1、目录设计任务书 4第一章 前言 5第二章 精馏塔过程的确定 5第三章 精馏塔设计物料计算 53.1水和乙醇有关物性数据 63.2 塔的物料衡算 63.2.1料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率 7 3.2.2平均分子量 83.2.3物料衡算 8 3.3塔板数的确定 83.3.1理论塔板数 的求NT取 83.3.2求理论塔板数 NT 93.4塔的工艺条件及物性数据计算 113.4.1操作压强 Pm 1223.4.2温度 tm 123.4.3平均分子量 M精 123.4.4平均密度 133.4.5液体表面张力 13m3.4.6液体粘度 L， 143.4.7精馏段气液负荷计算 14第四章 精馏塔设计
2、工艺计算 154.1塔径 154.2精馏塔的有效高度计算 164.3溢流装置 164.3.1堰长 lW 164.3.2出口堰高 h 164.3.3降液管的宽度 与降液管的面积 16dAf4.3.4降液管底隙高度 17o34.4塔板布置及浮阀数目排列 174.5塔板流体力学校核 184.5.1气相通过浮塔板的压力降 184.5.2淹塔 184.6雾沫夹带 184.7塔板负荷性能图 164.7.1雾沫夹带线 174.7.2液泛线 174.7.3液相负荷上限线 184.7.4漏液线（气相负荷下限线） 184.7.5液相负荷下限线 184.8塔板负荷性能图 19第五章 接头管设计 20设计计算结果总表
3、 20符号说明4 21关键词 22参考文献 22课程设计心得 23附录 24附录一、水在不同温度下的黏度 24附录二、饱和水蒸气表 24附录三、乙醇在不同温度下的密度 25附录四、化工小软件计算的塔相关参数 26附录五、换热器的设计以及结构参数 27注：所有计算的相关物性数据均是用 aspen property 在物性方法为NRTL 下模拟。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5二、设计条件（1）处理量：120000（吨/年）（2）料液浓度：20（wt%）（3）产品浓度：塔顶乙醇含量不低于 95%塔底乙醇含量不高于 0.2%（4）每年实际生产时间：7200 小时/年（5）操作条
4、件：精馏塔塔顶压力 常压进料热状态 自选回流比 自选加热蒸汽压力 常压蒸汽单板压降 0.7kPa乙醇-水平衡数据自查(6)设备类型为浮阀塔三、设计任务1、精馏塔的物料衡算2、塔板数的确定3、精馏塔的工艺条件及有关数据的计算4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算5、塔板主要工艺尺寸的计算6、塔板的流体力学验算7、塔板负荷性能图8、精馏塔接管尺寸计算9、查找物性参数（见附件）乙醇水溶液连续精馏塔优化设计第一章 前 言6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，
5、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
6、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。第二章 精馏流程的确定乙醇水溶液经预热至泡点后，
7、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7间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。其中工艺流程图见图。其中精馏塔选用 F1 型重阀浮阀塔。图 2-1 乙醇-水精馏塔工艺流程简图第三章 精馏塔设计物料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 30%，产品浓度为 95%，易挥发组分回收率 99.9%。年生产能力 120000 吨/ 年操作条件：间接蒸汽加热塔顶压强：1atm（绝对压强）进料热状况：常温进料3.1 查阅文献，整理有关物性数据水和乙醇的物理性质名称 分子式相对分子密度 20沸 点101.33kPa比热容(
8、20)黏度(20导热系数表面张力 8质量 3/kgm Kg/(kg.)mPa.s(20)/(m.)(20)N/m水 2HO18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8乙醇 25C46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8常压下乙醇和水的气液平衡数据，见附件3.2 塔的物料衡算3.2.1料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率0.08918/046/2xF0.881/5/9D0.0007818/.46/2.0w3.2.2平均分子量= 20.49MF09.9. ）（ kmolg42.66818)46810（D= 18.00w7.7. ）（ l3.
