乙醇正丙醇精馏塔设计说明书.doc

化学与环境工程学院
《化工原理》课程设计

设计题目：年产量1.5万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计
专业班级：
指导教师：
学生姓名：
学 号：
起止日期 2023.06.13-2023.06.24
目录
1．设计任务 3
2．设计方案 4
3.1 物料衡算 7
3.2 摩尔衡算 7
4．塔体重要工艺尺寸 8
4.1 塔板数的拟定 8
4.1.1 塔板压力设计 8
4.1.2 塔板温度计算 8
4.1.3 物料相对挥发度计算 10
4.1.4 回流比计算 10
4.1.5 塔板物料衡算 11
4.1.6 实际塔板数的计算 12
4.1.7 实际塔板数计算 13
4.2 塔径计算 13
4.2.1 平均摩尔质量计算 13
4.2.2 平均密度计算 14
4.2.3 液相表面张力计算 15
4.2.4 塔径计算 15
4.3 塔截面积 16
4.4 精馏塔有效高度计算 16
4.5 精馏塔热量衡算 17
4.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算 17
4.5.2 全塔的热量衡算 19
5．板重要工艺尺寸计算 22
5.1 溢流装置计算 22
5.1.1 堰长 22
5.1.2 溢流堰高度 22
5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 23
5.1.4 降液管底隙高度h0 23
5.2 塔板布置 23
5.2.1 塔板的选用 23
5.2.2 边沿宽度和破沫区宽度的拟定 24
5.2.3 鼓泡区面积的计算 24
5.2.4 浮阀的数目与排列 24
5.3 阀孔的流体力学验算 26
5.3.1 塔板压降 26
5.3.2 液泛 27
5.3.3 液沫夹带 28
5.3.4 漏液 30
6．设计筛板的重要结果汇总表 31

1．设计任务
物料组成：为乙醇45%、正丙醇55%（质量分数）；
产品组成:塔顶乙醇含量98%，塔顶易挥发组分回收率99%；
操作压力：101.325kPa(塔顶绝对压力)；
加热体系：间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；
冷凝体系：冷却水进口温度25℃，出口温度45℃；
热量损失：设备热损失为加热蒸汽供热量的5％；
料液定性：料液可视为抱负物系；
年产量（乙醇）：1.5万吨；
每年实际生产时间：7200h；
进料方式：饱和液体进料，q值为1；
塔板类型: 浮阀塔板。
厂址选地：北京地区

2．设计方案
蒸馏装置涉及精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，本课程设计中年产量大（15000吨/年），所以采用连续蒸馏的方式。
蒸馏过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸馏。本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作，塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小。
由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式采用间接蒸气加热，设立再沸器。塔底设冷凝回流装置。
工艺流程设计：

原料液的走向
分派器

产品贮罐

再沸器

釜液贮罐

冷却器

精馏塔

原料预热器

原料贮罐
产品DL

冷却器

全凝器
釜液WL

考虑到蒸气压力对设备规定等各方面的影响，选用的蒸气压力为
5kgf/cm2
冷凝水WC
再沸器E-102
低压蒸气LM

冷凝水的走向
换热器内物料走壳程，冷却水走管程
冷却水CWR
冷却器E-105
冷却器E-104
全凝器E-103
冷却水CW

3．精馏塔物料衡算
3.1 物料衡算
已知数据：乙醇的摩尔质量MA=46.07kg/kmol,正丙醇摩尔质量MB=60.1kg/kmol，

塔顶易挥发组分回收率=DXD/FXF=99%
FXF=DXD+WXW （1）
F=D+W（2）
料液的平均摩尔质量MF=MAXF+MB(1-XF)=52.86 kg/kmol，
F=15000×1000/72023/MF=39.41 Kmol/h，
则：D=Kmol/h
W=18.95Kmol/h，XW=1.074%，
3.2 摩尔衡算
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
=52.86 kg/kmol
=46.29 kg/kmol
=59.95kg/kmol
4．塔体重要工艺尺寸
4.1 塔板数的拟定
4.1.1 塔板压力设计
常压操作，即塔顶气相绝对压力p= kPa
预设塔板压力降： kPa
估计理论塔板数：18
估计进料板位置：12
塔底压力：Pw=101.325+0.6×18 =112.125 kPa
进料板压力：101.325+0.6×12 =108.525 kPa
精馏段平均压力：104.925kPa
4.1.2 塔板温度计算
温度（泡点）-液相组成关系式：

