乙醇和正丙醇物系分离系统的设计

1、北京理工大学珠海学院课程设计北京理工大学珠海学院课程设计任务书 2011 2012学年第一学期学生姓名： 谢威宁 专业班级： 09化工1班 指导教师： 李青云 工作部门： 化工与材料学院 一、 课程设计题目 乙醇和正丙醇物系分离系统的设计二、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：25000吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：苯含量40%（wt%）；温度：25；压力：100kpa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量99%（wt%）；塔釜苯含量2%（wt%）操作压力：100kpa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；r=1.9rm2.具体设计内容和要求（1）设计工艺方

2、案的选定（2）精馏塔的工艺计算（3）塔板和塔体的设计（4）水力学验算（5）塔顶全凝器的设计选型（6）塔釜再沸器的设计选型（7）进料泵的选取（8）绘制流程图（9）编写设计说明书（10）答辩三、进度安排时间设计安排10.2610.28设计动员，下达任务书，查阅资料，拟定设计方案，方案论证，物性数据计算10.2811.11工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板层数、实际进料板位置）11.1111.18塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）11.1811.25热量衡算；附属设备的选型和计算11.25-12.02绘制带控制点的工艺

3、流程图（cad图）12.0212.09绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）12.0912.16编写设计说明书，答辩要求2012.01.03将说明书及图纸装订并提交2012.1.41.5答辩四、基本要求序号设计内容要求1设计工艺方案的选定精馏方式及设备选型等方案的选定和论证（包括考虑经济性；工艺要求等）绘制简单流程图2精馏塔的工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际塔板数、实际进料位置等的确定3塔板和塔体的设计设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等 4水力学验算绘制塔板负荷性能图5塔顶全凝器的设计选型计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量6塔釜再沸器的设计选型计算再沸器

4、的传热面积和加热介质的用量7进料泵的选取选取进料泵的型号8绘图绘制带控制点的流程图（cad和手工绘制）9编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参考资料等10答辩每班数不少于20人答辩 教研室主任签名： 2011年10 月14 日45北京理工大学珠海学院课程设计摘 要 浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。本设计对年处理量为二万五千吨乙醇-正丙醇的浮阀连续精馏塔进行了设计。通过对浮阀精馏塔、换热器的设计，使我更好地掌握化工原理的原理与方法。塔顶冷凝装置采用全凝器，用以准确控制回流比；塔底采用直接式蒸汽加热，以提供足够热量。 通过插值法计算出塔内

5、各部位的温度、密度、表面张力、粘度、相对挥发度等各项物性数据；通过逐板法计算出理论板数、板效率、实际板数、进料位置，在板式塔工艺中计算出塔径、有效塔高、筛孔数并通过流体力学的验算，符合各项指标，最后，确定了塔顶全凝器冷却水的用量以及塔底再沸器中加热蒸汽的用量，同时对输送各股物流的管径进行了设计；结果表明，本设计合理。关键词：连续精馏；浮阀精馏塔；精馏塔设计；乙醇；正丙醇目 录北京理工大学珠海学院课程设计任务书i摘 要iii1 绪论12 设计方案说明22.1设计方案的确定22.2工艺流程图33 塔板的工艺设计53.1精馏塔全塔物料衡算53.2常压下乙醇-正丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度关系53.

6、3理论塔板的计算123.4塔径的初步设计143.5溢流装置163.6板塔分布、浮阀数目与排列174 塔板的流体力学计算204.1气相通过浮阀塔板的压降204.2淹塔214.3雾沫夹带224.4塔板负荷性能图225 热量衡算295.1热量示意图295.2热量衡算296 塔附件设计346.1接管346.2筒体与封头356.3裙座356.4人孔357 塔总体高度的设计367.1塔的顶部空间高度367.2塔的底部空间高度367.3塔总体高度368 附属设备设计378.1冷凝器的选择378.2再沸器的选择37主要符号说明38附录1 精馏段和提馏段的浮阀孔局部排布图40附录2 工艺流程图41总 结42参考

