年产量3.8万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计

课程设计说明书

学 院： 生态与资源工程学院 专业班级： 2012级化学工程与工艺(1)班 课程名称： 化工原理课程设计

题 目： 年产量3.8万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计 学生姓名： 卢 学号： 20124121053 指导老师： 吴

2015年6月

目录

1．设计任务.................................................................................................................. 3 2．设计方案.................................................................................................................. 3 3．精馏塔物料衡算...................................................................................................... 5

3.1 物料衡算.......................................................................................................... 5 3.2 摩尔衡算 ....................................................................................................... 6 4．塔体主要工艺尺寸.................................................................................................. 6

4.1 塔板数的确定.................................................................................................. 6

4.1.1 塔板压力设计........................................................................................ 6 4.1.2 塔板温度计算........................................................................................ 7 4.1.3 物料相对挥发度计算............................................................................ 8 4.1.4 回流比计算............................................................................................ 8 4.1.5 塔板物料衡算........................................................................................ 8 4.1.6 实际塔板数的计算.............................................................................. 10 4.1.7 实际塔板数计算.................................................................................. 10 4.2 塔径计算........................................................................................................ 10

4.2.1 平均摩尔质量计算.............................................................................. 10 4.2.2 平均密度计算.................................................................................... 11 4.2.3 液相表面张力计算.............................................................................. 12 4.2.4 塔径计算............................................................................................ 12 按标准塔径圆整后D=2.2m.................................................................................. 13 4.3 塔截面积........................................................................................................ 13 4.4 精馏塔有效高度计算.................................................................................... 13 4.5 精馏塔热量衡算............................................................................................ 13

4.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算...................................................................... 13 4.5.2 全塔的热量衡算.................................................................................. 15

5．板主要工艺尺寸计算............................................................................................ 18

5.1 溢流装置计算................................................................................................ 18

1

5.1.1 堰长lw.................................................................................................. 18 5.1.2 溢流堰高度

hW .................................................................................... 18

5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af ...................................................... 18 5.1.4 降液管底隙高度h0 ............................................................................. 18 5.2 塔板布置........................................................................................................ 18

5.2.1 塔板的分块........................................................................................ 18 5.2.2 边缘宽度的确定................................................................................ 18 5.2.3 开孔区面积的计算............................................................................ 18 5.3.4 阀孔计算.............................................................................................. 19 5.3 阀孔的流体力学验算.................................................................................... 20

5.3.1 塔板压降............................................................................................ 20 5.3.2 液泛.................................................................................................... 21 5.3.3 液沫夹带.............................................................................................. 22 5.3.4 漏液...................................................................................................... 24

6．设计筛板的主要结果汇总表................................................................................ 24 附图.............................................................................................................................. 25

2

1．设计任务

物料组成：乙醇30%、正丙醇70%（摩尔分数）；

产品组成:塔顶乙醇含量》99%，塔底釜液丙醇含量》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：料液可视为理想物系； 年产量（乙醇）：3.8万吨；

工作日：每年工作日为300天，每天24小时连续运行； 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：南平

2．设计方案

蒸馏装置包括精馏塔、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（38000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

3

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，设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。 工艺流程设计： 原料液的走向

原料贮罐 原料预热精馏塔 再沸器 冷却器 全凝器 釜液贮罐 分配器 釜液WL 冷却器 产品贮罐

产品DL 考虑到蒸气压力对设备要求等各方面的影响，选用的蒸气压力为 5kgf/cm2

4

低压蒸气LM 再沸器E-102 冷凝水WC

冷凝水的走向

换热器内物料走壳程，冷却水走管程

冷却水CW 全凝器E-103 冷却器E-105 冷却器E-104 冷却水CWR 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

5

D=38000×1000×0.99÷（300×24×46.07×0.99）=114.29Kmol/h FXF=DXD+WXW （1） F=D+W（2）

联立求出：F=332.08Kmol/h W=217.79Kmol/h

3.2 摩尔衡算

原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MFxFMA1xFMB=55.07 kg/kmol MVDMxDMA1xDMB=46.18kg/kmol