又，
则温度（泡点）-气相组成关系式：
(1)
温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：
乙醇：
(2)
丙醇：
(3)
各层塔板压力计算公式：
(4)
塔顶：已知乙醇的气相组成y为产品组成0.9846，操作压力为常压，则通过联立（1）、（2）、(3)由计算机绘图可求得操作温度及组分饱和蒸汽压；
塔底：已知乙醇组成0.01074，通过联立（2）、（3）、(4)并由计算机绘图可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压。
结果如下：
塔顶：PA=103.1102 kPa PB=48.09452 kPa tD=78.6971℃
塔底：PA=222.41892k Pa PB=110.42089 kPa tD=99.4145℃
进料板：PA=162.15676 kPa PB=78.55308 kPa tD=90.2023℃
4.1.3 物料相对挥发度计算
，根据上文求出的数据可得：
塔顶： 2.1439
塔底： =2.01428
进料板：=2.0643
平均相对挥发度： =2.078
4.1.4 回流比计算
最小回流比 (5)
q线方程：采用饱和液体进料时q=1,故q线方程为：
xq=xF=0.5163， (6) 相平衡方程：

（6），（7）联立得：=0.5163, =0.68925，
代入式（5）可以求得：
最小理论板数=11.8687（涉及再沸器）
最适回流比2.497
4.1.5 塔板物料衡算
精馏段操作线方程：
，代入数据得：
y =0.714x +0.286
提馏段操作线

，（），代入数据得：
y = 1.265x -0.0028
相平衡方程:
用图解法求求理论板层数

用逐板法求求理论板层数N=23（涉及再沸器）
根据图表得出x1=0.968521， xF=0.496153， yF=0.67173
4.1.6 实际塔板数的计算
4.1.6.1 黏度（通过液体黏度共线图差得）
乙醇、正丙醇黏度共线图坐标值
物质
X
Y
乙醇
10.5
13.8
正丙醇
9.1
16.5

全塔平均温度为：tm=89.0558 ℃
物料在平均温度下的粘度，通过查表可得：
乙醇：
正丙醇：
全塔平均黏度计算公式:
代入数据可得平均粘度
4.1.6.2总塔板效率
普特拉—博伊德公式：
代入相关数据得：
4.1.7 实际塔板数计算
精馏段板数
提馏段板数
总板数N=48 (涉及塔釜再沸器)
4.2 塔径计算

4.2.1 平均摩尔质量计算
塔顶

进料板

精馏段

4.2.2 平均密度计算
气相平均密度
有抱负状态方程计算，即

液相平均密度
塔顶：℃查手册有：

进料板：℃ 查表有:
进料板液相质量分率：
aA=（0.496153×46.07）/（0.496153×46.07+0.503847×60.1）=0.43

精馏段液相平均密度

4.2.3 液相表面张力计算
塔顶：℃查手册有：

进料板：℃ 查表有:

精馏段平均表面张力

4.2.4 塔径计算
精馏段气液体积流率为
m3/s
取板间距

查史密斯关联图有：

按标准塔径圆整后D=0.8m
4.3 塔截面积

4.4 精馏塔有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精-1）HT=（23-1）×0.45=9.9m，
提馏段有效高度为
Z提=（N提-1）HT=（25-1）×0.45=10.8m，
在塔顶、塔底和进料板上方各开一人孔，其高度为0.8m，
所以精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.8=9.9+10.8+0.8×3=23.1m

