乙醇正丙醇精馏塔设计说明书

化学与环境工程学院〈化工原理》课程设计设计题目：年产量1.5万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计专业班级：指导教师：学生姓名：学号：起止日期2011.06.13-2011.06.24目录TOC\o"1-5"\h\z设计任务3设计方案4物料衡算Z摩尔衡算8..4.塔体主要工艺尺寸9..塔板数的确定9.下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理...专业.整理.塔板压力设计9塔板温度计算9物料相对挥发度计算10回流比计算1.1塔板物料衡算U实际塔板数的计算1.3实际塔板数计算13TOC\o"1-5"\h\z塔径计算1.4421平均摩尔质量计算14422平均密度计算14液相表面张力计算15.…塔径计算16塔截面积16...精馏塔有效高度计算17精馏塔热量衡算17塔顶冷凝器的热量衡算17...全塔的热量衡算19板主要工艺尺寸计算23溢流装置计算23堰长lw23,溢流堰高度hw23....弓形降液管宽度Wd和截面积Af24.降液管底隙高度ho24....塔板布置24塔板的选用24边缘宽度和破沫区宽度的确定25.鼓泡区面积的计算25浮阀的数目与排列25阀孔的流体力学验算27塔板压降27液泛28液沫夹带29...漏液31设计筛板的主要结果汇总表32.设计任务物料组成：为乙醇45%、正丙醇55%（质量分数）；产品组成:塔顶乙醇含量98%，塔顶易挥发组分回收率99%;操作压力：101.325kPa（塔顶绝对压力）；加热体系：间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；冷凝体系：冷却水进口温度25C,出口温度45C；热量损失：设备热损失为加热蒸汽供热量的5%;料液定性：料液可视为理想物系；年产量（乙醇）：1.5万吨；每年实际生产时间：7200h；进料方式：饱和液体进料,q值为1；塔板类型：浮阀塔板。厂址选地：北京地区.设计方案蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，本课程设计中年产量大（15000吨/年），所以采用连续蒸馏的方式。蒸馏过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸馏。本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作，塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小。由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式米用间接蒸气加热，设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。工艺流程设计：原料液的走向

再沸器原料贮罐全凝器精储塔原料预热冷去嚅釜液贮罐再沸器原料贮罐全凝器精储塔原料预热冷去嚅釜液贮罐分配器下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑考虑到蒸气压力对设备要求等各方面的影响，选用的蒸气压力为5kgf/cm2冷凝水的走向换热器内物料走壳程，冷却水走管程换热器内物料走壳程，冷却水走管程下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理...专业.整理.,精微塔物料衡算物料衡算已知数据：乙醇的摩尔质量已知数据：乙醇的摩尔质量MA=46.07kg/kmol,正丙醇摩尔质量MB=60.1kg/kmol,98Ma9820.9846MAMB—1—1

tZT"45TOC\o"1-5"\h\zMA门…CxF0.5163F4555MAMB塔顶易挥发组分回收率二DXd/FXf=99%fxf=dxD+wxw(1)F=D+W(2)料液的平均摩尔质量Mf=MAXf+Mb(1-Xf)=52.86kg/kmol,F=15000X1000/72000/Mf=39.41Kmol/h,则c39.410.51630.99”1/uD=2046Kmol/h：0.9846W=18.95Kmol/h,XW=1.074%,3.2摩尔衡算原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MfmvdmmWXFmaxDma1xF1xdMb=52.86kg/kmolMb=46.29kg/kmolwAMB=59.95kg/kmol4.塔体主要工艺尺寸塔板数的确定4.1.1塔板压力设计常压操作，即塔顶气相绝对压力p=110.925kPa预设塔板压力降：0.6kPa估计理论塔板数：18估计进料板位置：12塔底压力：Pw=101.325+0.6X18=112.125kPa进料板压力：P进101.325+0.6X12=108.525kPa精馏段平均压力：Pm104.925kPa4.1.2塔板温度计算温度（泡点）-液相组成关系式：PAPAXAPBPB1XAXATOC\o"1-5"\h\zPP0XABP0PAPBP0PAXA,则温度（泡点）-气相组成关系式：PApPP0Bp~00pAB(1)温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇：16482201648220（2）t230.918（2）丙醇：lgpBlgpB6.999911512.940t205.807各层塔板压力计算公式：PPAXAPB1XA塔顶：已知乙醇的气相组成y为产品组成0.9846,操作压力为常压，则通过联立（1）、（2）、（3）由计算机绘图可求得操作温度及组分饱和蒸汽压；塔底：已知乙醇组成0.01074,通过联立（2）、（3）、⑷并由计算机绘图可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压结果如下:塔顶：Pa=103.1102kPaPB=48.09452kPat°=78.6971C塔底：PA=222.41892kPaPB=110.42089kPat°=99.4145C进料板：Pa=162.15676kPaPB=78.55308kPatD=90.2008C4.1.3物料相对挥发度计算旦,根据上文求出的数据可得：PB塔顶：□2.1439塔底：W=2.01428

