分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计课程设计

TOC\o"1-3"\h\u7399一设计任务书 ①乙醇地物料衡算：②两式联立得：(三)物性参数地计算表1乙醇～正丙醇混合液地t-x-y关系（x表示液相中乙醇摩尔分率，y表示气相中乙醇摩尔分率）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地平衡数据摘自：J.Gmebling,U.onkenVapor-liquidEquilibriumDataCollection-OrganicHydroxyCompounds:Alcohols(p.336).乙醇沸点：78.3℃；正丙醇沸点：97.2℃.1.操作温度地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：密度地计算利用式：计算混合液体地密度和混合气体地密度.(1)塔顶：塔顶温度：tD=79.81℃气相组成yD:进料：进料温度：tF=87.21℃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、塔顶及塔釜混合液地密度表2：不同温度下乙醇和正丙醇地密度温度/℃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中地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下地乙醇和正丙醇地密度.①进料温度tF：tF=87.21℃②塔顶温度tD：tD=79.81℃③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地平均摩尔质量塔顶混合液地平均摩尔质量：进料液地平均摩尔质量：塔底釜残液地平均摩尔质量：所以，精馏段混合液地平均摩尔质量：提馏段混合液地平均摩尔质量：(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.混合液体表面张力地计算表3：不同温度下乙醇和正丙醇地表面张力温度/℃707580859095100乙醇18.217.917.417.016.416.115.7正丙醇19.819.518.918.518.117.617.2利用表3中地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下地乙醇和正丙醇地表面张力.①进料温度tF：tF=87.21℃②塔顶温度tD：tD=79.81℃③塔釜温度tW：tW=97.60℃(2)提馏段和精馏段地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.混合物地粘度表4：不同温度下乙醇和丙醇地粘度温度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中地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下地乙醇和正丙醇地粘度.(1)混合液体粘度精馏段地平均温度为：,该温度下乙醇地粘度为：正丙醇地粘度为：精馏段混合液地粘度为：(2)提馏段地平均温度为：,该温度下乙醇地粘度为：正丙醇地粘度为：提馏段混合液地粘度为：5.相对挥发度由,得由,得由,得精馏段地相对挥发度：精馏段气液平衡方程:提馏段地相对挥发度：提馏段气液平衡方程:平均相对挥发度(四)理论板数及实际塔板数地计算1.理论板数地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中乙醇和正丙醇地气液平衡数据，绘出x-y图，如下图：操作线方程精馏段操作线方程为：精馏段气液平衡方程:提馏段操作线方程为：提馏段气液平衡方程:利用逐板计算法计算理论板数采用逐板计算法，运用Excel快捷、准确地计算出理论塔板数.其Excel表格设计原理如下：精馏段理论塔板数地计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）：相平衡操作线相平衡操作线xD=y1x1y2x2y3…xn计算到xn<xF则第n块板即为进料板.提馏段理论塔板数地计算（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xnynxn+1…xN计算到xN<xW则理论塔板数为N块.由Excel计算结果见表：x编号 x地值y编号y地值备注x10.902215469y10.9423x20.844150444y20.905545486x30.772250282y30.85717732x40.689638204y40.797284485x50.602498702y50.728468624x60.518495095y60.655881419x70.444254842y70.585906414x80.383516719<0.413y80.524064284进料板x90.302848374y90.473469427x100.217263773y100.364905591x110.146251867y110.261776146x120.093654353y120.176206799x130.057881405y130.112826795x140.034940574y140.069720393x150.02077884y150.042076692x160.012241261y160.025011802x170.007167605y170.014724019x180.004178144y180.008610264x190.002425585y190.005007963x200.001401194y200.00289613x210.000803463y210.001661739x220.000455039y220.000941472x230.000252059y230.000521622x240.000133851y240.000277031x256.50239E-05<0.00013y250.00013459塔釜由上表看出全塔理论板数为块（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：，块则全塔所需地实际板数为：块全塔效率：实际加料板地位置在第15块板.(五)热量衡算1.加热介质地选择常用地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，不腐蚀管道地优点，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.冷却剂地选择：常用地冷却剂式水和空气，本设计考虑用冷凝水作为冷却剂.3.比热容及汽化潜热地计算表5：不同温度下乙醇和正丙醇地比热容温度℃60708090100乙醇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地汽化热温度℃708090100乙醇kJ/kg810820.5840.8860.9丙醇kJ/kg673690.5703.5745.5（1）塔顶温度tD下地比热容塔顶温度tD=79.81℃，使用内插法求该温度下乙醇和正丙醇地比热容.乙醇地比热容：正丙醇地比热容：(2)进料温度tF下地比热容进料温度：tF=87.21℃乙醇地比热容：正丙醇地比热容：(3)塔底温度tW下地比热容塔釜温度：tW=97.60℃乙醇地比热容：正丙醇地比热容：(4)塔顶温度tD下地汽化潜热内插法计算出塔顶温度下地汽化潜热.乙醇地汽化潜热：正丙醇地气化潜热：4.热量衡算(1)0℃时塔顶上升地热量Qv塔顶以0℃为基准(2)回流液地热量注：此为泡点回流.根据t-x-y图查得此时组成下地泡点tD=79.20℃图2：乙醇～正丙醇混合液地t-x-y关系图此温度下，正丙醇地比热容：(3)塔顶馏出液地热量因馏出口与回流口组成相同，所以进料地热量(5)塔底残液地热量(6)冷凝器消耗地热量(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,再沸器地实际热负荷：计算得：计算结果见下表：表7：热量衡算计算结果工程进料冷凝器塔顶流出液塔底流出液再沸器平均比热容183.92——153.94199.26——热量1027019.646475638.45352361.09687478.887209348.64(六)塔径地初步设计1.汽液相体积流量地计算(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.塔径地计算与选择(1)精馏段利用；，史密斯关联图如图3所示.横坐标数值：取板间距：,，查图3可知：，塔径：，按照标准塔径取值：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：，按照标准塔径取值：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）精馏段溢流堰高度：提馏段溢流堰高度：2.弓形降液管地宽度和横截面积降液管地型式：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：精馏段(2)提馏段3.降液管底隙高度(1)精馏段降液管底隙地流速提馏段4.塔板分布本设计塔径，因，故采用分块式塔板，共4块.5.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：计算塔板上地鼓泡区面积：,其中,代入数据,浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排地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，而个分块地支撑于衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排列间距不宜95mm，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154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，取同一个横排地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154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：（八）汽相通过浮阀塔板地压降气体通过塔板时，需克服塔板本身地干板阻力、板上充气液层地阻力及液体表面张力造成地阻力，这些阻力即形成了塔板地压降.气体通过塔板地压降△Pp可由和计算式中hc——与气体通过塔板地干板压降相当地液柱高度，m液柱；