9、2.3物料衡算总物料衡算 20/1W易挥发组分的物料衡算 720/1.D95. 联立以上二式得hkg67.1F hkmol45.8309.2/67.1F0348D13485. l2/5.3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数 的求取NT（1）根据乙醇水气液平衡表9（2）求取最小回流比 Rmin和操作回流比 R因为乙醇水不是理想体系，当操作线与 q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已经于平衡线相切，如图 2-2点所示，此时恒浓区出现在 g点附近，对应回流比为最小回流比。由点（x D，x D）向平衡线做切线，切线斜率为 。1miny = 0.7505x + 0.2198-0.500.511.52
10、2.530 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2相 平 衡 图对 角 线切 线提 馏 段线 性 (切线 )图 3-2 Rmin=3.08，由工艺条件决定 R=1.6Rmin故取 R=4.928由于采用泡点进料，所以 q=13.3.2求理论塔板数 NT回收率乙醇的回收率为：.%28910FDxH水的回收率为：6.)1(FWx精馏段操作线方程为 218.075.y10提馏段操作线方程为 018.5.2 xWLxy采用 fensk方程求最小理论板层数，)/(lgtCBAp其中 t为摄氏度,p 为毫米汞柱查附录 得到 乙醇的安托因常数A=8.04494 B=1554.3 C=222.65水的安托
11、因常数A=7.96681 B=1668.21 C=228.0塔顶的温度 t=78.16 p s乙醇 =753.11 ps水 =328.7943 a1= 2.290529塔底的温度 t=100 p s乙醇 = 1689.062 ps水 = 759.983 a2= 2.2225进料板的温度 t=87.1 p s乙醇 = 1064.198 ps水 = 470.5285 a3= 2.261707塔顶和塔底的平均相对挥发度为 =2.57a21均同理可证 =2.27a312均把相关数据代入式中 可以求出最小理论板数为：12Nmin精馏段理论板数 5精 馏提馏段理论板数为 7提 馏实际塔板数的确定方法一：全
12、塔效率 mTlg61.07E根据塔顶、塔底液相组成查图 3-6，求得塔平均温度为 89.05，该温度下的进料液相平均粘度为： 水乙 醇 ）（ 4.14.0m321.06.)0891375.89（73.lg6.T 实际塔板数 精馏段塔板数： ENT精提馏段塔板数： 157提mwDxNlogl1min 11总塔板数为 26层 方法二;在给定回流比和进料量以及规定条件下，用 aspen plus 模拟的条件可得其中条件:物性方程：NRTL 进料：140kpa 冷凝：全凝 实际板数：60进料板位置：50（气相进入 49层）kPa7.0得实际塔板为 60层为能满足精馏馏出产品要求注：相关的具体步骤见附录
13、3.4塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算：3.4.1操作压强 Pm塔顶压强 ，取每层塔板压降3.10DkPa7.0进料板压强 925.1347.05F精馏段平均操作压强 a1.8m3.4.2温度 tm根据操作压强，依据安托因方程及泡点方程试差计算得：塔顶 ，进料板 则精馏段平均温度18.7D25.94tF， 精 254.9018.7tm3.4.3平均分子量 M精相平衡方程 x2.11xy）（ （1）塔顶 8.0D80Dkmolg/73.4462.V21.LD（2）进料板 0yF.xFkolg/409856.42.MV12kmolg/52.0189.460.MLF（3）塔釜 yw7.
