课程设计：乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计.doc

1、成绩 华北科技学院化工原理课程设计说明书设计题目：分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计姓 名： 熊 先 清 专 业： 化学工程与工艺 班 级： 化工B091 学 号： 200901034112 指导教师： 高丽花 李辰明 设计时间：2012年6月10日至2012年6月22日完成时间：2012年6月22日 评 语： 目录目录2一 设计任务书4二 塔板的工艺设计4（一）设计方案的确定4(二)精馏塔的物料衡算41.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数42.物料衡算4(三）物性参数的计算51。操作温度的确定52。密度的计算63。混合液体表面张力的计算94。混合物的粘度115.相对挥发度12（四）理论板数及实

2、际塔板数的计算121。理论板数的确定122.实际塔板数确定14（五)热量衡算141。加热介质的选择142.冷却剂的选择153.比热容及汽化潜热的计算154.热量衡算17(六）塔径的初步设计191。汽液相体积流量的计算192.塔径的计算与选择20（七)溢流装置221.堰长lW222。弓形降液管的宽度和横截面积233。降液管底隙高度23(八)塔板分布、浮阀数目与排列241.塔板分布242。 浮阀数目与排列24二、塔板的流体力学计算26（一）汽相通过浮阀塔板的压降261.精馏段272。提馏段27（二）淹塔281.精馏段282.提馏段28(三）雾沫夹带29(四）塔板负荷性能图301。雾沫夹带线302.

3、液泛线313。液相负荷上限线324.漏液线325.液相负荷下限线33三、塔总体高度计算351.塔顶封头362。塔顶空间363。塔底空间364人孔365。进料板处板间距376.裙座37四、塔的接管371.进料管372.回流管383.塔底出料管384.塔顶蒸汽出料管385。塔底蒸汽管38五、塔的附属设备设计391.冷凝器的选择392.再沸器的选择39六、总结40七参考文献41一 设计任务书【设计题目】分离乙醇正丙醇混合液的精馏塔设计【设计条件】进料:乙醇含量40(质量分数，下同），其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量93；塔底乙醇含量0。01%生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨,年工72

4、00小时操作条件:间接蒸汽加热；塔顶压强1。03atm(绝压）;泡点进料; R=5 【设计计算】二 塔板的工艺设计 （一)设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇正丙醇混合液。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。（二）精馏塔的物料衡算 1。原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 乙醇的摩尔质量 MA=46kg/kmol 丙醇的摩尔质量 MB=60kg/kmol 原料乙醇的摩尔分数： 塔顶产品的摩尔分数： 塔釜残夜乙醇的摩尔分数：2.物料衡算 原料处理量： 物料衡算： 乙醇的物料衡算: 两式联立得： (三）物性参数的计算表1 乙醇正丙醇混合液的 tx-y 关系（x表示液相中乙醇摩尔分率，y表示气相

5、中乙醇摩尔分率)t97。6093.8592。6691.6088.3286。2584.9884.1383。0680。5078。38x00。1260。1880.2100。3580。4610.5460.6000.6630。8841。0y00.2400.3180。3490.5500。6500。7110。7600。7990.9141.0表1的平衡数据摘自:J。Gmebling，U。onken VaporliquidEquilibrium Data CollectionOrganic Hydroxy Compounds： Alcohols(p。336)。乙醇沸点：78。3；正丙醇沸点：97.2.1。操作温

6、度的确定利用上表中数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tW进料温度：塔顶温度：塔釜温度：精馏段平均温度：提馏段平均温度：2.密度的计算利用式：，计算混合液体的密度和混合气体的密度。(1）塔顶： 塔顶温度：tD=79。40 气相组成yD:进料： 进料温度：tF=86.17 气相组成yF： 塔釜： 塔釜温度:tW=97.60 气相组成yW： (2)精馏段平均液相组成：精馏段平均汽相组成:精馏段液相平均相对分子量: 精馏汽相平均相对分子量： （3）提馏段平均液相组成：提馏段平均汽相组成：提馏段液相平均相对分子量: 提馏汽相平均相对分子量： (4）进料、塔顶及塔釜混合液的密度表2：