7、文献43致 谢441 绪论 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质介质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料他两大类。板式塔内置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，液相为连续相；气相为分散相，其组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。本设计塔板采用板式塔中的浮阀塔板。浮阀塔板是在泡罩塔板和筛板塔

8、的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的特点。其结构特点是在塔板上开若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔板的优点是结构简单、造价方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使踏板效率和操作弹性下降。2 设计方案说明2.1设计方案的确定2.1.1装置流程的确定 精馏过程按操作方式不同，分为连续精馏和间歇精馏

9、两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等特点，适合原料处理量大且需获得组成一定的产品的混合物的分离，工业生产中以连续蒸馏为主。因此本设计中采用连续精馏。由于乙醇-正丙醇物系可以用循环水作冷却介质，减少冷却费用。有必要时可以考虑余热的利用。譬如，用原料液作为塔顶产品冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节约冷却介质。塔顶冷凝器采用全凝器，以便准确地控制回流比。2.1.2操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏。所以本设计中的操作压力采用常压。2.

10、1.3进料热状况的选择本设计采用泡点进料。采用接近泡点的液体进料和饱和液体下进料，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。且乙醇-正丙醇为一般物系，实用常用方式进料。2.1.4加热方式的选择由于在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时，宜采用直接式加热。其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。故本设计采用再沸器加热塔釜料液。2.1.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。设计时应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验选定2.1.6换热器的选择本设计选用u型管换热器，u型管换热器的每

11、根管子可以自有伸缩，而与其他管子跟壳体无关，结构简便，质量轻，使用与高温高压场合。2.2工艺流程图2.2.1原料液的走向注：1：f为进料液物流，组成为xf； 2：d为塔顶馏出液物流，组成为xd； 3：w为塔底釜液物流，组成为xw；图2-1精馏工艺流程图2.2.2全凝器内物流的走向图2-2 全凝器物流流程图 2.2.3再沸器内物流的走向图2-3再沸器物流流程图3 塔板的工艺设计3.1精馏塔全塔物料衡算f:进料量（kmol/s） :原料组成（摩尔分数，下同）d：塔顶产品流量（kmol/s） :塔顶组成w:塔顶残液流量（kmol/s） :塔底组成原料乙醇组成：塔顶组成：塔底组成：进料量：物料衡算式为

12、： 联立代入求解：d=0.008194kmol/s， w=0.009836kmol/s3.2常压下乙醇-正丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度关系表3-1 气液平衡数据表温度温度97.600084.980.5460.71193.850.1260.24084.130.6000.76092.660.1880.31883.060.6630.79991.6088.320.2100.3580.3490.55080.5078.380.8841.00.9141.086.250.4610.6503.2.1温度利用表1中数据差值法求 精馏段平均温度：提馏段平均温度：表3-2 塔顶产品、塔底产品、进料液的摩尔组成及温度

13、汇总塔顶产品塔底产品进料液= 0.9923= 0.0259= 0.4651=78.52=96.83=86.193.2.2密度已知：混合液密度： 混合气密度：塔顶温度：气相组成 进料温度：气相组成 塔底温度：气相组成 （1） 精馏段液相组成 气相组成 所以 （2） 提馏段液相组成 气相组成 所以 表3-3不同温度下乙醇和正丙醇的密度温度t,708090100110乙醇,754.2742.3730.1717.4704.3正丙醇,759.6748.7737.5726.1714.2求得在（kg/） 所以 3.2.3混合液体表面张力表3-4不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力名称6080100乙醇20.25

14、18.2816.29正丙醇21.2719.4017.50求得在下乙醇和正丙醇的表面张力（mn/m）（1） 精馏段的平均表面张力：（2） 提馏段的平均表面张力：3.2.4混合物的粘度表3-5不同温度下乙醇和正丙醇的粘度名称6080100乙醇0.6010.4950.361正丙醇0.8990.6190.444（1) ：精馏段粘度： （2) 提馏段粘度： 3.2.5相对挥发度已知：温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇： 丙醇： 相对挥发度：表3-6不同温度下的相对挥发度计算结果温度/78.52102.1147.812.1480.00108.2450.932.1382.00117.0155.422

