乙醇－水连续浮阀式精馏塔的设计方案第1章前言1.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。

对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。

精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。

精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。

1.2精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。

常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。

二：效率高：气液两相在塔保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

五：结构简单，造价低，安装检修方便。

六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。

1.4常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。

而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。

近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。

实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。

浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。

所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。

乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。

所以有必要做好本次设计1.4．本设计所选塔的特性浮阀塔的优点是：1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动围比筛板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。

但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。

随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。

近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适第二章流程的确定和说明2.1设计思路首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。

因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。

气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。

塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。

最终，完成乙醇和水的分离。

2.1设计流程乙醇—水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附流程图)。

第三章 精馏塔的工艺计算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 46.07/A M kg kmol = 水的摩尔质量 18.02/B M kg kmol = 原料加料量 F ＝100kmol/h 进料组成 x F ＝0.275馏出液组成 x D ＝0.843 釜液组成 x w ＝0.013 塔顶压力 p ＝100kpa 单板压降 ≤0.7 kPa()1 0.27346.0710.27318.0225.70/F F F M x M x M kg kmol=⨯+-⨯=⨯+-⨯=乙醇 水（）()0.83146.0710.83118.0241.60/D M kg kmol =⨯+-⨯= ()0.01246.0710.01218.0218.36/W M kg kmol =⨯+-⨯= 3.1.2物料衡算精馏塔二元系物料0.2730.0120.3190.8310.012F W D W x x D F x x --===-- F D WF D W Fx Dx Wx =+⎧⎨=+⎩⇒1001000.2730.8310.0121D WD W=+⨯=+解得：D=31.6/kmol h W=68.4/kmol h精馏段：L=RD=2.36×31.6=74.51 kmol/hV=（R+1）D=（2.36+1）×31.6=106.08kmol/h提馏段：L =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hV =V+(q －1)F=V=106.08 kmol/h3.2回流比的确定3.2.1平均相对挥发度的计算查[1]由相平衡方程1(1)x y x αα=+- 得(1)(1)y x x y α-=-由常压下乙醇-水溶液的平衡数据x 0.18 0.2 0.25 0.3 0.35 0.4 y 0.51 0.525 0.551 0.575 0.595 0.61 x 0.45 0.55 0.5 0.6 0.65 0.7 y0.6350.6780.6780.6970.7250.755由道尔顿分压定律i yp p =及A A Ai B B BP x P x ναν== 得 ()()11A B A B i A B A B y y y y x x x x α-==- 将上表数据代入 得：序号 1 2 3 4 53.6815 3.1569 2.7254 2.3501 2.1263i α序号 6 7 8 9 101.9155 1.7228 1.5408 1.4196 1.3207则' 3.04α== 则 平衡线方程：()()3.04 3.04111 3.0411 2.04x x xy x x xαα===+-+-+3.2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定x F ＝0.275 x D ＝0.843x w ＝0.012 α=3.04 因为q=1所以Xe= x F ＝0.275 由相平衡方程1(1)xy xαα=+-= 0.536最小回流比min 1.18D ee ex y R y x -==-操作回流比取最小回流比的1.6倍R =1.6min R =2.363.3板数的确定3.3.1精馏塔的气液相负荷精馏段：L=RD=2.36×31.6=74.51 kmol/hV=（R+1）D=（2.36+1）×31.6=106.08 kmol/h提馏段：L =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hi αV =V+(q －1)F=V=106.08 kmol/h3.3.2精馏段与提馏段操作线方程精馏段操作线方程： 10.7020.251n n D n L Dy x x x V V+=+=+ 提馏段操作线方程：1 1.6450.008D F n n D n Dx Fx Ly x x x V V+-=+=- 3.3.3逐板法确定理论板数及进料位置对于甲醇—水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。

