乙醇正丙醇分离设计

1、化工原理课程设计任务书1. 设计题目：常压连续筛板式精馏塔分离乙醇正丙醇二元物系的设计。2. 原始数据及条件：进料：乙醇含量0.5（摩尔分数，下同），其余为正丙醇，F=3400Kg/h,塔顶进入全凝器，塔板压降0.7Kpa。分离要求：塔顶乙醇含量0.90；回收率为0.95；全塔效率0.55。操作条件：塔顶压强1.03atm（绝压）；泡点进料；R/Rmin=1.6。3. 设计任务：（ 1） 完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。（ 2） 画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。（ 3） 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。摘要在本次任务中，根

2、据化工原理课程设计的要求设计的是乙醇丙醇连续浮阀精馏塔，除了要计算其工艺流程、物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算，以外，并对精馏塔的主要工艺流程进行比较详细的设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图。本次设计选取回流比R=1.8Rmin=1.6X1.34=2.144应用图解法计算理论版数，求得理论塔板NT为12块（包括塔釜再沸器），第6块为进料板。设计中采用的精馏装置有精馏塔,冷凝器等设备,采用间接蒸汽加热，物料在塔内进行精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走,完成传热传质.塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。预热器采用管壳式换热器。用99.97塔釜液加热。料液走壳程，釜液走

3、管程。本设计采用了筛板塔对乙醇-丙醇进行分离提纯，塔板为碳钢材料，通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。关键字：乙醇-丙醇筛板塔物料衡算目录第一章概述41.1 精馏操作对塔设备的要求41.2 板式塔类型51.2.1 筛板塔61.2.2 浮阀塔6第二章塔板的工艺设计72.1 精馏塔全塔物料衡算72.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与物料衡算.72.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量82.2 理论塔板数的确定82.2.1 理论板层数NT的求取82.2.2 实际板层数的求取10第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算103.1 操作压力计算103.2 操

4、作温度计算103.3 平均摩尔质量计算103.4 平均密度计算113.5 液体平均表面张力的计算123.6 液体平均黏度计算123.7 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算134.1 塔径的设计计算134.2 塔的有效高度的计算144.3 塔板主要工艺尺寸的计算145.1 溢流装置计算145.2 塔板布置155.3 筛板的流体力学验算166.1 塔板压强降166.1.1 干板阻力hc计算。干板阻力由下式计算：166.2 液面落差176.3 雾沫夹带量的验算176.4 漏液的验算176.5 液泛验算176.6 塔板负荷性能图187.1 漏液线（气相负荷下限线）187.2 液沫夹带线187.3 液相负荷下限

5、线197.4 液相负荷上限线197.5 液泛线207.6 负荷性能图20第一章概述1.1精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：(1)气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。(2)操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(3)流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将

6、大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。(4)结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(5)耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(6)塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。1.2板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，本设计介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩

7、塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔、筛板塔，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此在此讨论浮阀塔与筛板塔的设计。1.2.1 筛板塔筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。塔板效率

8、高，比泡罩塔高15左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。本设计采用其进行二元物系的分离。1.2.2 浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精储、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10ml塔高可达80nl板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为

9、它具有下列特点：处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040%,而接近于筛板塔。操作弹性大，一般约为59,比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/mL液面梯度小。使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080%,为筛板塔的120130%。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作工程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率下降。第二章塔板的工艺设计2.1 精储塔全塔物料衡算2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与物料衡算乙

10、醇的摩尔质量MA=46Kg/Kmol,正丙醇的摩尔质量M=60Kg/Kmol总物料F=D+W易挥发组分Fxf=Dxd+W%w若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率不为陛100%FXf式中F、DW一分别为原料液、储出液和釜残液流量，kmol/h；XF、XD、XW-一分别为原料液、储出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。已知原料乙醇组成：Xf=0.5塔顶组成：Xd=0.92F=3000Kg/hy=0.95原料处理量F=3400=56.0953D0.90100%D=22.77Kmol/h64.150.5物料衡算式：F=D+W64.15=33.86+WFXf=DXd+WX64.15X0.5=0.90X3

