浮阀精馏塔设计
西安文理学院化工原理课程设计设计题目：浮阀精馏塔设计
设计者: 杨军义学号: 0910*******
高国磊学号：0910*******
李娟学号：0910*******
陈秦阳学号：0910******* （西安文理学院化学与化学工程学院，西安，710065）指导教师：李学坤专业：化学工程与工艺班级： 10级化工1班说明书共页
完成时间：2013年4月18日
目录
摘要： (1)
第一章绪论 (2)
第二章设计任务书 (3)
第三章设计方案确定 (4)
1、蒸馏方式的确定 (4)
2、操作条件的确定 (4)
3、加料状态的确定 (4)
4、加热方式的确定 (4)
5.回流比选择 (4)
6、塔顶冷凝方式及介质的选择 (5)
7、工艺流程确定 (5)
第四章塔板的工艺设计 (6)
第一节物料衡算 (6)
1、全塔物料衡算及摩尔组分计算 (6)
2物性参数计算 (7)
第二节理论塔板数及实际塔板数的计算 (11)
1、理论塔板数的计算 (11)
2实际塔板数的计算 (12)
第三节热量衡算 (12)
1、加热介质的选择 (12)
2、冷却剂的选择 (12)
3、比热容及汽化潜热的计算 (13)
4、热量衡算 (14)
第五节塔径计算 (15)
1、气液相体积流量的计算 (15)
2、塔径计算与选择 (15)
第六节溢流装置 (17)
1.堰长 (17)
2.单流型降液管 (17)
3.降液管底隙高度 (18)
4、塔板分布、浮阀数目与排列 (18)
第六章塔板的流体力学计算 (20)
第一节汽相通过浮阀塔板的压降 (20)
1、精馏段 (20)
2 提馏段 (20)
第二节淹塔 (21)
1、精馏度 (21)
2、提馏段 (21)
第三节雾沫夹带 (22)
1、精馏段 (22)
2、提馏段 (22)
第四节负荷性能图 (22)
1、雾沫夹带线 (22)
2、液泛线 (23)
3、液相负荷上限线 (24)
4、漏液线 (25)
5、液相负荷下限线 (25)
第七章塔高总体计算 (27)
1、塔顶封头 (27)
2、塔顶空间 (27)
3、塔底空间 (27)
4、人孔 (28)
5、进料板处板间距 (28)
6、裙座 (28)
第八章塔的接管 (28)
第九章塔的附属设备设计 (30)
1.冷凝器的选择 (30)
2、再沸器的选择 (30)
第九章节能及操作优化 (31)
感想及总结 (32)
文献引用 (34)
主要符号说明 (35)
摘要：
本设计是以浮阀塔为精馏设备分离乙醇—水混合溶液。先找出乙醇和水的有关数据，以此利用AutoCAD作图求出最小回流比4.428和理论塔板数17块，然后对塔和塔板的工艺尺寸进行计算，确定了塔高为塔径1.4米。对塔的流体力学进行验证后，符合浮阀塔的操作性能。经过对塔设备的强度计算，壁厚
满足设计要求。
关键字：浮阀塔塔设计乙醇—水
第一章绪论
塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。
塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。板式塔的研究起步较早，具有结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点。
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是乙醇-水连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的乙醇和不易挥发的水，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。
第二章设计任务书
1、设计题目-水精馏浮阀塔设计
2、设计任务-水精馏塔设计
3
3.1、年处理含乙醇25%，(质量分数，下同)的乙醇-水混合液6
3.2、产品乙醇含量不低于96%
3.3、残液中乙醇含量不高于1%
3.4
1kPa
自选
回流自选
101.33kPa
3.5浮阀塔
3.6300天/24h连续运行
四、设计内容和要求
4.1 、工艺计算物料衡算、热量衡算、理论塔板数等
4.2 、结构设计塔高、塔径、分布器、接口管的尺寸等
4.3 、流体力学验算塔板负荷性能图
4.4、冷凝器的传热面积和冷却介质的用量计算
4.5、再沸器的传热面积和加热介质的用量计算。
4.6、计算机辅助计算和绘图，要绘制主体设备和部分关键设备，给出设定尺寸，用A3及A4图纸绘制,包括一主视图，一俯视图，一剖面图，两个局部放大图,
符合绘图标准
4.7、编写设计说明书
第三章设计方案确定
1、蒸馏方式的确定
精馏过程按操作方式可以分为连续精馏和间歇精馏，本次设计选择连续精馏的方式，连续精馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业上常以连续精馏为主。
2、操作条件的确定
精馏操作可在加压、减压、常压下进行。本次设计以乙醇—水体系为分离目标，常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益, 因此本精馏设计选择在常压下操作。
3、加料状态的确定