MWxWMA1xWMB=59.74kg/kmol 4．塔体主要工艺尺寸

4.1 塔板数的确定

4.1.1 塔板压力设计

常压操作，即塔顶气相绝对压力p=110.925 kPa 预设塔板压力降：0.6 kPa 估计理论塔板数：18 估计进料板位置：12

6

塔底压力：Pw=101.325+0.6×18 =112.125 kPa 进料板压力：P进101.325+0.6×12 =108.525 kPa 精馏段平均压力：Pm104.925kPa

4.1.2 塔板温度计算

温度（露点）-气相组成关系式：

pApAxA

pBpB1xA

XAppB

ppAByApaxA p0温度（露点）-气相组成关系式：

0pAppy0B0 (1)

ppApB温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）： 乙醇：

lgpA7.33675丙醇：

lgpB6.999911648.220 (2)

t230.9181512.940 (3)

t205.807各层塔板压力计算公式：

ppAxApB1xA (4)

塔顶：已知乙醇的气相组成y为产品组成0.9923，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0.01，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=102.21875 kPa PB=47.64263 kPa tD=78.4779℃

7

塔底：PA=222.41892k Pa PB=110.42089 kPa tD=99.4145℃ 进料板：PA=162.15676kPa PB=78.55308kPa tD=92.2008℃ 4.1.3 物料相对挥发度计算

pAp，根据上文求出的数据可得： B塔顶： D2.1455 塔底： W=2.01428 进料板：F=2.06430 平均相对挥发度： 3DWF=2.074

4.1.4 回流比计算 最小回流比RminxDyqy (5)

qxqq线方程：采用饱和液体进料时q=1,故q线方程为：

Xq=XF=0.3585 (6) 相平衡方程：

yxq2.075xqq11x (7)

q11.075xq（6），（7）联立得：xq=0.3585 yq=0.537

代入式（5）可以求得：lgxD1xW最小理论板数N1xDxWminlg=11.625（包括再沸器）

最适回流比R0.09170.0203opt0.3748Nmin1.3536NminRmin3.592

4.1.5 塔板物料衡算 精馏段操作线方程：

8

yRR1x1xD，代入数据得：

R1y =0.7822x +0.2161 提馏段操作线

yWxWLqFxLqFWLqFW，（LRD），代入数据得：

y = 1.4150x -0.0107 相平衡方程:y2.074x

11.074x用图解法求求理论板层数

用图解法求求理论板层数N=21

根据图像得出x1=0.99219 xF=0.35569 yF=0.5337

9

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：89.1935 ℃

物料在平均温度下的粘度，通过查表可得： 乙醇：A0.380 mPa/s 正丙醇：B0.575mPa/s 全塔平均黏度计算公式:lgxFlgA1xFlgB

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：E0.490.245

代入相关数据得：

4.1.7 实际塔板数计算

精馏段板数N精11E23 提馏段板数N提10E21 总板数N=44 (不包括塔釜再沸器)

4.2 塔径计算

D4VSu 4.2.1 平均摩尔质量计算 塔顶

10

MVDMxDMA1xDMB46.178kg/kmol

MLDMx1MA1x1MB46.180kg/kmol

进料板

精馏段

4.2.2 平均密度计算 气相平均密度

有理想状态方程计算，即 mMVmVmP1.7196kg/m3RT

m液相平均密度 塔顶：

℃查手册有：

A740kg/m3m3 LDM740kg/进料板：tF90.2008℃ 查表有:

A728kg/m3B742.8kg/m3

LFM1xx736.81kg/m3A/A1B/B精馏段液相平均密度

11

LM(LDMLFM)/2738.405kg/m3

4.2.3 液相表面张力计算 塔顶：tD78.5436℃查手册有：

LDMA17.3mN/m

进料板：

℃ 查表有:

A16.7mN/m B18.3mN/m

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

VVMVMS36004.188m3sVMLLMLMS36000.007821m3/S

LMLs(2VL/V)1/0.03870s取板间距HT0.45m板上液层高度hL0.06m

HThL0.450.060.39m为

查史密斯关联图有： C200.085

12

CCL.220(20)00.085(17.520.220)0.0828ULVmaxC1.7138m/sV取安全系数为0.7则空塔气速为：

u0.7Umax0.71.71381.19966m/sD4VSu2.109m按标准塔径圆整后D=2.2m

4.3 塔截面积

AT42.223.7994m实际空塔速度为：uVS4A.188.79941.102m/sT34.4 精馏塔有效高度计算

取釜液在塔底停留时间为6 min，釜液距离底层塔板1 m。 釜液流量为：

qwWSMW217.7959.740.2919m3min160W60742.8

储存釜液高度：

HqWtA0.2919679940.461m

T3.塔底空间高度：HBH11.461m1.5m

塔顶空间HD1.2m精馏塔高度HHDHB430.4522.05m

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确定冷却水的用量

13

如图4-2所示，对精馏塔塔顶冷凝器进行热量衡算

QV’ ’ ' QWQL QD

4.5.1.1 热量衡算式

''QVQLQDQW

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tW78.4779℃，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78.4779℃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

'QVVxDVHm乙醇V(1xD)VHm丙醇20231.358kJh1

代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为

Q'W20231.358kJh1

14

4.5.1.4 冷却水的用量 设冷却水的流量为qm水，则

Q'W＝qm水Cp(t2－t1)

已知：t1＝25℃ t2＝45℃

以进出口水温的平均值为定性温度：t1t2mt22545235℃ 查得水在35℃时的比热容为： Cpm＝4.175kJ/(kg.℃) ∴qQ'Wm水Ct20231.358(4525)242.292(kg/h) pm(2t1)4.175

4.5.2 全塔的热量衡算

目的：确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

QW’ QD QF 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

QQ'FQVQDWQWQL

15

由设计条件知： QL＝5%QV＝0.05QV

'∴ QF＋0.95QV＝QD＋QW＋QW

式中 QF—进料带入系统的热量 QV—加热蒸汽带入系统的热量 QD—馏出液带出系统的热量 QW—釜残液带出系统的热量

' QW—冷却水带出系统的热量

QL—热损失 4.5.2.2 各股物流的温度 由上文计算结果：

tF＝92.17325℃ tD＝78.54361℃ 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

tm78.477999.414590.200889.3644℃.即362.514K

3据:Cpma0a1Ta2T2a3T3a4T4R

查《汽液物性估算手册》得：

a04.396Jmol1K1a10.628103Jmol1K2乙醇： a25.546105Jmol1K3

a37.024108Jmol1K4a42.6851011Jmol1K5 16

a04.712Jmol1K1a16.565103Jmol1K2正丙醇：a26.310105Jmol1K3

a38.341108Jmol1K4a43.2161011Jmol1K5故乙醇的比热容为： Cpm=75.07Jmol1K1 mol1K1

丙醇的比热容为： Cpm=99.49J由此可求得进料与釜残液的热量分别为

QFFxFCpm乙醇(tF78.4779)F(1xF)Cpm丙醇(tF78.4779)353227.6422(kJh1)

QWWxWCpm乙醇(tW78.4779)W(1xW)Cpm丙醇(tW78.4779)450768.7606(kJh1)将以上结果代入到热量衡算式中

353227.64220.95QV0450768.760620231.358

1Q123971.0278kJh解得： V

热量损失为：

QL0.05QV6198.551kJh1

4.5.2.5 加热蒸汽的用量

''QVqmrqm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

'qmQV123971.027858.67kgh1 r2113 17

5．板主要工艺尺寸计算

5.1 溢流装置计算

因塔径D=2.2m,可选单溢流的弓形降液管 5.1.1 堰长lw

查表得：lw=1.598m 5.1.2 溢流堰高度

hW

堰上液层高度

hOW0.015取上层清夜层高度hL0.06m hW0.060.0150.045m5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af

查表，得 AT/Af =10

故Af=0.37994m2 Wd=0.344m

依下式验算液体在降液管中停留时间，即

3600AfHT36000.379940.453600Ls0.00782136007.295s

故降液管的设计合理 5.1.4 降液管底隙高度h0

h0hw0.0060.039s

5.2 塔板布置

5.2.1 塔板的分块

因D>800mm，故采用分块式，2块塔板。 5.2.2 边缘宽度的确定 取Wd0.344m,Wc0.05m

5.2.3 开孔区面积的计算 开孔区面积Aa按下式计算

18

r2221Aa2xrxsin180其中： xxr

D2WdWs

WC

rD2D2.2WdWs0.3440.10.656(m)22

D2.2rWC0.051.05(m)22x

r2221xAa2xrxsin()180r22210.65621.050.6561.050.6561801.05sin2.564(m2)