14、vkolg/64.18904623.v kmlg/18lw精馏段的平均摩尔质量 kmolgL /62.3125.07 精l/.4.9.Mv， 精提馏段的平均摩尔质量 kolgL /26.185.0.提ml/.946.v， 提3.4.4 平均密度 M（1）液相密度 L，BLAML， 塔顶： kg/m35.97208.1， 517.96ML，进料板上由进料板液相组成 2.mAkg/m36.9207.1ML， .917MLF，故精馏段平均液相密度 kg/m386.52.6.精，塔釜的液相组成为：=951.7 kg/m3ML，kg/m32.9427.5.91L精，（2）气相密度 MV，13kg/m34
15、26.15.8627314.80RTPMV ）（精精，3.4.5 液体表面张力 min1imx m/N84.23.61.04.78.0D， 15959Fm， /.2， 精3.4.6 液体粘度 mL，in1ix，smPa431.06.1204.80DL ，939， sa7.2ML 精，3.4.7 精馏段气液负荷计算hkmolRD/0.4lV/8.73m3/s0412.85.6302.60Lms 精，精m3/s9143Vs精， 精m3/s069.2.93460.5360LmsM精，精14第四章 塔和塔板主要工艺尺寸计算4.1 塔径气体负荷系数 ,由图 4-1史密斯关联图,查得 ，图中的横坐标2.0
16、20C20C为3.0425.1863./VL s15初取板间距离 ，取板上液层高度m8.0HTm05.hL故 75.hLT查图 4-1 可得 ，故.C20 173.02.41.20 CsmVL /67.345.18673.max 可取安全系数 0.7，则s/m7.264.370.umaxVDs 65.17.234取标准塔径圆整为 1.8m塔截面积为 22254.8.14mAT实际空塔气速为smAVTs /34.15.2964.2精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为 4.38.01491HNZT）（）（ 精精16提馏段有效高度为 m8.011HNZT）（）（ 提提在进料板上设 3个人孔，高为 0
17、.6m，提馏段设 1个人孔，高为 0.6m故精馏塔有效高度为 38.4+3.6+0.8 4=45.2m4.3溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，设进口堰4.3.1堰长 lW取堰长D75.0lm35.187.05.4.3.2出口堰高 和进口堰的高度hWhw,OL由 ， ，查图 4-1知 E为75.0813.Dl0.7412.0365l5.2S1.01，根据下式计算m014.02.184wsE.235.26Lh332OW故 m305hw进口堰的高度 =w,W4.3.3降液管的宽度 与降液管的面积dAf由 查图 4-2得75.0Dl8.017.DTdf，故 m2m306.1.d
18、36.4.2f液体在降液管中停留时间（ 5s符合要求）s52.9041.8.2LHASTf 174.3.4降液管底隙高度 ，进口堰的高度 =hohw,W由于处理量较大，所以设置进口堰取液体通过降液管底隙的流速为 0.08m/s则 m02.15.340ulLhowSo （ 0.006m）66.符合要求。4.3.4降液管底隙进口堰和降液管的水平距离 h1= =0.016mmh1o由于塔的操作流量4.4塔板布置及浮阀数目排列取阀孔动能因子 9Fo孔速 m/s54.72.1mVoou，浮阀数 （ 个 ）3954.7496.3n0d2o2S取无效区宽度 =0.06mWC安定区宽度 =0.07mS开孔区面
19、积 Rx180x2sinA122am4.6.9DRC476.0).35.02xSd （）（故 msin87.821222a 74810.476 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一横排的孔心距 m05.18估算排间距 m06.75.4391anhAsmNdVs/68.74200.90VF阀孔数变化不大，仍在 912 之间。塔板开孔率= %82.14.3104.5塔板流体力学校核4.5.1气相通过浮塔板的压力降由下式hfcp（1）干板阻力 液 柱mgLovu026.81.96524.13.234.57c （2）液层阻力 取充气系数 ，有xo .0o液 柱hLf .（3）液体表面张力所造成的阻力
20、此项可以忽略不计。o故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：m051.2.06.hp常板压降 （0.7KPa，符Pa70.4281.9865.gLpP合设计要求）4.5.2淹塔为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清液层高度符合下式hHwTd其中 dLpd已知 ，按下式计算m051.pm057.53.ows3. 16.420hl2d 19板上层液 ，得 m05.hL m1067.5.0.51.Hd 取 ，板间距 ， ，则有.4.T6938hw.368.wT由此可见： ，符合要求。Td4.6雾沫夹带板上液体流经长度 mWDZdL 528.136.028.板上液流面积 2754.AfTb水和
