武夷学院

课程设计说明书

课程名称： 化工原理课程设计

题 目： 板式精馏塔的设计

学生姓名： 韩惠芬 学号： 20092061037

系 别： 环境与建筑工程系

专业班级： 2009级应用化工技术

指导老师： 李素琼

2010年12月

1．设计任务

物料组成：为乙醇 25%、正丙醇 75%（质量分数）；

产品组成:塔顶乙醇含量》99%，塔底釜液丙醇含量》98.5%；

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）： 10万吨；

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。

2．设计方案

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，产品质量稳定等优蒸点，本课程设计中年产量大（ 100000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

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

冷凝水的走向

换热器内物料走壳程，冷却水走管程

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

F=Kmol/h

FXF=DXD+WXW （1） F=D+W（2）

联立求出：F= 301.47Kmol/h W=213.52Kmol/h

3.2 摩尔衡算

原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

=55.85 kg/kmol

=46.18kg/kmol

=59..83kg/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= kPa

预设塔板压力降： kPa

估计理论塔板数：18

估计进料板位置：13

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（露点）-气相组成关系式：

温度（露点）-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0.9923，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0.02593，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=102.538 kPa PB=48.029kPa tD=78.625℃

塔底：PA=219.145 Pa PB=108.706 kPa tD=100.065℃

进料板：PA=175.976 kPa PB=85.983 kPa tD=99.093℃

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： 2.135

塔底： =2.016

进料板： =2.047

平均相对挥发度： =2.065

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=0.303 (6) 相平衡方程：

（6），（7）联立得： =0.303 =0.473

代入式（5）可以求得：

最小理论板数=13（包括再沸器）

最适回流比4.198

4.1.5 塔板物料衡算

精馏段操作线方程：

，代入数据得：

y =0.808x +0.191

提馏段操作线

，（），代入数据得：

y = 1.468x -0.009126

相平衡方程:

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=0.984 xF=0.297 yF=0.467

塔板物料数据如下：

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

全塔平均温度为：90.209℃

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=36 (不包括塔釜再沸器)

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

有理想状态方程计算，即

液相平均密度

塔顶：℃查手册有：

进料板：℃ 查表有:

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

为

查史密斯关联图有：

按标准塔径圆整后D=2.0m

4.3 塔截面积

4.4 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：

储存釜液高度：

塔底空间高度：

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

如图4-2所示，对精馏塔塔顶冷凝器进行热量衡算

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78.4779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

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：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

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＝92.908 ℃ tD＝78.625℃ tW＝99.093℃

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=102.990

丙醇的比热容为：

Cpm=99.939

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．板主要工艺尺寸计算

5.1 溢流装置计算

因塔径D=2.0m,可选单溢流的弓形降液管

5.1.1 堰长

查表得： =1.2m

5.1.2 溢流堰高度

堰上液层高度

5.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af

查表，得

AT/Af =0.125

故Af=0.0877m2

Wd=0.25m

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

s

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

5.2.3 开孔区面积的计算

开孔区面积Aa按下式计算

其中：

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/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

作图得到排列阀孔数n = 420

阀孔总面积

真实阀孔气速

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：

, 其中F0的经验值为9到12。

上面求得代入上式得：F0 =9.573，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：

阀全开后：

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

阀全开前：

阀全开后：

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

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：

综上，阀全开前：

阀全开后：

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：

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 % 。

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：，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．设计筛板的主要结果汇总表

年产10万吨精馏塔设计(1)[2]