年产25000吨工业乙醇浮阀精馏塔设计课程设计Word文档下载推荐.docx
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由设计要求，塔顶乙醇的回收率为99%，塔底水的回收率为
H=（qn,W（1-xW）-qn,V0）/（qn,F（1-xF））=824.42×
1-0.00079-339.72558.97×
（1-0.1154）=98.03%
2.3.3操作线方程
精馏段操作线:
Y=RR+1x+1R+1xD,即
y=3.5743.574+1x+13.574+1×
0.8598=0.7814x+0.188
提馏段操作线：
Y’=WV0X'
-WV0XW=824.42339.72X'
-824.42339.72×
0.00079
=2.4268X'
-0.0019
2.3.4用图解法求理论板数（见附图）
总理论板数NT=25（不包括再沸器）
进料板位置NF=22
精馏段理论板数N精=21
提馏段理论板数N提=4
2.3.5实际板层数的初步求取设ET=54%，则
精馏段实际板数N精=21/54%=39
提馏段实际板数N提=4/54%=7
NP=N精+N提=46
2.3.6塔板总效率估算
2.3.6.1操作压力计算
塔顶操作压力PD=101.325kPa
每层塔板压降△P=0.7kPa
塔底操作压力PW=PD+△P×
46=133.525kPa
2.3.6.2操作温度的计算
乙醇和水的饱和蒸汽压均用安妥因方程计算，并通过试差法计算。
乙醇的安托因方程为：
㏒P=A-BC+t（P/kPa,t/℃），其中A=7.33827，B=1650.05，C=231.48。
水的安托因方程为：
㏑P=A-Bt+C+273.14（P/kPa,t/℃）,其中A=16.37379，B=3876.659，C=-43.42。
试差过程见表1和表2。
表1试差计算塔顶的操作温度
P（水）*/kPa
P（乙醇）*/kPa
P（总）
P（总）-PD
47.32946402
109.8548209
101.0887659
-0.236234145
47.71330866
110.718045
101.884781
0.559780962
48.09976518
111.586932
102.6860312
1.361031221
48.48884763
112.461511
103.4925436
2.167543621
47.52106073
110.2857269
101.4861207
0.161120697
47.48268935
110.1994328
101.4065454
0.081545403
47.46351342
110.156307
101.3667773
0.041777328
表2试差计算塔底的操作温度
试差次数
温度/℃
P（总）-Pw
1
100
229.320713
0.181163363
-133.3438366
2
110
142.9441785
320.7860058
143.0846736
9.559673563
3
101
104.7852993
237.3641309
104.8900366
-28.63496343
4
102
108.5542608
245.6388797
108.6625576
-24.86244239
5
103
112.4349009
254.1500144
112.5468558
-20.97814418
6
104
116.4297564
262.9026593
116.54547
-16.97952997
7
105
120.5414014
271.9020085
120.6609763
-12.86402368
8
106
124.7724472
281.1533257
124.8959881
-8.629011878
9
107
129.1255426
290.661945
129.2531563
-4.271843652
10
108
133.6033739
300.4332703
133.7351695
0.210169532
11
109
138.2086653
310.4727757
138.3447539
4.819753916
12
107.8
132.6976986
298.457727
132.828649
-0.696351017
13
107.9
133.1499003
299.4441605
133.2812728
-0.243727212
14
107.95
133.376478
299.9383805
133.5080619
-0.016938129
由试差得到td=80.07℃,tW=107.95℃,平均温度tm=（td+tW）/2=94.01℃。
2.3.6.3黏度的计算
tm=94.01℃时，μ水=0.294mPa·
S,μ乙醇=0.38mPa·
S。
μL=（xiμLi）=0.1154×
0.38+1-0.1154=0.3039mPa·
S
2.3.6.4相对挥发度的计算
∝D=PB,DPH2O,D=110.15647.464=2.3208
∝W=PB,WPH2O,W=299.938133.376=2.2488
平均相对挥发度∝=∝D∝W=2.2845
2.3.6.5塔板总效率的计算
ET'
=0.49∝μL-0.245=0.492.2845×
0.3039-0.245=0.5348
∣ET'
-ET∣=0.42%﹤1%，故假设成立，取ET=0.5348。
2.3.7实际塔板层数的确定
N精=21/0.5348=39
N精=4/0.5348=7
总实际板数NP=N精+N精=46
3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.1操作压力
进料板压降PF=PD+△P×
39=128.625kPa
精馏段平均压降Pm=（101.325+128.625）/2=114.95kPa
3.2操作温度
仍利用安托因方程进行试差，td=80.07℃（见表3）。
表3试差法计算进料板处操作温度
P（总）-PF
70
31.17203408
73.30005225
36.03360738
-92.59139262
80
54.5448902