设计采用泡点进料（q=1),将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。因为在供热量一定的情况下，热量应尽可能从塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用。为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用泡点进料。
4、加热方式的确定
采用间接蒸汽加热，设置再沸器
5.回流比选择
主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低，该设计选择为R=1.2Rmin。
6、塔顶冷凝方式及介质的选择
冷凝温度要求不低于30℃时，采用水冷凝。
7、工艺流程确定
精馏装置应该包括精馏塔、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水将余热带走。
乙醇-水混合原料经预热器加热到泡点温度后由进料板进入精馏塔，与从塔上部回流液一起流回塔底，在每层塔板上。上升的汽相和下降的液相充分接触并进行传质、传热过程。
精馏时，从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，塔顶的乙醇蒸汽进入冷凝器中被冷却，部分乙醇被送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后作为塔顶产品，被送到贮槽内。塔釜采用再沸器加热。塔底产品经冷却后送入贮槽。（后面附有工艺流程图）
第四章 塔板的工艺设计
第一节 物料衡算
1、全塔物料衡算及摩尔组分计算
原料、塔底、塔顶中乙醇的摩尔组成：
1154.018
/7546/2546
/25=+=F x
9038
.018
/446/9646
/96=+=
D x 0039.018
/9946/146
/1=+=
W x
进料量F=6万吨/年= 6×104
×103
1090.03600
2430018/75.046/25.0=??+? kmol/s
全塔物料衡算[2]：
F D W F D W
F x
D x W x
=+??
=+?
解得：D=0.0135kmol/s W=0.0955kmol/s
2物性参数计算
表1：常压下乙醇-水汽液平衡组成（摩尔）与温度的关系
乙醇摩尔分数/%
温度/℃ 乙醇摩尔分数/% 温度/℃ 乙醇摩尔分数/% 温度/℃ 液相 汽相 液相 汽相 液相 汽相 0 0 100 16.61 50.89 84.1 51.89 65.99 79.7 1.9 17 95.5 23.37 54.45 82.7 57.32 68.41 79.3 7.21 38.91 89 26.08 55.8 82.3 67.63 73.85 78.74 9.66 43.75 86.7 32.73 58.26 81.5 74.72 78.15 78.41 12.38 47.04 85.3 39.65 61.22 80.7 89.43 89.43 78.15
（1）温度计算
由表1中的数据计算进料温度 t F 、塔顶温度t D 塔底温度t W 加料温度：
66
.954.117
.86t 38.12-66.93.85-7.86--=F
计算得：t F =85.73℃ 塔顶温度:
43.8938.9015
.78t 72.7443.8941.7815.78--=--D
计算得：t D =78.13℃ 塔底温度 ：0
3937.01009
.105.95-100--=-W t 计算得：t W =99.07℃
精馏段平均温度:93.812
13.7873.852t t t D F 1=+=+=℃
提馏段平均温度:40.922
07
.9973.852t t t W F 2=+=+=℃
（2）密度计算
进料汽相组成：t F =85.73℃时，
F
y 10075.4343
.85-7.8604.47-75.433.85-7.86-= 计算可得：F y =0.4603
塔顶汽相组成：当t D =78.13℃时，
43
.89y 10015
.78-13.7843.89-15.7815.78-41.78-=D 计算可得：D y =0.9030
塔顶汽相组成：当t W =99.07℃时，
W
y 100-007
.99-10000.17-05.95-100= 计算可得：W y =0.0351
（1）精馏段 平均液相组成：5096.021=+=F
D x x x 平均汽相组成：6816.02
y 1=+=
F
D y y 液相平均分子量：=1L M 46×0.5096+18×(1-0.5096)=32.72Kg/Kmol 汽相平均分子量：1V M =46×0.6817+18×(1-0.6817)=37.09Kg/Kmol （2）提馏段
平均液相组成：0596.02
2=+=F W x x x
平均汽相组成：2477.02
y 2=+=
F
W y y 液相平均分子量：=2L M 46×0.0596+18×(1-0.0596)=19.67Kg/Kmol
汽相平均分子量：=2V M 46×0.2477+18×(1-0.2477)=24.94Kg/Kmol
表2不同温度下乙醇和水的密度
温度/℃
a ρ/(kg·m -3
)
