得阀数为146

2.0789重新核算以下参数：u'02??11.9m/s

0.785?0.0392?146F'02?11.9?0.906?11.3 动能因子在9-12之间，合适。

22?d02Nd0.039????开孔率??42?100%??0?N?100%=(开孔?100%?11.3%???146?DD1.4????4率在10%-14%之间，合适）

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图3-7提溜段浮阀数目的确定

第四章 塔板的流体力学计算

4.1气相通过浮阀塔板的压降

可根据hp?hc?hl?h?计算 4.1.1精馏段

u0（1）干板阻力

=10.56m/s u0c1?1.82573.1?1.825?V173.1?9.34m/s 1.2382?V1u'2015.3?41.2?3810.564??0.0m4因u0?u0c1，故 hc1?5.3? 72?L1g2?795.?549.8（2）板上充气液层阻力

取?0?0.5,hl1??0hL?0.5?0.07?0.035m

（3）液体表面张力所造成的阻力

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为

7 hp1?0.04?0.?035m0 .082? ?pp1?hp1

条件。

4.1.2提馏段

L1g?0.082?795.?54?9.8P6a39.?3Pa700满足设计与许

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（1）干板阻力

u0=11.9m/s u0c2?1.82573.1?V2?1.82573.1?11.09m/s 0.906?V2u'2025.3?40.9?06211.94??0.0m3因u02?u0c2，故 hc2?5.3? 82?L2g2?924.1?349.8（2）板上充气液层阻力

取?0?0.5,hl2??0hL?0.5?0.07?0.035m

（3）液体表面张力所造成的阻力

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为 hp2?0.03?80.?035m0 .073 ?pp2?hp2?L2g?0.073?924.134?9.8?661.13Pa?700Pa 许条件。4.2淹塔

满足设计与

为了防止淹塔现象，要求控制降液管中清液高度Hd??(HT?hw)，即

Hd?hp?hL?hd

4.2.1精馏段

（1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 hp1?0.082m （2）液体通过降液管的压头损失

Ls121.8189?10?324)?0.153()?2.57?10?m hd1?0.153( lwh010.84?0.0528m，则Hd1?0.082?2.57?10?4?0.07?0.152m （3）板上液层高度 hL?0.07 取??0.5已选定HT?0.45m,hw1?0.0588m 则?(HT?hw1)1?0.5?(0.45?0.0588)?0.254m 可见Hd1??(HT?hw1)1所以符合防止淹塔的要求 4.2.2提留段

（1）单板压降所相当的液柱高度 hp2?0.073m （2）液体通过降液管的压头损失 ：

Ls222.4118?10?324)?0.153()?4.95?10?m hd2?0.153( Lwh020.84?0.0505（3）板上液层高度：hL?0.07m 则Hd2?0.07?0.073?4.95?10?4?0.143m

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取??0.5，则?(HT?hw2)2?0.5?(0.45?0.0565)?0.253m 可见Hd2??(HT?hw2)2 ，所以符合防止湮塔的要求 4.3雾沫夹带

VS1 泛点率 =

?v1?1.36Ls1ZL?L1??V1KCFAb?100%

VS1 泛点率 =

?v1?L1??V10.78KCFAT?100%

板上液体流经长度：ZL?D?2Wd?1.4?2?0.14?1.12m 板上液流面积；Ab?AT?2Af?1.539?2?0.08003?1.379m 4.3.1 精馏段

取物性系数K?1.0，泛点负荷系数CF?0.115

2.0167?1.238?1.36?1.8189?10?3?1.12795.54?1.238?100%?52%

1.0?0.115?1.379泛点率 =

1.238795.54?1.238?100%?57.67% 泛点率 =

0.78?1.0?0.115?1.5392.0167?对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。 hf=2.5HL=2.5×0.07=0.175m 雾沫夹带

5.7?10?uaeV=??H?h?f?T?63.2?5.7?10?6?2.0167/(1.539?0.08003)?=??=0.045 ?3??22.11?10?0.45?0.175??量