-74.0801098
90
70.00881077
160.547053
80.45692391
-48.16807609
101.1255168
115.9192424
-12.70575757
163.4671254
34.84212539
120.0848965
-8.540103542
124.3738258
-4.251174213
128.788825
0.163824983
133.3327294
4.707729435
138.0084155
9.383415494
142.8188006
14.19380061
147.7668434
19.14184343
152.855544
24.23054396
158.0879436
29.46294362
15
102.7
111.2588324
251.57155
127.45092
-1.174080027
16
102.8
111.6497173
252.4286317
127.895604
-0.729395955
17
102.9
112.0417393
253.2881181
128.3415714
-0.283428569
18
102.95
112.2381775
253.7187647
128.5650373
-0.059962742
19
102.97
112.3168326
253.8911922
128.6545137
0.0295137
得tF=102.97℃，精馏段平均温度tm=（80.07+102.97）/2=91.54℃。
3.3平均摩尔质量
3.3.1塔顶计算
xD=y1=0.8598,查相平衡图得x1=0.8518
MLDM=0.8518×
46+（1-0.8518）×
18=41.850kg/kmol
MVDM=0.8598×
18=42.074kg/kmol
3.3.2进料板摩尔质量
由图yF=0.2820，查平衡线得xF=0.0359
MLFM=0.0359×
46+（1-0.0359）×
18=19.005kg/kmol
MVFM=0.2820×
46+（1-0.2820）×
18=25.896kg/kmol
精馏段混合物平均摩尔质量：
MLM=（41.850+19.005）/2=30.428kg/kmol
MVM=（42.074+25.896）/2=33.985kg/kmol
3.4精馏段的平均密度
3.4.1气相平均密度（理想气体状态方程）
ρV,m=PmMV,mRTm=114.975×
33.9858.314×
（91.54+273.15）=1.289kg/m3
3.4.2液相平均密度
1ρV,m=（ωi/ρi）
塔顶液相tD=80.07℃时，ρ水=970.955kg/m3ρV,乙醇=737.2kg/m3。
ρLDm=10.94737.2+0.06/970.955=748.005kg/m3。
进料板处tF=102.77℃时，ρ水=957.142kg/m3ρV,乙醇=719.9kg/m3。
进料板液相的质量分数
ωA=0.0359×
460.0359×
46+1-0.0359×
18=0.0869
ρLDm=10.0869719.9+（1-0.0869）/957.42=930.495kg/m3
精馏段平均密度ρLDm=748.005+930.4952=839.25kg/m3
3.5液体表面张力
3.5.1塔顶液相
乙醇-水溶液σ25=25.6×
10-3N/m
TmCD=（xiTiC）=0.8598×
243+0.1402×
374.2=261.394℃
σtDσ25℃=TmCD-TDTmCD-T25℃1.2,故
σtD=261.394-80.07261.394-251.2×
25.6×
10-3=18.622×
3.5.2进料板平均表面张力
σ25℃=33.6×
TmFC=0.1154×
243+0.8846×
374.2=359.02℃
σtFσ25℃=TmFC-TFTmFC-T25℃1.2
σtF=359.02-102.97359.02-251.2×
33.6×
10-3Nm
=24.423×
3.5.3精馏段液相平均表面张力
σLm=（18.622+24.423）×
10-3/2=21.523×
10-3N/m
4精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.1塔径的计算
精馏段气、液相体积流率为
qV,V=qn,VMVm3600ρVm=2.488m3/s
qV,L=qn,LMLm3600ρLm=0.00267m3/s
qV,LqV,V×
ρLρV1.2=0.002672.488×
839.251.2891.2=0.0274
板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，
HT-hL=0.4m，查图得C20=0.084，
C=C20σL0.020.2=0.084×
21.523200.2=0.0852，
umax=CρL-ρVρV=0.0852839.25-1.2891.289=2.172m/s
取安全系数为0.6，则空塔气速为：
u=0.6umax=0.6×
2.172=1.303m/s
D=4qV,Vπu=4×
2.4883.1415926×
1.303=1.56m
圆整后根据工业规格，取D=1.6m。
塔截面积为
AT=π4D2=π4×
1.62=2.01m2
实际空塔气速为
u=qV,VAT=2.4882.01=1.238m/s
4.2精馏塔有效高度的计算
精馏段、提馏段的有效高度分别为
Z精=N精-4HT=39-4×
0.45=15.8m
Z提=N提-2HT=7-2×
0.45=2.3m
进料板上有1个人孔，精馏段有3个人孔，取其高度为0.8m。
Z=Z精+Z提+0.8×
4=15.8+2.3+3.2=21.3m
5塔板主要工艺尺寸计算
5.1溢流装置计算
因塔径为1.6m，选用单流型弓形降液管，采用凹形受液槽。
5.1.1堰长lw
取lw=0.7D=0.7×
1.6=1.12m
5.1.2溢流堰高度hw
有hw=hl-how，选用平直堰，堰上液层高度为how
how=2.841000EqV,L'
lw23
取E=1，
how=2.841000×
1×