w ρ/(kg·m -3
) 温度/℃
a ρ/(kg·m -3
)
w ρ/(kg·m -3
)
80 735 971.8 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90 724
利用表2中数据用数值插值法确定t F =85.73℃、t D =78.13℃ 、t W =99.07℃下乙醇（0）和水（w ）的密度。
t F =85.73℃时，
OF
ρ=
-72473
.85-90730-72485-90 计算可得:12.729=ρOF kg/m 3
WF
ρ--=--3.96573.85906.9863.9658590
计算可得:12.968=ρWF kg/m 3
由WF
OF F ρ-+ρ=ρ25.1125.01带入数值可得：79.894=ρF kg/m 3（料液密度）
同理可得：
t D =78.13℃时，OD ρ=738.24kg/m 3
WD ρ =973.13kg/m 3 所以，
44.745=ρD kg/m 3 （馏出液密度）
t W =99.07℃时，12.731=ρO W kg/m 3、31.959=ρWW kg/m 3所以，W ρ=965.01kg/m 3（残夜密度）
精馏段混合液体密度：115.8202
1
=ρ+ρ=ρD
F L kg/m 3、
提馏段混合液体密度：4.9252
2=ρ+ρ=
ρW
F L kg/m 3 =LD M D
x ×46+18×(1-D
x )=43.31kmol /kg
=LF M kmol x x F F /kg 23.21181(46)=?-+?
kmol kg M M M LF
LD L /27.322
1=+=
同理可得：kmol kg M M M LF
LW L /76.192
2=+=
=-+=18)1(46D D VD y y M 0.9030×46+(1-0.9038)×18=43.28kmol /kg =-+=18)1(46y F F VF y M 0.4603×46+(1-0.4603)×18=30.89kmol /kg
=-+=18)1(46W W VW y y M 0.0315×46+(1-0.0315)×18=18.98kmol /kg
05.173.8515.2734.2215
.27389.30V =+??=ρ）
（F
kg/m 3
50.1)
13.7815.273(4.2215
.27328.43=+??=ρVD kg/m 3
62.0)
07.9915.273(4.2215
.27398.181=+??=ρV kg/m 3
精馏段混合气体密度：275.12
1=ρ+ρ=
ρVF
VD V kg/m 3 提馏段混合气体密度：835.02
2=ρ+ρ=ρVF
VW V kg/m 3
（3）表面张力的计算
对于乙醇-水溶液的二元组分,由4
/14/14/1m o
so w sw σ?+σ?=σ ① 查表可得：WD σ=62.92×10-3N/m 、OD σ=17.3×10-3N/m 、WF σ=61.51×10-3N/m 、
OF σ=16.61×10-3N/m 、WW σ=58.98×10-3N/m 、OW σ=15.29×10-3N/m
代入①可得:F m σ=45.1×10-3N/m 、mD σ=35.44×10-3N/m 、W m σ=50.44×10-3N/m 精馏段的表面张力：27.402
1=σ+σ=
σmD
mF ×10-3N/m 提馏段的表面张力：97.472
mF 2=σ+σ=σW
m ×10-3N/m
（4）混合物的粘度 由粘度共线图[1]查得:
1t =81.93℃时μ
H2O =0.3472mPa ·s 、OH
H C 52μ
=0.4315mPa ·s 、
2t =92.4℃时O H 2
μ'=0.307mPa ·s 、OH
H C 5
2
μ'=0.3721mPa ·s 精馏段的粘度：1μ=OH H C 52μ1x +（1-1x )μ
H2O =0.3902mPa ·s
提馏段的粘度：2μ=OH
H C 52μ'2x +（1-2x )O H 2μ'=0.3180mPa ·s （5）相对挥发度[2]
由W x =0.0039、W y =0.0351 得W
W
W W W x y x y --=
α11/
==9.29 D x =0.9038、D y =0.9030得D α=0.99F x =0.1154、F y =0.4603得 F α=6.54
精馏段的平均相对挥发度：1α=
2
D
F α+α=3.765 提馏段的平均相对挥发度:2α=2
W
F α+α=7.195
所以全塔平均相对挥发度D W αα=α=3.033
（6）回流比[2]
该设计采用泡点进料（q=1),F q x x ==0.1154,由相平衡关系x
x
y 033.21033.3+=得
q y =0.2835，最小回流比R min=
q
q D x y x --q
y =3.69,操作回流比R=1.2R min =4.428。 第二节 理论塔板数及实际塔板数的计算 1、理论塔板数的计算[2]
R=4.428，y 1=x D =0.9038, x
x
y 033.21033.3+=,
精馏段操作线方程：111+++=
+R x