进料板：F=2.0643平均相对挥发度：DW=2.0784.1.4回流比计算(5最小回流比Rmin(5yqXqq线方程：采用饱和液体进料时q=1,故q线方程为:Xq=xF=0.5163相平衡方程:YqX_qrx2.078Xq1~~1.078xq(6),(7)联立得：Xq=0.5163,yq=0.68925，XDXDYqYqxq1.70770.98460.689250.68925~~0.5163min=11.8687min=11.8687(包括再沸器)最小理论板数NX1ig1XXWX-Wig最适回流比Ropt0.3748Nmin09171.3536Nmi0.0203Rmin2.4974.1.5塔板物料衡算精馏段操作线方程：R1yR1xR1xd，代入数据得:y=0.714x+0.286F载可编辑F载可编辑下载可编辑下载可编辑・专业.整理.・专业.整理...专业.整理.得:提馏段操作线LqFWxwL―qF―%L―qF―W,（L区口），代入数据yy=1.265x-0.0028相平衡方程:y2.078X1~~1.078x用图解法求求理论板层数板层数y123456712131415161718注释31氏“■20.98460.9685210.9775240.9674420.95440.9346380.9533320.9076680.9340750.9086780.8766490.8384650.7958770.7517660.7094480.8720980.827240.773760.7141130.6523340.5930650.540238in111r—*15-1T祎0.671730.6248340.5600020.4776950.3838070.4961530.4449030.3798380.3056180.230618Xn<XF=0.5163,进料板0.2889310.20410219如如包230.1361620.086390.1635590.1098510.0705060.0435240.0522580.0298990.0156880.0258490.0146150.007612底层板XmXw=0.01074,再沸器用逐板法求求理论板层数N=23（包括再沸器）根据图表得出Xi=0.968521,Xf=0.496153,yF=0.671734.1.6实际塔板数的计算4.161黏度（通过液体黏度共线图差得）乙醇、正丙醇黏度共线图坐标值物质XY乙醇10.513.8止丙醇9.116.5全塔平均温度为：tm=89.0558C物料在平均温度下的粘度，通过查表可得：乙醇：A0.381mPa/s正丙醇：B0.578mPa/s全塔平均黏度计算公式：lgXFlgA1XFIgB代入数据可得平均粘度0.47mPa/s4.1.6.2总塔板效率TOC\o"1-5"\h\z普特拉一博伊德公式：E0.490.245代入相关数据得：E0.4934.1.7实际塔板数计算精馏段板数N精11E23提馏段板数N提12E25

总板数N=48（包括塔釜再沸器）4.2塔径计算421平均摩尔质量计算塔顶M/dmXdMa1XDMb46.286kg/kmolMldmXiMa1X1mb46.512kg/kmol进料板xF0.496153yF0.67173Mb50.676kg/kmolM/FMyFMA1yF53.139kg/kmolMLFMXFMA1XFMB精馏段VM精馏段VM0.I\4/dmM_M0.5IVLDM4.2.2平均密度计算IM/fmM_fm481kg/kmol8255kg/kmol气相平均密度气相平均密度有理想状态方程计算，即VmPm%RT1.6892kg/VmPm%RT1.6892kg/m3液相平均密度塔顶：tD78.6971C查手册有:740kg/m3740kg/m3LDM进料板：tF90.2008°C查表有：进料板液相质量分率：aA=(0.496153X46.07)/(0.496153X46.07+0.503847X60.1)=0.434.2.3液相表面张力计算塔顶：tD78.6971C查手册有:LDM17.3mNLDM17.3mN/mA进料板：tF90.2008C查表有:A16.7mN/m18.3mN/mLFMXFA1XF17.743mN/ma728kg/m3b742.8kg/m3LFM736.3613g/m3X/1X/精馏段液相平均密度LM(ldMLFM)/2738.18kg/m'精馏段平均表面张力LM(17.74317.3)/217.52mN/m下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑F载可编辑F载可编辑..专业.整理...专业.整理.・专业.整理.・专业.整理.424塔径计算精馏段气液体积流率为VMM3600VMLM0.5704m3s0.000958VMM3600VMLM0.5704m3s0.000958m3/S-M3600LM0.03511取板间距HT0.45m板上液层高度hL0.06mHThL0.450.060.39m查史密斯关联图有：C200.083C(L)0.20.083'乙5"0.20.0808C2020)20)几CJ倔7A取安全系数为0.7则空塔气速为：0.7Umax0.71.6871.181m/s4/s0.784m按标准塔径圆整后D=0.8m按标准塔径圆整后D=0.8m塔截面积At0.820.5027m2T4实际空塔速度为：Vs0.57041.135m/sAT0.5027精馏塔有效高度计算U精馏段有效高度为Z精二（N精-1）Ht=（23-1）X0.45=9.9m,提馏段有效高度为Z提=（N提-1）Ht=（25-1）X0.45=10.8m,在塔顶、塔底和进料板上方各开一人孔，其高度为0.8m,所以精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=9.9+10.8+0.8X3=23.1m精馏塔热量衡算4.5.1塔顶冷凝器的热量衡算目的：对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量如图4-2所示，对精馏塔塔顶冷凝器进行热量衡算热量衡算式QVQLQDQIW式中QV’——塔顶蒸气带入系统的热量；QL回流液带出系统的热量；QD馏出液带出系统的热量；QW---冷凝水带出系统的热量。基准态的选择上文中已经求出塔顶蒸汽温度tW78.6971C，该温度也为回流液和馏出液的温度。同时，操作压力为101.325kPa。以塔顶操作状态为热量衡算基准态，则QL=QD=0各股物料热量计算查得乙醇和正丙醇正常沸点为351.45K和370.25K,在正常沸点下的汽化焓分别为38.56kJ/mol、41.44kJ/mol,算出乙醇和正丙醇在78.6971C时的气化焓分别为38.531kJ/mol、43.130kJ/mol由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为QvVXDVHm乙醇V(1XD)VHm丙醇20231.358kJh1代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为