4.5 精馏塔热量衡算
4.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算
目的：对塔顶冷凝器进行热量衡算以拟定冷却水的用量
如图4-2所示，对精馏塔塔顶冷凝器进行热量衡算
QV’
’

4.5.1.1 热量衡算式

式中 QV’——塔顶蒸气带入系统的热量；
QL——回流液带出系统的热量；
QD——馏出液带出系统的热量；
QW’——冷凝水带出系统的热量。
4.5.1.2 基准态的选择
上文中已经求出塔顶蒸汽温度℃，该温度也为回流液和馏出液的温度。同时，操作压力为101.325kPa。
以塔顶操作状态为热量衡算基准态，则
QL= QD=0
4.5.1.3 各股物料热量计算
查得乙醇和正丙醇正常沸点为351.45K和370.25K，在正常沸点下的汽化焓分别为38.56kJ/mol、41.44kJ/mol，算出乙醇和正丙醇在78.6971时的气化焓分别为38.531 kJ/mol、43.130 kJ/mol
由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为

代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为

4.5.1.4 冷却水的用量
设冷却水的流量为，则
＝Cp(t2－t1)
已知：t1＝25℃ t2＝45℃
以进出口水温的平均值为定性温度：
查得水在35℃时的比热容为： Cpm＝4.175kJ/(kg.℃)
∴

4.5.2 全塔的热量衡算
目的：拟定再沸器的蒸汽用量
如图4-3所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算
QF
QW’
QD
QL
QW
QV

图4-3 全塔热量衡算图
4.5.2.1 热量衡算式
根据热量衡算式，可得

由设计条件知： ＝5%＝0.05
∴ ＋0.95＝＋＋
式中 —进料带入系统的热量
—加热蒸汽带入系统的热量
—馏出液带出系统的热量
—釜残液带出系统的热量
—冷却水带出系统的热量
—热损失
4.5.2.2 各股物流的温度
由上文计算结果：
tF＝90.2023 ℃ tD＝78.6971℃ tW＝99.4145 ℃
4.5.2.3 基准态的选择
以101.33kPa、78.4779℃的乙醇和正丙醇为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则
QD=0
4.5.2.4 各股物流热量的计算
由于温度变化不大，采用平均温度
即362.514K
据:
查《汽液物性估算手册》得：
乙醇：
正丙醇：
故乙醇的比热容为：
Cpm=75.07
丙醇的比热容为：
Cpm=99.49
由此可求得进料与釜残液的热量分别为

将以上结果代入到热量衡算式中

解得：

热量损失为：

4.5.2.5 加热蒸汽的用量
设加热蒸汽的用量为，则：。已知蒸气的压力为5kgf/cm2（绝压），查得该压力下蒸汽的汽化热为 r＝2113kJ/kg
由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为

5．板重要工艺尺寸计算
5.1 溢流装置计算
因塔径D=0.8m,可选单溢流的弓形降液管
5.1.1 堰长
取堰长lw=0.800D，则lw=0.64m
5.1.2 溢流堰高度
hw=hl-how
采用平直堰，堰上液层高度

近似取E=1，由lw=0.64m，Lh=0.000958×3600=3.45m3/h,查图得：how=0.0085m，则hw=0.0515m
5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由于lw/D=0.8，查图得：Af/AT=0.142,Wd/D=0.2,
则Af=0.0717m2，Wd=0.160m
依下式验算液体在降液管中停留时间，即
s
故降液管的设计合理
5.1.4 降液管底隙高度h0

取降液管底隙处液体流速u0’=0.07m/s,则h0=0.0214m,
取h0=0.025m
5.2 塔板布置
5.2.1 塔板的选用
本流程所解决的物系可选用F1型重浮阀，相关数据如下：
阀片厚度/m 0.002
阀片质量/kg 0.033
阀孔直径d0/m 0.039
阀片直径/m 0.048
5.2.2 边沿宽度和破沫区宽度的拟定
取
5.2.3 鼓泡区面积的计算
鼓泡区面积Aa按下式计算