7、不同温度下乙醇和正丙醇的密度温度/707580859095100乙醇748.87739.87735。87731。87728.87723.87715。87正丙醇762.56755。86750。86745.87740.87735.87730。87 利用表2中的数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tW下的乙醇和正丙醇的密度。进料温度tF：tF=86.17 塔顶温度tD:tD=79.40 塔釜温度tW：tW=97。60 (5） 精馏段液相平均密度和提馏段液相平均密度精馏段液相平均密度:提馏段液相平均密度： （6)精馏段和提馏段混合液的平均摩尔质量塔顶混合液的平均摩尔质量： 进料液的

8、平均摩尔质量: 塔底釜残液的平均摩尔质量：所以，精馏段混合液的平均摩尔质量： 提馏段混合液的平均摩尔质量: （7） 精馏段汽相平均密度和提馏段汽相平均密度塔顶混合液汽相平均密度:进料液汽相平均密度：塔底釜残液汽相平均密度：所以，精馏段汽相平均密度：提馏段汽相平均密度：3.混合液体表面张力的计算表3：不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力温度/707580859095100乙醇18。217.917.417。016.416.115。7正丙醇19。819。518。918.518。117。617。2利用上表中数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tW下的乙醇和正丙醇的表面张力。液相平均表面

9、张力按下式计算： (1) 混合液体表面张力 原料液的表面张力 乙醇的表面张力：正丙醇的表面张力:原料液的表面张力塔顶液的表面张力乙醇的表面张力：丙醇的表面张力:塔顶液的表面张力 釜残液的表面张力乙醇的表面张力：丙醇的表面张力:釜残液的表面张力(2)提馏段和精馏段的平均表面张力 精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：4。混合物的粘度表4:不同温度下乙醇和丙醇的粘度温度707580859095100乙醇0。510.4800。4260。4100.3700.3450。325正丙醇0。850.7500。6850.6400。5650。4950.460利用表4中的数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温

10、度tD塔釜温度tW下的乙醇和正丙醇的粘度。 （1） 混合液体粘度精馏段的平均温度为：,该温度下 乙醇的粘度为：正丙醇的粘度为：精馏段混合液的粘度为：（2)提馏段的平均温度为：,该温度下 乙醇的粘度为：正丙醇的粘度为：提馏段混合液的粘度为：5.相对挥发度由, 得由, 得由， 得精馏段的相对挥发度：提馏段的相对挥发度：平均相对挥发度(四)理论板数及实际塔板数的计算1。理论板数的确定 设计条件已确定回流比R=5，并且是泡点进料，q=1则， 本设计采用图解法求解理论板数。由表1中乙醇和正丙醇的气液平衡数据，绘出x-y图,如下图: 操作线方程精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为： 利用逐板计算法计算

11、理论板数层数x值y值备注10。9085228090。94520。8612338830.914799530。8024253990。87540782540.7334789380.82642035750.658020220。76898795660。5814051940。70613084370。5093202320.64231052780。4461970850。582263753进料板90。3506259860。522920684100。2557388920。410911356110.1741142020.299703682120。1121195410.204039544130。0693425950。

12、131381802140.041744120.081247222150。0247024850.048901808160。0144630370.028929012170。0084113510。01692838180。0048695250。009835803190.0028084870。005684783200.0016131420。003269246210.0009212190。001868302220.0005211510。001057369230。0002899830。000588489240.0001564590.00031756257。9351E050。000161069塔釜由上表看出全

13、塔理论板数为块(包含再沸器）加料板为第8块理论板。 精馏段理论板数:块；提馏段理论板数：块2.实际塔板数确定精馏段: 已知：， 块提馏段: 已知:， 块则全塔所需的实际板数为:块全塔效率:实际加料板的位置在第15块板。 （五)热量衡算1。加热介质的选择常用的加热介质有饱和水蒸汽和烟道气.由于水蒸气清洁易得,不易结垢，不腐蚀管道的优点，本设计采用饱和水蒸汽作为加热介质。饱和水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程谁相应减少，但是压力不宜过高.2.冷却剂的选择常用的冷却剂式水和空气,本设计考虑用冷凝水作为冷却剂。3。比热容及汽化潜热的计算表5：不同温度下乙醇和正丙醇的比热容温度60708090100乙醇