x R R y D n n =0.8158n x +0.1665 提馏段操作线方程：W
n n x R D F
x R D F
R y 1
1
11+-+++=
+=2.303n x -0.005
逐板计算得：
表3各层塔板上气液相摩尔组成
塔板数 汽相组成y 液相组成x 塔板数 汽相组成y 液相组成x
1 0.9038 0.7560 10 0.1475 0.054
2 0.7832 0.5436 11 0 .119
3 0.0428
由表知q x x <7，第7块板为加料板，共需理论塔板数19块，精馏段块板数7，提馏段块板数11。
2实际塔板数的计算
（1）精馏段 已知 1α=3.765 1L μ=0.3902mPa ·s 、2α=7.195 2μ=0.3180mPa ·s E T1=0.49(1α1L μ)-0.245=0.45 N P (精)=
1
1
T T E N =15块 E T2=0.49(2α2μ)-0.245=0.393 N P (提)=
2
2
T T E N =28块 全塔实际塔板数NP=N P (精)+N P (提)=43块 全塔效率：ET=P
T
N N =41.86% 实际加料板的位置是第16块板
第三节 热量衡算 1、加热介质的选择
常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，本设计采用的是300kpa （120℃）的饱和水蒸汽作为加热介质
原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道
2、冷却剂的选择
常用的冷却剂是水和空气，本设计采用的是20℃的冷却水，出口温度是35℃
3 0.6100 0.3402 12 0.0935 0.0392
4 0.4441 0.208
5 13 0.0707 0.0245 5 0.336
6 0.1433 14 0.0514 0.0175 6 0.2834 0.1154 15 0.0354 0.012
7 0.2606 0.1041 16 0.0225 0.0075
8 0.2348 0.091
9 17 0.0124 0.0041 9
0.2065
0.0790
18
0.0045
0.0015
3、比热容及汽化潜热的计算
（1） 塔顶温度D t 下的比热容 对于乙醇查液体比热共线图[1]
D t =78.13℃下，查得)/(17.161)/(49.3C K kmol kJ K kg kJ po ?=?=
70
-8013.78-80187
.4-195.4C -195.4C -C C -C pw,78.13pw,70pw,80pw,78.13pw,80=
=
℃℃
℃℃℃)/(57.75)/(194.4C pw ,78.13K kmol kJ K kg kJ ?=?=?℃
)
/(94.152)9038.01(57.759038.017.161)1(C pw K kmol kJ x C x C D D po pD ?=-?+?=-+=（2）进料温度F t 下的比热容
F t =85.73℃下，查得[1])/(07.168)/(65.3C K kmol kJ K kg kJ po ?=?=
80
-9073
.85-90195
.4-4.208C -208.4C -C C -C pw,85.73pw,80pw,90pw,85.73pw,90=
=
℃℃
℃℃℃ )/(73.75)/(202.4C pw ,85.73K kmol kJ K kg kJ ?=?=?℃
)
/(39.86)1154.01(73.751154.007.168)1(C F pw F F K kmol kJ x C x C po p ?=-?+?=-+=（3）塔底温度W t 下的比热容
W t =99.07℃下，查得[1])/(38.122)/(66.2C K kmol kJ K kg kJ po ?=?=
90
-10007
.99-1004.208
-4.220C -4.220C -C C -C pw,78.13pw,90pw,100pw,99.07pw,100=
=
℃℃
℃℃℃)/(02.76)/(22.4C pw ,78.13K kmol kJ K kg kJ ?=?=?℃
)
/(20.76)0039.01(02.760039.038.122)1(C pw w K kmol kJ x C x C w w po p ?=-?+?=-+=（4）塔顶温度D t 下的汽化潜热
kg kJ /62.1185o =γ kg kJ /46.2460w =γ
kg kJ x x D D /26.1308)9038.01(46.24609038.062.1185)1(w o =-?+?=-+=γγγ
4、热量衡算
（1）0℃时塔顶上升的热量V Q ，塔顶以0℃为基础
31
.4326.130836000733.013.7817.16136000733.0V Q ???+???=+=LD D pD V M V t C γ h kJ /16.18274469=
（2）回流液的热量R Q 注：泡点回流 由安托因方程计算可知该温度下组成的泡点为 （℃09.81t =D ）
（3）查比热容共线图[1]，)/(29.178C K kmol kJ pR ?=