根据求得的相对挥发度α可知相平衡方程为 1(1)nn n x y x αα=+-⇒ (1) 2.08 1.08n n n nny y x y yαα==--- 因为泡点进料，q=1， 0.275q F x x == 第一块板上升的蒸汽组成 10.843Dy X==第一块板下降的液体组成由式（c ）求取10.6385x=由第二块板上升的气相组成用（a ）式求取:20.6992y=由第二块板下降的液体组成如此反复计算： 30.5552y =,30.2911x =40.4553y=,40.2157x =< F x因第5块板上升的气相组成由提馏段操作方程（b ）:计算1 1.6450.008D F n n D n Dx Fx Ly x x x V V+-=+=- 如此反复计算： 50.3468y =,50.1487x =60.2366y =,60.0925x =70.1442y =,70.0525x = 80.0784y =,80.0272x =90.0368y=,90.0124x =< w x =0.013根据以上求解结果得： 总理论板数为 9 （包括再沸器） 进料板位置为 4 精馏段理论板数 3 提馏段理论板数 6 3.3.4全塔效率由进料组成 0.275F x =经查表 得 泡点温度78.24d T =℃ 99.32w T =℃ 在此温度下 查文献 得 ：0.55583.A a mp s μ= 0.28767.B a mp s μ= 则进料液再该温度下的平均粘度为：()'0.555830.28767/20.42175μ=+=则板效率E 由()0.245''0.49E a μ-=计算E ==0.401则 实际塔板数：9N 220.401== 精 馏 段: 13N 7.4870.401==≈ 提 馏 段: 2614.96150.401N ==≈3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.4.1操作温度的计算 1.)塔顶温度计算查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时,其沸点分别为78.7℃78.4℃塔顶温度为D T ,则由插法:0.7078.70.800.7078.478.7D D x T --=--, 78.24D T ⇒=℃2.)进料板温度查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.20和0.30时,其沸点分别为83.2℃和81.7℃0.843Dx =设塔顶温度为F T ,则由插法:0.2083.20.300.2083.281.7F F x T --=--, 82.13F T ⇒=℃3.)塔釜的温度查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100℃和90.6℃设塔顶温度为W T ,则由插法:0.001000.050.0090.6100W W x T --=--,96.92W T ⇒=℃则 精馏段的平均温度:278.2482.1380.192m T +==℃提馏段的平均温度:196.9282.1389.532m T +==℃3.4.2操作压强塔顶压强：P D =100 kpa 取每层塔板压降:ΔP=0.7 kpa0.275Fx =0.013W x =则 进料板压力: 1000.77104.9F P kpa =+⨯= 塔釜 压力: 1000.77104.9W P kpa =+⨯= 则 精馏段的平均操作压强:1100104.9102.52m P kpa +== 提馏段的平均操作压强:2110.5104.9107.72m P +==3.4.3塔各段气液两相的平均分子量乙醇的摩尔质量 46.07/A M kg kmol =水的摩尔质量 18.02/B M kg kmol =由公式得1.)对于塔顶10.843x = , 10.843y = 对于气相平均分子量:()()1110.84346.0710.84318.0241.74/VD A BM y M y M kg kmol=+-=⨯+-⨯=1ii ii M x M ==∑对于液相平均分子量:()111LD A BM x M x M =+-()0.638546.0710.638518.0235.88/kg kmol=⨯+-⨯=2.)对于进料板60.2157x =, 60.4553y =对于气相平均分子量;()551VF A BM y M y M =+-()0.215746.0710.215718.0224.04/kg kmol=⨯+-⨯=对于液相平均分子量:()551LF A BM x M x M =+-()0.455346.0710.455318.0230.75/kg kmol=⨯+-⨯=3.)对于塔釜160.0124x = 160.0368y =对于气相平均分子量:()16161VW A BM y M y M =+-()0.036846.0710.036818.0219.03/kg kmol =⨯+-⨯=对于液相平均分子量:()16161LW A BM x M x M =+-()0.012446.0710.012418.0218.35/kg kmol=⨯+-⨯=则 精馏段的平均分子量;气 相:12VF VDVM M M M +=41.7430.75236.25/kg kmol+== 液 相 :12LF LDLM M M M +=35.8824.04229.96/kg kmol+== 提馏段的平均分子量;气 相:22VD VWVM M M M +=19.0330.75224.89/kg kmol+==液 相 :22LD LWLM M M M +=18.3524.04221.20/kg kmol +== 3.4.4精馏塔各组分的密度 1.）气相平均密度由 PMRTρ=计算： 精馏段的气相平均密度：1111m Vm Vm m p M RT ρ=()3102.536.251.27/8.31480.19273.15kg m ⨯==⨯+提馏段的气相平均密度：2222m Vm Vm m p M RT ρ=()3107.724.890.89/8.31489.53273.15kg m ⨯==⨯+2.）液相的平均密度由11ii i n αρρ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C =查文献 3741.83/A kg m ρ=，3972.9/B kg m ρ= 质量分率 ()0.84346.070.93210.84346.0710.84318.02A α⨯==⨯+-⨯10.0679B A αα=-=则1A B DA Bααρρρ=+⇒ABALBD 1L ρααρρ=+ D ρ31775.2/0.93210.0679763.6972.9m kg ==+（2.）