15、.1184.00126.3760.222.1086.19137.3265.872.0888.00146.9670.862.0790.00158.2676.732.0692.00170.2883.002.0594.00183.0489.682.0496.83202.4499.882.03 （1) 精馏段的平均相对挥发度：（2) 提馏段的平均相对挥发度：（3） 全塔平均相对挥发度：3.3理论塔板的计算由于泡点进料，q=1，即q为一直线，且已知：精馏段操作线方程： 提段操作线方程： 气液平衡方程：以下用逐板计算法确定精馏塔的理论板层数：（1）精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程

16、）： 相平衡 操作线 相平衡 操作线 计算到则第n-1块板即为进料板。（2）提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）： 相平衡 操作线 相平衡 操作线计算到则理论塔板数为n块计算结果如下： 表3-7逐板法计算理论塔板数结果x编号x的值y编号y的值xd0.9923y10.9923x10.9841y20.9858x20.9709y30.9754x30.9502y40.9591x40.9185y50.9341x50.872y60.8975x60.808y70.8472x70.7272y80.7836x80.6352y90.7111x90.542y100.6378x100.4585

17、y110.569x110.3883y120.4809x120.3081y130.3802x130.2277y140.2792x140.157y150.1905x150.1016y160.1209x160.06202y170.07124x170.03557y180.03804x180.001866由计算结果可知：进料板为第10块板，精馏段塔板数为9，提馏段塔板数为8。理论板块（包括再沸器）由公式：板效率(1) 精馏段(2) 提馏段全塔所需实际塔板数：全板效率：实际加料板位置是从塔顶到塔釜的第20块板3.4塔径的初步设计3.4.1气液相体积流量计算(1) 精馏段 l=0.03032kmol/s v

18、=(r+1)d=(3.70+1)0.008194=0.03851kmol/s 质量流量： 体积流量： （2） 提馏段： 质量流量： 体积流量： 3.4.2精馏段横坐标数值：取板间距，板上液层高度，则查图可知, 圆整：，横截面积：空塔气速：3.4.3提馏段横坐标数值：取板间距,板上液层高度，则查图可知, 圆整：，横截面积：空塔气速：3.5溢流装置3.5.1堰长取堰上液层高度：（1） 精馏段 （2） 提馏段 3.5.2弓形降液管的宽度和横截面由,查图得：则：验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间，故降液管可使用3.5.3降液管底隙高度（1） 精馏段取降液管底隙的流速则（2） 提馏段取3.6

19、板塔分布、浮阀数目与排列3.6.1塔板分布本设计塔径d=1.4m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板3.6.2浮阀数目与排列（1） 精馏段取阀孔动能因子,则孔速为 每层塔板上浮阀数目为 取边缘区宽度，破沫区宽度鼓泡区面积： 其中 所以， 则排间距： 塔径较大，采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排,按，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数124个 按n=124核算阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在范围内塔板开孔率= （2） 提馏段取阀孔动能因子,则孔速每层塔板上浮阀数目为t=75mm,估算排间距取，排得阀数124个 按n=124核算阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在范围内 塔板开孔率

20、=4 塔板的流体力学计算4.1气相通过浮阀塔板的压降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，可忽略不计，因此与气体流经塔板相关的液柱高度为 2、 提馏段（1） 干板阻力 因，故 （2） 板上充气液层阻力（3） 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板相关的液柱高度为 4.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度,即4.2.1精馏段（1） 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度（2） 液体通过压降管的压头损失 （3） 板上层高度,则取，已选定 则可见，符合防止淹塔要求4.2.2提馏段

21、（1） 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度（2） 液体通过压降管的压头损失 （3） 板上层高度，则取则可见，符合防止淹塔要求4.3雾沫夹带4.3.1精馏段 板上液流经长度：板上液流面积：取物性数据k=1.0,泛点负荷系数 对于大塔，为避免过量物沫夹带，泛点率应小于80%，计算满足要求，故物沫夹带能满足（液/kg气）的要求4.3.2提馏段取物性数据k=1.0,泛点负荷系数 由以上计算可知，符合要求。4.4塔板负荷性能图4.4.1雾沫夹带线 据此可作出精馏段、提馏段负荷性能图中雾沫夹带线a1、a2。按泛点率80%计算（1） 精馏段整理得：,即(2) 提馏段整理得：表4-1雾沫夹带线取值精馏段提馏