14、KJ/(Kg）3。073.253.483。693.89正丙醇KJ/(Kg）2.8633.133。263。34表6:不同温度下乙醇和正丙醇的汽化热温度708090100乙醇kJ/kg810820.5840。8860。9丙醇kJ/kg673690。5703.5745。5(1) 塔顶温度tD下的比热容 塔顶温度tD=79。40 ，使用内插法求该温度下乙醇和正丙醇的比热容。 乙醇的比热容: 正丙醇的比热容： （2）进料温度tF下的比热容进料温度:tF=86.17乙醇的比热容：正丙醇的比热容： (3)塔底温度tW下的比热容塔釜温度：tW=97。60 乙醇的比热容：正丙醇的比热容： （4)塔顶温度tD下的

15、汽化潜热 内插法计算出塔顶温度下的汽化潜热。乙醇的汽化潜热：正丙醇的气化潜热: 4.热量衡算(1）0时塔顶上升的热量Qv 塔顶以0为基准 （2）回流液的热量 注：此为泡点回流。根据t-xy图查得此时组成下的泡点tD=79。20图2：乙醇正丙醇混合液的 tx-y 关系图此温度下, 正丙醇的比热容: (3)塔顶馏出液的热量 因馏出口与回流口组成相同,所以 (4）进料的热量(5)塔底残液的热量（6）冷凝器消耗的热量（7)再沸器提供热量（全塔范围列热量衡算式） 取塔釜热量损失为10，则, 再沸器的实际热负荷： 计算得： 计算结果见下表:表7：热量衡算计算结果项目进料冷凝器塔顶流出液塔底流出液再沸器平均

16、比热容181.65161。22199。26-热量1016178。517296093.33403562。24640998。708138106。4（六)塔径的初步设计1。汽液相体积流量的计算(1)精馏段: 已知: , ，则质量流量为: 体积流量为： （2）提馏段已知：, ,则质量流量为: 体积流量为： 2.塔径的计算与选择(1)精馏段利用；， 史密斯关联图如图3所示.图3：史密斯关联图横坐标数值：取板间距:,，查图3可知： ，塔径:，塔径圆整：塔横截面积:空塔气速：(2）提馏段横坐标数值：取板间距：，查图3可知： ，塔径：,塔径圆整:塔横截面积：空塔气速：（七)溢流装置1。堰长取出口堰高：本设计采

17、用平直堰，堰上高度按下式计算 (因溢流强不是很大，近似取溢流系数E=1）(1) 精馏段 溢流堰高度：(2) 提馏段溢流堰高度：2.弓形降液管的宽度和横截面积降液管的型式：因塔径和流体流量适中，故选取弓形降液管。查图： 查图得：，验算降液管内停留时间：(1) 精馏段 （2) 提馏段图4：弓形降液管的参数3.降液管底隙高度（1)精馏段 降液管底隙的流速 (2）提馏段 (八）塔板分布、浮阀数目与排列1.塔板分布 本设计塔径，因,故采用分块式塔板。2。 浮阀数目与排列(1）精馏段 取浮阀动能因子孔速： 每层塔板上浮阀数目：取边缘区宽度：；泡沫区宽度：计算塔板上的鼓泡区面积： ，其中， 代入数据， 浮阀

18、排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距估算排列间距：若考虑到塔径较大,必须采用分块式塔板，而个分块的支撑于衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排列间距不宜86mm,而应小些，故取，按、,以等腰三角形叉排作图（浮阀排列示意图略），排得浮阀数为165个。按个重新核算孔速和阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大，仍在范围之内。塔板开孔率：（2）提馏段取浮阀动能因子孔速： 每层塔板上浮阀数目：浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距估算排列间距：故取，按、，以等腰三角形叉排作图（浮阀排列示意图略)，排得浮阀数为170个.按个重新核算孔速和阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大，仍在范围之内。塔板

19、开孔率:二、塔板的流体力学计算(一）汽相通过浮阀塔板的压降依据，来计算。1.精馏段（1）干板阻力 因，故 （2)板上充气液层阻力取, ，则 (3)液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，通常可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为: 2.提馏段（1)干板阻力 因，故 (2）板上充气液层阻力取， ，则 (3）液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小,通常可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为: （二）淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中的清液层高度，1.精馏段 (1)单层气体通过塔板的压降相当的液柱 （2）液体通过塔板的压降相当的液柱高度 （3)板上液层高度 ，则 取,已选定