11、3.86+WXw联立代入求解：W=32.37Kmol/hXw=0.04832.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量MF=0.5X46+0.5x60=54.4Kg/kmolMD=0.9X46+0.1X60=47.12Kg/kmolMW=0.053X46+0.947x60=59.33Kg/kmol2.2 理论塔板数的确定2.2.1 理论板层数NT的求取本设计采用图解法求解理论塔板数。由手册查得乙醇一正丙醇气液平衡数据，绘出x-y图，见图2-1X/液0.120.180.210.350.460.540.600.660.88相680816034Y/气0.240.310.340.550.650.710

12、.760.790.91相089001094图2.1乙醇-正丙醇x-y关系求最小回流比与操作回流比采用作图法求最小回流比。在图2.1中对角线上，自点e(0.5,0.5)作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.671,Xq=0.50故最小回流比为RminDyq_0.90_0.6711.73yqq0.6710.50取操作回流比为R=1.6Rmin=1.6X1.34=3.12求精储塔的气、液相负荷上升蒸汽量:V(R1)D=(2.144+1)X33.86=93.81Kmol/h下降液体量:LRD=2.144X33.86=71.04Kmol/h上升蒸汽量:V'(R1)D(1q)F=

13、V=93.81Kmol/h下降液体L'RDqFq=L+F=72.60+64.15=126.18Kmol/h求操作线方程精微段操作线方程:LDyn1VxnVXD72.6x106.4633.86106.460.900.36x0.22提微段操作线方程:ym1LqF'xmLqFWLqFWXw136.7530.29x0.0531.35x0.016106.46106.465.图解法求理论板层数采用图解法求理论塔板数，如图2.2所示.求解结果为总理论板层数N精=13.5进料板位置NT=62.2.2实际板层数的求取精微段实际板层数N精=5/0.555=11.53弋12提储段实际板层数N提=7/

14、0.555=12.5弋13第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3kpa每层塔板压降P=0.7kpa进料板压力PF=101.3+0.7X10=109.3kpa精馏段平均压力Pm=(101.3+108.3)/2=105.5kpa塔釜压力Pm=101.3+0.7X23=117.4kpa提馏段平均压力Pm=(108.3+117.4)/2=112.85kpa3.2操作温度计算进料板温度tF91.52C塔顶温度tD80.1C塔釜温度tW99.97C精馏段平均温度tm(88.1580.15)/285.81C提馏段平均温度、tm(88.1599.97)/294

15、.06C3.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算y1xD0.90，x1=0.85进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，yF0.66,xf0.462精微段的平均摩尔质量为3.4平均密度计算(1)气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即(2)液相平均密度计算表100717.4726.1温度020406080乙醇829.1808.9787.9765.7742.3(kg/m3)正丙醇828.9810.1790.6770.2748.7(kg/m3)液相平均密度计算依下式计算，即：，三,LmLALB塔顶液相平均密度的计算。由tD80.5C,查液体在不同温度下的密度表得：进料板液相平均密度

16、的计算。由tF88.15C,查液体在不同温度下的密度表得：由tW99.97C,查液体在不同温度下的密度表得：精微段的平均密度为:提微段的平均密度为:3.5 液体平均表面张力的计算表32温度020406080100(C)乙醇2624.1122.1920.2518.2816.29(mN/m)正丙醇26.7924.7923.1321.2719.417.5(mN/m)液相平均表面张力依下式计算，即：塔顶液相平均表面张力的计算。由tD80.5C,查液体表面张力共线图得：进料板液相平均表面张力的计算。由tF88.15C,查液体表面张力共线图得：由tw99.97C,查液体表面张力共线图得精微段平均表面张力为

17、：提储段平均表面张力为：3.6 液体平均黏度计算表33温度020406080100(C)乙醇1.71.150.8140.6010.4950.361(mPaS)正丙醇3.812.21.370.8990.6190.444(mPaS)塔顶液相平均黏度的计算：由tD80.5C,查液体黏度共线图得：精储段液相平均黏度的计算：由tF88.15C,查液体黏度共线图得：精储段液相平均黏度为：第四章精储塔的塔体工艺尺寸的计算4.1塔径的设计计算精微段的气、液相体积流率为：由UmaxC卜LV-,式中C由CC20(U)0.2求取，其中C20由筛板塔V20汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为取板间距Ht0.45m,板上