22、段lsvslsvs0.00082.230.00082.170.0121.920.0121.884.4.2液泛线 由此确定液泛线，忽略式中 而 (1) 精馏段整理得：（2） 提馏段整理得：据此可画出精馏段、提馏段的液泛线b1、b2表4-2液泛线取值精馏段提馏段lsvslsvs0.00085.080.00084.900.0030.0060.0080.0124.844.514.043.070.0030.0060.0080.0124.674.404.183.804.4.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s液体在降液管内停留时间 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则 据此可画

23、出液相负荷上限线c4.4.4漏夜线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则（1) 精馏段 （1) 提馏段 据此可画出精馏段、提馏段的漏液线d1、d24.4.5液相负荷下限线取堰上液层高度m作为液相负荷下限线的条件，作出液相下限线，该直线为与气相流量无关的竖线 取e=1.0,则据此可画出液相负荷下限线e由以上15作出塔板负荷性能图图4-1 精馏段塔板负荷性能图图4-2 提馏段塔板负荷性能图在负荷性能图上，由固定液气比，作出操作线由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。精馏段：精馏段：所以，精馏段操作弹性= 提馏段操作弹性=表4-3 浮阀塔设工艺设计计算结果序号项目数值（精馏段

24、）数值（提馏段）1平均温度tm，82.3691.512气相流量vs，m3/s1.1181.1533液相流量ls，m3/s0.002040.003724实际塔板数n985塔径d，m1.41.46板间距ht，m0.40.47溢流形式单溢流单溢流8降液管形式弓形弓形9堰长lw，m0.980.9810堰高hw，m0.0590.05411板上液层高度hl，m0.070.0712堰上液层高度how，m0.0110.01613降液管底隙高度h0，m0.02310.042214安定区宽度ws，m0.070.0715边缘区宽度wc，m0.0450.04516阀孔直径d，m0.00390.003917实际阀孔数目

25、n12412418孔中心距t，m0.0750.07519开孔率，%9.679.6320空塔气速，m/s0.730.7521临界阀孔气速，m/s7.937.5222单板压降，pa689.59704.023负荷上限液沫夹带控制液泛控制24负荷下限漏液控制漏液控制25气相负荷上限，m3/s0.0120.01226气相负荷下限，m3/s0.00080.000827操作弹性浮阀动能因子阀孔气速，m/s3.73118.517.7098.1128295 热量衡算5.1热量示意图 qfqcqdqlqwqb图5-1 热量示意图热量衡算式：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

26、； 釜残液带出系统的热量； 冷却水带出系统的热量； 热损失。5.2热量衡算5.2.1冷凝器的热负荷： 式中 -塔顶上升蒸汽的焓 -塔顶溜出液的焓其中 式中 -乙醇的蒸发潜热 -正丙醇的蒸发潜热蒸发潜热的计算： 表5-1 乙醇-正丙醇物性数据表 蒸发潜热沸点/k乙醇516.2840.91351.5正丙醇536.7694.89370.478.52时，乙醇： 蒸发潜热：同理，正丙醇： 蒸发潜热：塔顶产品质量流量： 5.2.2冷却水消耗量 式中，-冷却水消耗量，kg/s -冷却介质在平均温度下的比热容， -冷却介质在冷凝器进出口出的温度,取所以，查得水在35时的比热容为： 所以，5.2.3加热器热负荷

27、及全塔热量衡算由于温度变化不大，采用平均温度： 则：据： 查手册得，液态下：（乙醇） （正丙醇） 故乙醇比热容为：正丙醇的比热容为：以101.33kpa,td78.52的乙醇和正丙醇的混合液体为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则： qd = 0由此可求得进料与釜残液的热量分别为:由于塔釜热损失为5%，则 代入热量衡算式计算： 81115.75+0.95=1490.863600+113870.47解得：=5.684kj/h热损失为：5.2.4加热蒸汽的用量有设计条件可知，101.33kpa,100下饱和水蒸气的汽化： 表5-2 热量衡算表 项目数据项目数据17.859284200 56840