其中：

5.2.4 浮阀的数目与排列
取阀孔动能因子F0=10，则孔速

每层塔板上的浮阀数为

因塔径不大可以采用整块式塔板，浮阀排列方式采用等边三角形叉排。取孔心距

按等边三角形叉排作图如下：

排得阀数61个，按N=61重新核算孔速激发空动能因数：
u0=0.5704/(π/4×（0.039）2×61)=7.83m/s
F0=7.83×1.68920.5=10.18
阀孔动能因数F0变化不大仍在9-12范围内。
塔板开孔率=u/u0=1.135/7.83×100%=14.5%
5.3 阀孔的流体力学验算
5.3.1 塔板压降
5.3.1.1干板阻力hC计算
阀全开前：（u0≤uoc） （1）
阀全开后：（u0≥u0c） （2）

因u0<uoc,故按（2）式计算干板阻力，即

式中hc——干板压降，m 液柱；u0——筛孔气速，m/s；
5.3.1.2 板上液层的有效阻力

对于浮阀塔板，取0.545
hw——外堰高，m；
how——堰上液流高度，m；
代入数据得：
液体表面张力产生的阻力较小，在计算时可忽略。
5.3.1.3 总压降
每层塔板压降为

5.3.2 液泛
对于浮阀塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差导致的影响。
液体通过降液管的压强降
指降液管中清夜层高度
为板上清夜层高度，取值为
为塔板总压降
指与液体流过降液管的压降相称的液柱高度，重要有降液管底隙处的局部阻力导致。由于塔板上未设立进口堰，可按下式计算：
综上，
取全开后的压降为设计压降，即·
乙醇与正丙醇属于不易发泡物质，其泡沫层的相对密度取0.6
为防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的高度不能超过上层塔板的出口堰，即

可见，目前的设计数据符号规定。
5.3.3 液沫夹带
对浮阀塔板多采用泛点率来间接判断液沫夹带量。泛点率是设计负荷与泛点负荷之比。泛点率可由下列两式求得，然后采用计算结果中较大值：

计算得出的泛点率必须满足下述规定，否则应调整有关参数，重新计算。
塔径大于900 mm : F1< 80 % ~ 82 % ;
塔径小于900 mm : F1< 65 % ~ 75 %;
减压塔：F1< 75 % ~77 % 。

由图读出，泛点负荷系数CF = 0.112，由表查出,物性系数K = 1
Z=1.512m。

取较大值61.92%。
塔径小于900 mm，F < 0.65 ~ 0.75，符合工艺规定。
5.3.4 漏液
漏液点气速计算式：，为漏液点动能因子，取值范围为5~6，本设计中取5。

实际孔速>
稳定系数
符合K> 1.5 ~ 2.0，故在本系统中无明显漏液现象。
6．设计筛板的重要结果汇总表
序号 项目 数值
1 平均温度 89.0558
2 平均压力 104.925
3 气相流量 0.5704
4 液相流量 0.000958
5 实际塔板数 N 45
6 有效段高度H 22.05
7 塔径D，m 0.8
8 板间距Ht，m 0.45
9 溢流形式 单溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰长lw，m 0.64
12 堰高hw，m 0.0515
13 板上液层高度hL，m 0.046
14 堰上液层高度how，m 0.0085
15 降液管底隙高度ho，m 0.025
16 安定区宽度ws，m 0.07
17 边沿区宽度wc，m 0.04
18 开孔区面积A0，m2 0.2354
19 阀孔直径，m 0.039
20 阀孔数目n 61
21 孔中心距，m 0.066
22 开孔率，% 14.5
23 阀孔气速，m/s 7.83
24 稳定系数 2.035
25 每层塔板压降，Pa 600