21、乙醇可按正常系统取物性系数 ,又由图 4-3查的泛点负荷系数01K，所以：086.FC %36.1 bFLSVLsACZF%27.48101378.24052.045.83. 9.54.20.6.%78.01 TFVLsAKC由两种方法计算出的泛点率都在 80%以下，故可知雾沫夹带量能满足汽的要求。kgeV/.液4.7塔板负荷性能图4.7.1雾沫夹带线按式作出。%1036.1 bFLSVLsAKCZF 对于一定物性及一定的塔结构，式中 LFLVZCKA、 及、 b均为已知值，相应于 的泛点率.e 上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便 得出，可作出负荷性能图中的雾沫夹s 带线。按泛点率=80%
22、计算 %80136.1 bFLSVLsAKCZF20%101378.24052.65.8611 LssVF将上式整理得 （1）9ss LVss95在操作范围内，任取几个 值，依（1）式算出相应的 列于表 4-4中。依表中数据在 - 图中作出雾沫夹带线（ 1） ，如图所示。s图 4-4雾沫夹带线数据 4.7.2液泛线由 确定液泛线。忽略 项， dLcdLpWT hhhH1 h所以 +gLv234.502053.lws3/20184.wwl0.418= +24226981.861. sV20.35.Ls3/5.014203.51s因物系一定，塔板结构尺寸一定，则 等均为定值，及、 00LVwThH
23、而 与 又有如下关系，即0sVNdVs204式中阀孔数与孔径 d0亦为定值。因此，可将上式简化得3/22298351sss LV在造作范围内任取若干个 值，依上式都可算出一个相应的 值列于附表sV4-5中。依表中数据作出液泛线（2） 。Ls(m3/s) 0.003 0.0035 0.004 0.0045Vs(m3/s) 0.6737 0.6647 0.6558 0.646821图 4-5液泛线数据4.7.3液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间 s5则 m3/s026.82036.max, HALTfs4.7.4漏液线（气相负荷下限线）对于 型重阀，由 ，计算得F1 50vuvu50vs nn
24、dV442002则 m3/s84.125.369785.2min, s4.7.5液相负荷下限线取堰上液层高度 ，根据 计算式mhow062.how lLwsEowin,1084.232取 E为 1.02 m3/s067.3605.1360 2.8484.2322min, lLowsLs(m3/s) 0.002 0.003 0.004 0.0045Vs(m3/s) 0.739 0.727 0.71 0.699224.8性塔板负荷能图图 4-4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（0.004121,3.33）处在适宜操作区内。（2）塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，
25、操作下限由漏液控制。（3）按照固定气液比，即气相上限 m3/s，气相下限5ax,Vsm3/s，则操作弹性84.1in,Vs 7.2834.15第五章 接头管接头管的尺寸由工艺物流的体积，及质量流速决定相关的数据可以从国家的相关标准查询。其计算结果见下表进料管 馏出管 釜管 回流管Temperature C 95.5678659 78.15387 96.34645Pressure bar 1.4 1.01325 1.42625Vapor Frac 0 0 0Mole Flow kmol/hr 16666.67 81.586 16585.08 402.0558Mass Flow kg/hr 341
26、867.812 3485.961 338381.9 17178.82Volume Flow cum/s 0.109137745 0.001347 0.10789 0.006639u m/s 2 0.5 1 2D m 0.263656002 0.058588 0.370728 0.06503设计计算结果总表项目 符号 数值 单位 备注uVD423平均压强 Pm 118.11 kPa平均温度 tm 86.215 气相 Vs 3.33 m3/s平均流量 液相Ls 0.004121 m3/s实际塔板数 N 60 块板间距 HT 0.8 m塔径 D 1.8 m空塔气速 u 1.31 m/s塔板液流形式单
27、溢流分块式塔板(3)溢流管型式 弓形降液 管堰长 lw 1.35 m堰高 hw 0.036 m溢流堰宽度 Wd 0.306 m溢流装置管底与受液盘距离 ho 0.02 m板上清液层高度 hl 0.014 m孔径 do 39 mm孔间距 t 75 mm浮阀数 n 369 个 等腰三角形 叉排开孔面积 0.248 m2孔速 uo 7.68 m/s塔板压降 hp 428.70 Pa液体在降液管中停留时间 t 39.52 s降液管内清液层高度 Hd 0.05 m气相最大负荷 Vs，max 12 m3/s 雾沫夹带控 制气相最小负荷 Vs，min 2 m3/s 漏液控制操作弹性 2.73开孔率 12.1
28、4 %泛点率 48 %符号说明24关 键词 key words连续 精馏continuous distillation连续 精馏塔continuous distillation column馏出 液distillate 残液 residue 精馏 rectification精馏段 rectification section 提馏段 stripping section理论板 theoretical stage实际板 actual stage操作线 operating line符号 物理量 单位F 原料液流量 kmol/hD 塔顶产品流量 kmol/hW 塔底产品流量 kmol/h v 混合气体密