Q'W20231.358kJh4.5.1.4冷却水的用量设冷却水的流量为qm水，则Q=qm水Cp(t2—tl)已知力=25Ct2=45C以进出口水温的平均值为定性温度：_35CtAt2254^22查得水在35C时的比热容为：Cpm=4.175kJ/(kg.C).•.qm水水242.292(kg/h).•.qm水水242.292(kg/h)Cpm(t2切4.175(4525)4.5.2全塔的热量衡算目的：确定再沸器的蒸汽用量如图4-3所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑F载可编辑F载可编辑..专业.整理...专业.整理.・专业.整理.・专业.整理.QfQw图4-3QfQw图4-3全塔热量衡算图4.521热量衡算式根据热量衡算式，可得QQL由设计条件知：Ql=5%Qv=0.05QvQf+0.95Q=(VQw+Qw式中Qf—进料带入系统的热量QV—加热蒸汽带入系统的热量Q。一播出液带出系统的热量Qw—釜残液带出系统的热量QW—冷却水带出系统的热量Ql一热损失

4.522各股物流的温度由上文计算结果：tF=90.2008CtD=78.6971Ctw=99.4145C基准态的选择以101.33kPa、78.4779C的乙醇和正丙醇为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，贝SQD=0各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度78.697199.4145378.697199.4145390.200889.4375c.即362.514K据:Cpma0aTa2T2a3T3a4T4R查汽液物性估算手册》得：a。aa。ai乙醇：a2a3a4.396Jmoli0.628103J5.546105J7.024108J2.6851011JK1mol1K2mol1K3mol1K4mol1K5a。4.712Jmol1K1a16.565103Jmol1K2止丙醇:a26.31010Jmof1K

a8.341108Jmol1K4a3.21610iiJmol1K5故乙醇的比热容为：4Cpm=75.07JmolK11丙醇的比热容为：Cpm=99.49JmolK11由此可求得进料与釜残液的热量分别为78.6971)QFFXfC#醇&78.6971F(1XF)Cpm丙醇(l78.6971)3532276422kJh1)OVWxCpnJWOVWxCpnJW78-6971)W(1XWCpnW醇(tW78.6971)450768.7606(kJh1)将以上结果代入到热量衡算式中353227.64220.95QV0450768.760620231.35解得：QV123971.0278kJh11热量损失为：QL0.05QV6198.551kJh