5.3.4 阀孔计算

本流程所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板。 采用FIQ-4A型浮阀，相关数据如下： 阀厚/m 0.0015 阀重/kg

0.0246

阀孔孔径d0/m 0.038

阀孔排列采用叉排方式按正三角形排列

取正三角形排布，列宽h0.075m

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作图得到排列阀孔数n = 420 阀孔总面积A0n0.0382/4

VS4.1888.7967ms1 2A04200.038/4'真实阀孔气速uo浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速。阀孔临界气速与阀孔临界动能因子F0有如下关系：

u0F0V , 其中F0的经验值为9到12。

1上面求得u08.7967ms代入上式得：F0 =11.535，满足经验值所在范围，因此，阀数取420符合工艺要求。

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：hc19.90.175uoL0.03943m

2uoVh5.340.04910m 阀全开后：c2gL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h1

h1hwhow

20

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：h10.0327m

液体表面张力产生的阻力h较小，在计算时可忽略。 5.3.1.3 总压降

每层塔板压降为

阀全开前：hth1hc0.07213m 阀全开后：hth1hc0.08180m 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，故可忽略液面落差造成的影响。

液体通过降液管的压强降HdhdhthL

Hd指降液管中清夜层高度

hL为板上清夜层高度，取值为hLhwhow0.06m ht为塔板总压降

hd指与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，主要有降液管底隙处的局

部阻力造成。由于塔板上未设置进口堰，可按下式计算：

hd0.2(LS20.0078212)0.2（）0.00315 综上，阀全开lwho1.5980.039前：Hd0.003150.072130.060.13528m

阀全开后：Hd0.003150.081800.060.14595m 取全开后的压降为设计压降，即Hd0.14595m·

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HdHThw

HThw0.6(0.450.045)0.297Hd

21

可见，目前的设计数据符号要求。

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：

VSF1VSF2VLVVLV1.36LSZ100%

KCFAb0.78KCFAT100%Z板上液体流程长度，m,对单流型塔板：ZD2Wd；D塔径，m；Wd将液管的宽度，m；Ab板上液流面积，m，对单流型塔板：AbAT2Af；AT塔板截面积，m2；Af降液管截面积，m2；CF泛点负荷系数，由图读出；K物性系数，见表。计算得出的泛点率必须满足下述要求，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 % 。

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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。

23

VSF1VLV1.36LSZ100%KCFAb4.18664.42%1.71961.360.0078211.512738.4051.7196100%10.1123.03952

VSF2VLV100%0.78KCFAT4.1861.7196738.4051.7196100%0.7810.1123.799460.93%取较大值64.42%。

塔径大于900 mm，F < 0.8 ~ 0.82，符合工艺要求。

5.3.4 漏液

漏液点气速计算式：uomin5~6，本设计中取5。

Fominv，Fomin为漏液点动能因子，取值范围为

uomin51.71963.813ms-1

-1实际孔速uo8.7967ms>uomin

u08.79672.3070 稳定系数Ku0min3.813符合K> 1.5 ~ 2.0，故在本系统中无明显漏液现象。

6．设计筛板的主要结果汇总表

序号 项目 数值 1

2 3 4

平均温度tm，℃ 89.3644 平均压力Pm,kPa 104.925 气相流量Vs,(m3/s) 4.188

液相流量Ls,(m3/s) 0.007821

24

5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25

实际塔板数 N 44

有效段高度H,m 22.05 塔径D，m 2.2 板间距Ht，m 0.45 溢流形式 单溢流 降液管形式 弓形 堰长lw，m 1.598 堰高hw，m 0.045 板上液层高度hL，m 0.06 堰上液层高度how，m 0.015 降液管底隙高度ho，m 0.039 安定区宽度ws，m 0.1 边缘区宽度wc，m 0.05 开孔区面积A0，m2 0.476 阀孔直径，m 0.038 阀孔数目n 420 孔中心距，m 0.075 开孔率，% 12.5 阀孔气速，m/s 8.7967 稳定系数 2.3070 每层塔板压降，Pa 600

附图

25