29、度 kg/m3 s 混合液体密度 kg/m3 黏度 Pas 相对挥发度 表面张力 N/m2NT 理论塔板数NP 实际塔板数ET 全塔效率C 负荷系数Af 降液管截面积 m2Ab 板上液面积 m2CF 泛点负荷系数 1AT 塔截面积 m2D 塔径 m与干板压降相当hc 的液柱高度 mF0 阀孔动能因子hp 降液管压降 mhL 板上液层高度 mlw 堰长 mt 孔心距 mh 堰上液层高度 mu 空塔气速 m/sN 浮阀总数 个Wc 无效区宽度 mWs 安定区宽度 mWd 弓形降液管宽度 mZL 板上液流长度 m 降液管中停留时间 s25塔板效率 plate efficiency总塔效率 colum
30、n efficiency溢流装置 overflow device参考文献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、42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、53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、84路秀林、王者相.塔设备M.北京：化学工业出版社，2004、15王明辉.化工单元过程课程设计M.北京：化学工业出版社，2002、66夏清、陈常贵.化工原理（上册）M.天津：天津大学出版社，2005、17夏清、陈常贵.化工原理（下册）M.天津：天津大学出版社，2005、18化学工程手册编辑委员会.化学工
31、程手册气液传质设备M。北京：化学工业出版社，1989、79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，200210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。虽然很累很辛苦，期间也有许多的困难和障碍，在老师和同学的帮助下，问题得到了解决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
32、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。课程设计是我们专业课程知识综合应用的实践训练，着是我们迈向社会，从事职业工作前一个必不少的过程 ”千里之行始于足下” ，通过这次课程设计，我深深体会到这句千古名言的真正含义我今天认真的进行课程设计，学会脚踏实地迈开这一步，就是为明天能稳健地在社会大潮中奔跑打下坚实的基础 说实话，课程设计真的有点累然而，当我一着手清理自己的设计成果，漫漫回味这几周的心路历程，一种少有的成功喜悦即刻使倦意顿消虽然这是我刚学会走完的第一步，也是人生的一点小小的胜利，然而它令我感到自己成熟的许多，26另我有了一中” 春眠不知晓 ”的感 悟 通过课程设计，
33、使我深深体会到，干任何事都必须耐心，细致课程设计过程中，许多计算有时不免令我感到有些心烦意乱：有 2 次因为不小心我计算出错，只能毫不情意地重来但一想起老师平时对我们耐心的教导，想到今后自己应当承担的社会责任，想到世界上因为某些细小失误而出现的令世人无比震惊的事故，我不禁时刻提示自己，一定养成一种高度负责，认真对待的良好习惯这次课程设计使我在工作作风上得到了一次难得的磨练。附录附录 1、水在不同温度下的黏度温度/ 黏度/mPas 温度/ 黏度/mPas81 0.3521 91 0.313082 0.3478 92 0.309583 0.3436 93 0.306084 0.3395 94 0.
34、302785 0.3355 95 0.299486 0.3315 96 0.296287 0.3276 97 0.293088 0.3239 98 0.289989 0.3202 99 0.286890 0.3165 100 0.283827附录二、饱和水蒸汽表（按温度排列）附录三、相图（t-x-y）T-xy for H2O/ETHAN-01Liquid/Vapor Molefrac ETHAN-01Temperature C0 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0.3 0.35 0.4 0.45 0.5 0.55 0.6 0.65 0.7 0.75 0.8 0.85 0.9 0.
35、95 177.58082.58587.59092.59597.5100102.5105T-x 1.0133 barT-y 1.0133 bar附录四：化工小软件计算的理论板数与回流比温度/ 绝对压力/kPa 温度/ 绝对压力/kPa0 0.608 50 12.345 0.873 55 15.7410 1.266 60 19.9215 1.707 65 25.0120 2.335 70 31.1625 3.168 75 38.5530 4.247 80 47.3835 5.621 85 57.8840 7.377 90 70.1445 9.584 95 84.5628附录五、换热器的设计以及结构参数通过 aspen 的模拟计算，通过冷凝器和再沸器的工艺物流。在 HTRI换热器的设计软件中设计所需的相关换热器的结构参数。再根据具体的设备类型进行核算。其相关的设备参数如下见附图附录六：aspen 的操作流程：（物性方法为， ）29