4.525加热蒸汽的用量r=2113kJ/kg设加热蒸汽的用量为qm，贝，QVqmr=2113kJ/kg5kgf/cm2（绝压），查得该压力下蒸汽的汽化热为由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为Q123971.027A」558.67kghmr8一21135.板主要工艺尺寸计算5.1溢流装置计算因塔径D=0.8m,可选单溢流的弓形降液管堰长iw取堰长lw=0.800D,贝plw=0.64m溢流堰高度hWhw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度心二：1000£（八3近似取E=1,由lw=0.64m,Lh=0.000958X3600=3.45m3/h,查图得：how=0.0085m,贝shw=0.0515m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由于lw/D=0.8，查图得：Af/AT=0.142,Wd/D=0.2,贝口Af=0.0717m2,Wd=0.160m依下式验算液体在降液管中停留时间，即3600AHT36000.07仃0.453600J0.000958360033.68s5s故降液管的设计合理降液管底隙高度h0h=_S0360%%一一取降液管底隙处液体流速U0=0.07m/s,则ho=0.0214m,取ho=0.025m5.2塔板布置塔板的选用本流程所处理的物系可选用F1型重浮阀，相关数据如下：TOC\o"1-5"\h\z阀片厚度/m0.002阀片质量/kg0.033阀孔直径d0/m0.039阀片直径/m0.048

522边缘宽度和破沫区宽度的确定取w°.°7m,WC0.04m5.2.3鼓泡区面积的计算鼓泡区面积Aa按下式计算A2xr2X2r.ixsin-2180raxDWdvy其中：D2D2WwD2D2Wws0.8WC20.820.040.160.070.36m)0.17m)2Aa2X“％2FK1(X).10•仃sin20.17.0.3620.1720.3620.361800.2354(m2)5.2.4浮阀的数目与排列取阀孔动能因子Fo=10,则孔速F载可编辑F载可编辑F载可编辑F载可编辑・专业.整理.・专业.整理.・专业.整理.・专业.整理.UO-10=7Jm/s°低V1.6892每层塔板上的浮阀数为140.5704N=^元=亓亓=63彳盗讪J(0,039/X77因塔径不大可以米用整块式塔板，浮阀排列方式米用等边三角形叉排。取孔心距0.907Aa003g0.907X03354・0.5704/7.7=nun按等边三角形叉排作图如下:

排得阀数61个，按N=61重新核算孔速激发空动能因数:UO=O.57O4/(7C/4x(q.O39)2X61)=7.83m/sF=7.83Xi.68920.5=10.18阀孔动能因数Fo变化不大仍在9-12范围内。塔板开孔率=u/u0=1.135/7.83X1OO%=14.5%5.3阀孔的流体力学验算塔板压降5.3.1.1干板阻力I%计算⑴(2)阀全开前：hI""(U0〈U℃⑴(2)阀全开后：he5.342gL(u0AUoc)_产；巴_73.1=7.88m/s皿―JP▼—J1.6892因U°vU“,故按(2)式计算干板阻力，即0.17520.920.17519.9—19.9o.046m液柱738.18式中％—干板压降，m液柱；UQ—筛孔气速，m/s；5.3,L2板上液层的有效阻力hlh1对于浮阀塔板，取o.545下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理...专业.整理.hw——外堰高，m；how堰上液流高度，m；代入数据得：hi0.0327m液体表面张力产生的阻力h较小，在计算时可忽略5.3.1.3总压降每层塔板压降为hth1hc0.0787m5.3.2液泛对于浮阀塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差造成的影响。液体通过降液管的压强降HdhdhthLHd指降液管中清夜层高度hL为板上清夜层高度，取值为hLhwhOw0.06mht为塔板总压降hd指与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，主要有降液管底隙处的局部阻力造成算:hd0.2（亘）：wo。由于塔板上未设置进口堰02(0.000958)20.640.046，可按下式计0.000212综上，Hd0.0002120.07870.060.13891m013891013891取全开后的压降为设计压降，即巴乙醇与正丙醇属于不易发泡物质，其泡沫层的相对密度取0.6为防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的高度不能超过上层塔板的出口堰，即出HthwHthw0.6(0.450.0515)0.301Hd可见，目前的设计数据符号要求。5.3.3液沫夹带对浮阀塔板多采用泛点率来间接判断液沫夹带量。泛点率是设计负荷与泛点负荷之比。泛点率可由下列两式求得，然后采用计算5.^^1.36LsZ100%\LV©A结果中较大值：100%F.」LL00.78KCFAZ板上液体流程长度，m,对单流型塔板:ZD2W；dD塔径，m；Wd将液管的宽度，m；代板上液流面积，m,对单流型塔板:AAt2A；A塔板截面积，m2；A,降液管截面积，m2；CF泛点负荷系数，由图读出;K物性系数，见表。计算得出的泛点率必须满足下述要求，否则应调整有关参数下载可编辑下载可编辑F载可编辑F载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理.・专业.整理.・专业.整理.・专业.整理.・专业.整理.重新计算。塔径大于900mm%~<2Q%〜82%;塔径小于900mm:F产65%〜75%;减压塔：F.<75%-77%尤檀沫*正彳散物翰L0o.g中等发章系携收塔、胺能0J5乙二®再生嗒1由图读出，泛点负荷系数CF=0.1