28、0081115.7502516.821490.866 塔附件设计6.1接管6.1.1进料管本设计采用直管进料管。管径计算如下： 取查标准系列选取6.1.2回流管 由于塔顶冷凝器安装在塔顶平台，回流液靠重力自留入塔内，取 本设计取查标准系列选取6.1.3塔底出料管一般可采用塔底出料管的流速m/s，本设计m/s。查标准系列选取6.1.4塔顶蒸气出料管操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为，取查标准系列选取6.1.5塔底进气管采用直管，取气速u=23m/s，则查标准系列选取6.2筒体与封头6.2.1筒体壁厚选5mm6.2.2封头本设计采用标准椭圆封头，由公称直径d=1400mm，查得曲面高度h=350m

29、m,直边高度，内表面积6.3裙座圆筒形群式支座制作方便，经济合理，在塔设备是支撑中广泛采用。为制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm。基础内环：基础外环：圆整：，；考虑到腐蚀余量，基础环厚度取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m。6.4人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，一般每隔1020块塔板设置一个人孔。本塔板共36块塔板，需设置3个人孔，每个人孔直径450mm，在设置人孔处，板间距600mm，裙座上应开2个人孔，直径450mm。7 塔总体高度的设计7.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直

30、线距离，取除沫器到第一层的距离为600mm，塔顶部空间高度1200mm7.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min7.3塔总体高度8 附属设备设计8.1冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为本设计取k=700出料液温度：78.52(饱和气）（饱和液）冷却水：逆流操作：传热面积：已知q=1490.86kj/s设备型号：g500i-16-408.2再沸器的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取2926料液温度：,水蒸气温度：120逆流操作:传热面积：已知 设备型号：g.gh800-6-70主要符号说明鼓泡区面积，；

31、 af降液管截面积，m2； at塔截面积，m2；co流量系数，无因次； do阀孔直径，m/s ； d塔径，m； ev液沫夹带量，kg(液)/kg(气) ； e液流收缩系数，无因次； et总板效率，无因次；f0筛孔气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2) ； g重力加速度，9.81 m/s2；hc与干板压降相当的液柱高度，m液柱； h1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱；ho 降液管的底隙高度，m； h与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱； hd与液体过降压管的压降相当的液柱高度，m； hl 板上清液层高度，m； how堰上液层高度，m； hw出口堰高度，m； ht 板塔间距，m; h

32、塔高度，m; k稳定系数，无因次；lw 堰长，m； lh液体体积流量 ，m3/h；ls液体体积流量 ，m3/s； n筛孔数目；nt理论塔板层数； p操作压力，pa;p 压力降，pa; pp气体通过每层塔板的压降，pa；r鼓泡区半径，m； t阀孔的中心距，m；u空塔气速，m/s; 液体通过降液管底隙的速度，m/s;气体通过筛孔的速度，m/s; vs气体体积流量，m3/s；wc 边缘区宽度，m； wd 弓形降液管宽度，m；ws 破沫区宽度，m； x 液相摩尔分数；y 气相摩尔分数； 希腊字母；相对挥发度； 筛板厚度，m；密度，kg.m3； 充气系数； 液体在降液管内停留时间，s； 黏度，mpa.s； 表面张力； 开孔率或孔流系数，无因次；下标max最大的； min最小的；l液相； v 气相；附录1 精馏段和提馏段的浮阀孔局部排布图附录2 工艺流程图总 结这次课程设计历经两个多月，我经过多番努力终于完成，虽然过程较为艰辛，但却学到了很多东西，不仅对化工原理这门课程有了全新的了解，并能更好地掌握书中的知识，使我受益匪浅，而且也锻炼了我的自己的设计及操作能力。重要的是，此过程中我自己的搜锁能力、查阅资料的能力。 一开始做设计时，我还是有点茫然的