对于进料板 82.13F T C =查文献 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 质量分率 ()0.215746.070.41270.215746.0710.215718.02A α⨯==⨯+-⨯10.5102B A αα=-=则1A B FA Bααρρρ=+⇒ABALB1FL ρααρρ=+ F ρ31862.1/0.41270.5873739.6970.5m kg ==+（3.）对于塔釜096.92W T C = 160.009195x =查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ= 质量分率 ()0.012446.070.03110.012446.0710.012418.02A α⨯==⨯+-⨯10.9689B A αα=-=则1A B WA Bααρρρ=+⇒ABALB1wL ρααρρ=+ w ρ31945.6/0.03110.9689721.2955.1m kg ==+则 精馏段的液相平均密度：31769.2862.1815.6/22D FLm kg m ρρρ++===提馏段的液相平均密度：32945.6862.1903.8/22F WLm kg m ρρρ++===3.4.5液体表面力的计算由 1ii i n x σσ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C = 10.702x =查文献 18.45/A mN m σ=，62.98/B mN m σ=则()0.84318.7510.843663.4225.44/LD mN mσ=⨯+-⨯=（2.）对于进料板52.75/LF mN m σ= （3.）对于塔釜096.92W T C =查文献 16.60/A mN m σ=，59.49/B mN m σ=则 ()0.012416.6010.012459.4958.96/LW mN m σ=⨯+-⨯= 则精馏段的液体平均表面力：125.4452.7539.10/22D FLm mN m σσσ++===提馏段的液体平均表面力：258.9652.7555.85/22F WLm mN m σσσ++===3.4.6液体平均粘度的计算由 1ii i n x μμ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C = 10.702x =查文献 0.504.A a mp s μ=，0.3644.B a mp s μ= 则 0.479.LD a mp s μ= （2.）对于进料板082.13F T C =查文献 0.481.A a mp s μ=，0.349.B a mp s μ= 则 0.374.LF a mp s μ= （3.）对于塔釜096.92W T C =查文献 0.382.A a mp s μ=，0.295.B a mp s μ= 则 0.296.LW a mp s μ= 则精馏段的液体平均粘度：10.4790.3740.427.22LF LDLm a mp s μμμ++===提馏段的液体平均粘度：20.2960.3740.335.22LF LWLm a mp s μμμ++===3.4.7气液负荷计算 精馏段气液负荷计算：311106.0836.250.841/36003600 1.27Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯31174.5131.050.0008/36003600815.6Lm s Lm VM L m s ρ⨯===⨯提馏段气液负荷计算：'322106.824.890.824/360036000.89Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯'32966.4/h V m s ='322174.5121.200.0011/36003600903.8Lm s Lm VM L m s ρ⨯===⨯'33.96/h L m h = 3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1塔径的计算精馏段液气流动参数1122220.00083600815.60.02410.8413600 1.27s Lm LV s Vm L F V ρρ⎛⎫⎛⎫⨯⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭⎝⎭取板间距0.40T H m =，板上清液高度0.06c h m =，0.400.060.34T c H h m -=-=则 查史密斯关联图 得 200.073f c = 又 液体的表面力 20/mN m σ≠∴0.22020f f c c σ⎛⎫= ⎪⎝⎭∴ 0.20.22039.10.0730.0832020f f c c σ⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.083 2.084/u m s === 取安全系数为0.6，则空塔气速：max 0.80.7 2.084 1.459/u u m s ==⨯=则D m ==按标准塔径园整后为： 1.0D m = 塔截面积T A ：220.7854T A D m π==实际空塔气速u ：0.841 1.071/0.785s T V u m s A ===提馏段液气流动参数1122220.0011903.80.04250.8240.89s Lm LV s Vm L F V ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭取板间距0.40T H m =，板上清液高度0.06c h m =， 0.400.060.34T c H h m -=-=则 查史密斯关联图 得 200.073f c = 又 液体的表面力 20/mN m σ≠∴0.22020f f c c σ⎛⎫= ⎪⎝⎭∴ 0.20.22055.850.0730.08842020f f c c σ⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.0884 2.816/u m s === 取安全系数为0.8，则空塔气速：max 0.80.7 2.816 1.971/u u m s ==⨯=则D m ==按标准塔径园整后为： 1.0D m = 塔截面积T A ：220.7854T A D m π==实际空塔气速u ：'0.8241.05/0.785s T V u m s A ===3.5.2精馏塔有效高度的计算 板式塔的塔高按下式计算 初选板间距 H T =0.4m则 ()()710.41510.40.8-⨯+-⨯+ 8.8m = 3.5.3溢流装置计算因为D=1米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。