20、,，则可见，所以符合防止淹塔的要求。2.提馏段(1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱 （2）液体通过塔板的压降相当的液柱高度 (3)板上液层高度 ，则 取，已选定，则可见，所以符合防止淹塔的要求。（三）雾沫夹带（1)精馏段泛点率：板上液体流经的长度：板上液馏面积：取物性系数,泛点负荷系数代入数据: 对于较大的塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由上面计算结果可知，雾沫夹带能够满足要求。(2）.提馏段 取物性系数，泛点负荷系数泛点率:（四）塔板负荷性能图1.雾沫夹带线泛点率：根据上式可作出负荷性能图的雾沫夹带线.按泛点率80计算。（1)精馏段泛点率:， 由上式可知雾沫夹带线为直线

21、,则在操作范围内任取值，可算出(2)提馏段泛点率：在操作范围内任取值，可算出,计算结果见下表：表8：雾沫夹带线计算结果精馏段提馏段0。0022.160。0022。050.0062.000。0061.890。011。830。011。732。液泛线，根据此式确定液泛线，忽略式中的(液体表面张力引起的阻力)。其中(1）精馏段 整理得:(2）提馏段整理得： 表9:液泛线计算结果精馏段提馏段0。0013。1210.0013.0910。0023.0540。0023.0210.0032.9940。0032。9510。0042。9340.0042.8770。0052。8750.0052.7980.0072。7

22、500。0072。6153。液相负荷上限线 液体的最大流量应保证降液管内停留时间不低于.液体的在降液管内的停留时间:以作为液体在降液管内的停留时间的下限，则 4.漏液线 对于型重阀，做作为规定最小负荷的标准，则(1)精馏段（2)提馏段5.液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限线条件，作出液相负荷下限线，改线为与汽相流量无关的直线。 ，由雾沫夹带线、液泛线、液相负荷上限线、漏液线、液相负荷下限线作出塔板负荷性能图，如下图所示由塔板负荷性能图可以看出:在任务规定的气液负荷下的操作点(设计点)处在适宜操作区内的适中位置；塔板的气液相负荷完全由雾沫夹带线控制，操作下限由漏液线控制；按固定的气液

23、比，由图可以查出:精馏段汽相负荷上限，精馏段汽相负荷下限提馏段汽相负荷上限，提馏段汽相负荷下限精馏段的操作弹性：提馏段的操作弹性：浮阀塔设计计算结果汇总见下表：浮阀塔设计计算结果汇总序号项目计算数据备注精馏段提馏段1塔径/m1。41。42板间距/m0。450.453塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板4空塔气速（m/s)1.011.005堰长/m0。910。916堰高/m0。0550.0507板上层高度0。070。078降液管底隙高度/m0。0350.0229浮阀数/个165170等腰三角形叉排10阀孔气速（m/s)8.8377。95911阀孔动能因子10.3610.5312临界阀孔气速/（m/

24、s）7.8037.36813孔心距/m0.0750.075同一横排孔心距14排间距/m0。0860.082相邻横排中心距离15单板压降/Pa571。6577。2316降液管内清液层高度/m0。15040。158817泛点率/59。9264.2218汽相负荷上限2.202。18雾沫夹带控制19汽相负荷下限0.750。73漏液控制20操作弹性2。932。85三、塔总体高度计算塔总体高度利用下式计算：其中：n为实际板数；nF为进料板数；HF为进料处板间距；nP人孔数;Hp人孔处板间距；HD塔顶空间；HB塔顶空间;H1塔顶封头高度H2裙座高度。1.塔顶封头封头分为椭圆形、蝶形封头等。本设计采用椭圆形封

25、头。由公称直径,查表得曲面高度，直边高度,内表面积，容积。则封头高度:2.塔顶空间设计中取塔顶间距，考虑到需要安装除沫器,所以选择塔顶空间1。2m3。塔底空间设计中塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为5min,却塔底液面至最下一层塔底之间距离为1。5min。则4人孔对于的板式塔，为安装、检修的需要,一般每隔塔板设以人孔，本塔中共有49快板，需设置个人孔6个人孔，每隔人孔直径为450mm,在设置人孔出板间距.5。进料板处板间距 考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距6。裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座.由于裙座内径大于800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径:圆整后：，考虑到再沸器，取裙座高塔体总高度: 四、塔的接管1。进料管进料管的结构类型很多，由直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下：泵送料液进塔式，取为，本设计取，查标准系列选取规格的