0.00267×
36001.1223=0.012m
取板上液层高度hl=0.05m，故
hw=hl-how=0.05-0.012=0.048m
5.1.3弓形降液管高度Wd和截面积Af
由lwD=0.7查图得
AfAT=0.0889,WdD=0.145
故Af=0.0889×
2.01=0.1787m2
Wd=0.145×
1.6=0.232m
依式计算液体在降液管中停留时间
θ=3600AfHTqV,L'
=3600×
0.1787×
0.450.00267×
3600=30.1s
θ>
5s，故降液管设计合理。
5.1.4降液管低隙高度h0
h0=qV,L'
3600lwu0'
，取u0'
=0.08ms
h0=3600×
0.002673600×
1.12×
0.08=0.0298m
hw-h0=0.048-0.0298=0.0182m（>
0.006m）
故降液管低隙高度设计合理。
5.2塔板布置及浮阀数目与排列
取阀孔的动能系数为F0=11
u0=F0ρV=111.289=9.689m/s
浮阀数
N=qV,Vπ4d02u0=2.488π4×
0.0392×
9.689=215
取安定区宽度Ws=0.08m，取边缘区宽度Wc=0.06m
故鼓泡区面积
Aa=2xR2-x2+π180°
R2sin-1xR
其中R=D2-Wc=1.62-0.06=0.74m
X=D2-Wd+Ws=1.6/2-（0.232+0.08）=0.488m
Aa=20.488×
0.742-0.4882+π180°
0.742sin-10.4880.74=1.33m2。
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm，则可按下式估算排间距t'
t'
=AaNt=1.33215×
0.075=0.0824=82.4mm
考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距取较小值,故t'
取80mm。
按t=75mm，t'
=80mm，以等腰三角形作图，阀数为N=215,u0=9.69m/s,
开孔率=uu0=1.2389.69=12.78%
6塔板流体力学验算
6.1气相通过浮阀塔板的压降
hP=hc+hl+hσ
6.1.1干板阻力
uOC=（73.1ρV）11.825=（73.11.289）11.825=9.14m/s
因uO>
uOC,则
hc=5.34u022g×
ρVρL=5.349.6922×
9.81×
1.289839.25=0.0393m
6.1.2板上充气液层阻力hl
取ε0=0.5，hl=ε0hL=0.5×
0.05=0.025m
6.1.3克服表面张力所受的阻力hσ（可忽略不计）
故单板压降
∆P=hPρLg=0.0643×
839.25×
9.81=529Pa
6.2淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤∅（HT+hw），Hd可用下式计算，即
Hd=hP+hl+hd
6.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hP=0.0643m
6.2.2液体通过降液管的压头损失hd
因不设进口堰，
hd=0.153qV,Llwh02=0.153×
0.002671.2×
0.02982=0.000979m
6.2.3板上液层高度hl
取hL=0.05m故
Hd=hP+hl+hd=0.0643+0.05+0.000979=0.1145m
取∅=0.5，HT=0.45，hw=0.048
∅HT+hw=0.5×
0.45+0.048=0.249m
Hd<
∅（HT+hw），符合防止淹塔的要求。
6.3雾沫夹带
F1=qV,VρVρL-ρV+1.36qV,LZLKCFAb×
100%
或F1=qV,VρVρL-ρV0.78KCFAT×
其中ZL=D-2Wd=1.6-2×
0.232=1.136m
Ab=AT-2Af=2.01-2×
0.1787=1.653m
查图得CF=0.171，代入上两式，分别得
F1=2.488×
1.289839.25-1.289+1.36×
1.1361.0×
0.171×
1.653×
100%=35.98%
1.289839.25-1.2890.78×
10×
2.01×
100%=36.40%
计算出得返点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV<
0.1kg液/kg汽的要求。
7塔板负荷性能图
7.1雾沫夹带线
按泛点率为80%计算
qV,V×
qV,L×
1.653=80%
得0.0392qV,V+1.545qV,L=0.2261
即qV,V=5.768-39.413qV,L
7.2液泛线
由∅HT+hw=hP+hl+hd=hc+hl+hσ+hd确定液泛线，忽略hσ项，得到
∅HT+hw=5.34ρVu02ρL2g+0.153（qV,Llwh0）2+1+ε0[hw+2.841000E（3600qV,Llw）23]
u0=qV,Vπ4d02N=1π4×
215qV,V=3.894qV,V
化简为
qV,V2=27.918-21664qV,L-146.4qV,L23
7.3液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s
（qV,L'
）max=AfHT5=0.1787×
0.455=0.01608m3/s
7.4漏液线
对于F1型重阀，依F0=u0ρV计算，又qV,V=π4d02Nu0,则
qV,V=π4d02NF0ρV
（qV,V）min=π4×
215×
51.289=1.131m3/s
7.5液相负荷下限线
取how=0.006m
how=2.841000E[3600（qV,L）minlw]23
取E=1
（qV,L）min=[1000×
how2.84]23×
lw3600=0.000955m3/s
图2负荷性能图
从而可以算得，以液相流量为基准的操作弹性为
操作弹性=4.621.18=3.92.
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