3.2

由以上计算可知雾沫夹带能满足e?0.11（g液/kg气）的要求

4.3.2 提留段

取物性系数K?1.0，泛点负荷系数CF?0.111

2.0789?0.906?1.36?2.4118?10?3?1.12924.134?0.906?100%?44.95%

1.0?0.111?1.379 泛点率 =

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2.0789?0.906 泛点率 =

924.134?0.9060.78?1.0?0.111?1.539?100%?48.88%

由计算可知，符合要求 hf=2.5HL=2.5×0.07=0.175m 雾沫

夹带?63.2e5.7?10???u5.7?10?6?2.0789/(1.539?0.08003)?3.2?a?V=?HT?h?f?=?44.35?10?3??0.45?0.175??=0.025由以上计算可知雾沫夹带能满足e?0.11（g液/kg气）的要求 4.4塔板负荷性能图

4.4.1雾沫夹带线

V?Vs?1.36LSZL泛点率 =

?L??VKC

FAb据此可计算出负荷性能图中的雾沫夹带线，按泛点率80%计算： （1）精馏段

V1.238S1?1.36Ls1?1.120.8?795.54?1.2381.0?0.115?1.379 整理得：0.1269?0.039VS1?1.5232LS1，即VS1?3.254?39.06LS1 由式子可知雾沫夹带线为直线，通过取Ls1可算出VS1 （2）提馏段

V0.906S2?1.36LS2?1.120.8?924.134?0.9061.0?0.111?1.379

整理得：0.1225?0.031Vs2?1.5232Ls2，即VS2?3.952?49.14Ls2 由式子可知雾沫夹带线为直线，通过取Ls2可算出VS2

精馏段 LS1(m3/s)0.002 3.1759 VS1(m 3/s)0.008 2.9415 提馏段 LS2(m3 /s)0.001 3.90286 VS2(m3 /s)0.01 3.4606

量

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4.4.2液泛线

?(HT?hw)?hp?hL?hd?hc?hl?h??hl?hd

由此确定液泛线，忽略式中h?

2/3??vuoLs22.84?3600Ls???(HT?hw)?5.34??0.153?()?(1??0)?hw?E???

2?Lglwh01000l?w?????VS而u0?

?2d0N4（1）精馏段

25.34?1.238VS12LS12.843600LS12/3??20.254??0.153()?1.50.0588?()??0.7852?1602?0.0394?795.54?2?9.80.84?0.052810000.84??

22/3整理得：Vs2?14.27?6695.13L?96.75L1s1s1

（2）提留段

5.34?0.906Vs22LS22.843600LS22/3??20.253??0.153?()?1.5?0.0565??()??0.7852?1462?0.0394?924.134?2?9.80.84?0.050510000.84??

22/3整理得：Vs22?19.14?9673.31Ls2?127.87Ls2

在操作范围内，取若干Ls，算出相应的Vs值

精馏段 提溜段 LS1(m3/s)0.001 3.6463 0.001 4.2251 0.002 3.5647 0.003 4.0488 0.003 3.4925 0.005 3.8935 0.018 2.3357 0.01 3.4982 VS1(m3/s)LS2(m3/s)VS2(m3/s) 4.4.3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3~5 s 液体降液管中停留时间??AfHTLs?3~5s

以??5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

(Ls)max?4.4.4漏液线

AfHT5?0.08003?0.45?0.007207m3/s

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对于F1型重阀，依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则Vs?（1）精馏段

(Vs1)??42d0u0N

?4?0.0392?160?5?0.8589m/s 1.238（2）提留段

(Vs2)??4?0.0392?146?5?0.9162m/s 0.9064.4.5液相负荷下限线

取堰上液层高度how?0.006m作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线

?2.84?3600?Ls?min E???0.006

1000?lw?0.006?10003/20.84取E?1.0，则?Ls?min?()??7.1652?10?4m3/s

2.84?13600由以上1~5作出塔板负荷性能图

2/3

图4 精馏段塔板负荷性能图

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