h kJ t C L R pR R /43.311137709.8129.178360005978.0Q =???==
（3）塔顶馏出液的热量D Q 因馏出液与回流口组分相同 所以 )/(29.178C K kmol kJ pD ?=
h kJ t C D D pD D /17.67698813.7829.178********.0Q =???==
（4）进料热量F Q
h kJ t C p /65.290619873.8539.8636001090.0F Q F F F =???==
（5）塔底残液的热量 W Q
h kJ t W W /27.259539207.9920.7636000955.0C W Q p W =???==
（6）冷凝器消耗热量C Q
h kJ D R C /56.1448610317.676988-43.3111377-16.18274469Q -Q -Q Q V ===
（7）再沸器提供热量B Q 塔釜热损失为10%，则B Q 1.0Q =损 损Q Q Q Q Q Q D W C F B +++=+ 实际：F D W C B Q -Q Q Q 0.9Q ++=
h kJ /28.16502539Q B =
第五节 塔径计算
1、气液相体积流量的计算
（1）精馏段
L=RD=4.428×0.0135=0.0598 V=(1+R)D=5.428×0.0135=0.073 液相质量流量：L 1=1L M L=1.94kg/s 汽相质量流量：V 1=2L M V=2.72kg/s 液相体积流量：L s1=
1
1
V L ρ=0.00235m 3/s 汽相体积流量：V s1=1
1
V V ρ=2.13m 3/s （2）提馏段（q=1）
L'=L+q F=0.0598+0.1090=0.1668kmol/s V'=V+(q-1)F=0.0733kmol/s 液相质量流量:L 2=2L M L'=3.32kg/s 汽相质量流量:V 2=2V M V'=1.83kg/s 液相体积流量:L s2=
2
2
L L ρ=0.00359m 3/s 汽相体积流量:V s2=2
2
V V ρ=2.19m 3/s
2、塔径计算与选择[2]
u=(安全系数)u man , 安全系数=0.6~0.8，u man =C V
V
L ρρ-ρ(C 可以由史密斯关联图查出）
（1）精馏段塔经计算
取板间距H T =0.45m 塔板清液层高度h L =0.07m,横坐标
2
/11
111)(V L S S V L ρρ=0.028,查表可得C 20=0.074故符合因子C=C 202
.01)20
(
σ=0.151 uman=C
V V L ρρ-ρ=0.086×275
.1275
.1-115.820=2.18m/s u 1=0.7×2.18=1.526m/s
经过圆整以后得到的塔径为D 1=1.2m 塔的横截面积A T =
2
14
D π=0.785×1.22=1.13m 2 空塔气速：T
S A V u 1
1
='=1.8m/s （2）提馏段塔径计算
取板间距H T =0.45m 塔板清液层高度h L =0.07m,横坐标
2
/12
222)(V L S S V L ρρ=0.053查表可得C 20=0.074故符合因子C=C 202
.02)20
(
σ=0.08 u man =C V V L ρρ-ρ=0.095×835
.0835
.0-4.925=3.16m/s
u 2=0.7×3.16=2.21m/s 塔径D 1=
21
.214.319
.24422??=πu V S =1.12m 经过圆整以后得到的塔径为D 2=1.2m 塔的横截面积A T =
2
24
D π=0.785×1.22=1.13m 2 空塔气速：T
S A V u 2
2=
'=1.94m/ｓ
第六节 溢流装置 1.堰长
取w l =0.661D=0.661×1.2=0.793m
出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度h OW 按下式计算
3
/2)(100084.2W h OW l L E h =
(因溢流强度不大，近似取溢流收缩系数E=1)
（1）精馏段
L h =3600Ls m 0138.0)793
.01035.23600(100084.23
/23-=???=OW
h 溢流堰高 h W =h L -h OW =0.07-0.0138=0.0562m （2）提馏段
m 0183.0)793
.01059.33600(100084.23
/23-=???='OW
h 溢流堰高 OW L W h h '-'='h =0.07-0.0183=0.0517m
2.单流型降液管
降液管的型式：因塔径和流体量适中，故选取单流型降液管。 查图得：
0722.0=T
F
A A ,169.0=D W D
22m 1310.14
1
==D A T π D=1200mm=1.2m
A F =0.0722×1.1310=0.0816㎡ W D =0.169×1.2=0.2028m 验算降液管内停留时间： （1）精馏段 s s L H A S T F 56.1510
35.245
.00816.03
1>=??==
-θ?降液管可用