18、液层高度hL0.06m,则查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C200.081取安全系数为0.7,则空塔气速为：按标准塔径圆整后为D1.0m。塔截面积为：4.2塔的有效高度的计算精微段有效高度为：提储段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m,精储塔的有效高度为：第五章塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置计算因塔径D1.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:(1)堰长lwlw0.66D0.661.00.66m(2)溢流堰高度hwhowhLhow,(3)选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即:2.840.00138360023近彳以取E=1how1()30.011m

19、10000.66取板上清液层高度/55mm故hwhLhow0.0550.01090.049m(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af：由l40.66,查弓形降液管参数图得：贝U：Af=0.072X0.785=0.0567m2,Wd0.1241.00,0567m验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。(4)降液管底隙的高度、取u'00.08m/s,则：hw-h00.04410.02060.0231m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h'w50mm。5.2塔板布置(1)塔板的分块。因D800mm,故塔板采用分块式。(2)边缘区宽度确定：取WsW'

20、;s0.065m,Wc0,035m(3)开孔区面积计算。开孔区面积A计算为：其中xD2-(WdWs)0.5-(0.1240,065)0.311m223,142-10.3112故Aa2(0.311.0,4650.3110.465sin)0.532m1800.465(4)筛孔数与开孔率筛孔计算及其排列。由于正丙醇和异丙醇没有腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mmo筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：筛孔数目n为：开孔率为：气体通过筛孔的气速为：第六章筛板的流体力学验算6.1 塔板压强降6.1.1 干板阻力:计算。干板阻力由下式计算：1pv2hc2gPlUoCo由d。/531.67,查筛板

21、塔汽液负荷因子曲线图得Co0.7722故hc0.0511.74竺1520.03816m液柱740.250.7726.1.2 气体通过液层的阻力hi计算。气体通过液层的阻力t由下式计算，即查充气系数关联图得0.63故hL0.58(0.04410.0109)0.0378m液柱。6.1.3 液体表面张力的阻力h计算。液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算：p气体通过每层塔板的压降为：6.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。6.3雾沫夹带量的验算液沫夹带按下式计算：63.25.710UaeLHT2.5hL

22、0.1Kg液/Kg气故在本设计中液沫夹带量6.4漏液的验算对筛板塔，漏液点气速U0.min按下式计算：实际孔速U013.72m/sUo.min稳定系数为KU0/'U0.min13.72/7.451.841.5故在本设计中无明显漏液。65.71018.191031.1473.20.450.150.0272Kg液/Kg气eV在允许的范围内。6.5液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即：乙醇一异丙醇物系属一般物系，取0.5,则：HdhphLhd板上不设进口堰，hd按下式计算:Hd(Hthw),故本设计中不会发生液泛现象。第七章塔板负荷性能图7.1 漏液线(气

23、相负荷下限线)由Uo.minVs.min.A4.4C。.0.00560.13飙乩川)卜'/'得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表表7-1漏液线计算结果Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.38920.40140.41630.4288由上表数据即可作出漏液线17.2 液沫夹带线以ev0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下:5.710uUa3.2Hthfhow2.841031(3600Ls)2/30.88Ls2/30.66_2/32/3由hf2.5hL2.5(hwhow)2.5(0.04410

24、.88Ls)0.11032.2Ls_2/3Hthf0.33982.2Ls5.7106/1.373Vs、3.2ev3(2/3)0.118.19100.33982.2LsVs1.49999.71L2S/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表表7-2液沫夹带线计算结果Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)1.2181.1581.0811.016由上表数据即可作出液沫夹带线27.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线37.4 液相负荷上限线

25、以4s作为液体在降液管中停留时间的下限Ls,max故0.05670.45430.00567m/s项目数值据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。7.5液泛线令Hd(Hthw)由HdhphLhdhhlh联立解得HT(1)hw(1)h°whchhd忽略h将how与Lshd与Lshc与Vs的关系式代入上式，并整理得:a'式中0.051AoCo1742.174-0.0980.1010.5320.772740.250.051d'2.84310E(12/33600lw2/3336002.84101(10.58)1.4340.66.,222/3将有关的数据代入整理，得Vs1.16933879.59Ls14.63Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表7-3液泛线计算表3Ls/(m/s)0.00060.001