hl——与气体通过板上液层地压降相当地液柱高度，m液柱；

hσ——与克服液体表面张力地压降相当地液柱高度，m液柱.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地阻力此阻力很小，通常可忽略不计.与气体流经塔板地压降相当地液柱高度为：2.提馏段(1)干板阻力因，故(2)板上充气液层阻力取，，则液体表面张力所造成地阻力此阻力很小，通常可忽略不计.与气体流经塔板地压降相当地液柱高度为：（九）淹塔为了防止淹塔现象地发生，要求控制降液管中地清液层高度，1.精馏段(1)单层气体通过塔板地压降相当地液柱(2)液体通过塔板地压降相当地液柱高度(3)板上液层高度，则取，已选定，，则可见，所以符合防止淹塔地要求.2.提馏段(1)单层气体通过塔板地压降相当地液柱(2)液体通过塔板地压降相当地液柱高度(3)板上液层高度，则取，已选定，，则可见，所以符合防止淹塔地要求.（十）雾沫夹带(1)精馏段泛点率：板上液体流经地长度：板上液馏面积：取物性系数，泛点负荷系数代入数据：对于较大地塔，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：（十一）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地雾沫夹带线.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，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0.0022.110.0022.000.0061.940.0061.830.011.770.011.662.液泛线，根据此式确定液泛线，忽略式中地(液体表面张力引起地阻力).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0.0012.8600.0012.7870.0022.7880.0022.7300.0032.7150.0032.6790.0042.6380.0042.6300.0052.5520.0052.5810.0072.3480.0072.4813.液相负荷上限线液体地最大流量应保证降液管内停留时间不低于.液体地在降液管内地停留时间：以作为液体在降液管内地停留时间地下限，则4.漏液线对于型重阀，做作为规定最小负荷地标准，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地直线.取E=1.0则由雾沫夹带线、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，如下图所图4：精馏段负荷性能图图5：提留段负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：①在任务规定地气液负荷下地操作点（设计点）处在适宜操作区内地适中位置；②塔板地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；③按固定地气液比，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地操作弹性：提馏段地操作弹性：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工程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)0.8770.9015堰长/m0.910.916堰高/m0.0560.0517板上层高度0.070.078降液管底隙高度/m0.020.049浮阀数/个154154等腰三角形叉排10阀孔气速(m/s)8.3407.93911阀孔动能因子9.6910.4612临界阀孔气速/(m/s)7.7547.34713孔心距/m0.0750.075同一横排孔心距14排间距/m0.0950.091相邻横排中心距离15单板压降/Pa578.92577.1316降液管内清液层高度/m0.15340.153117泛点率/%53.5160.1818汽相负荷上限2.102.00雾沫夹带控制19汽相负荷下限0.700.66漏液控制20操作弹性3.003.03三、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地底边处地距离，取釜液停留时间为5min.4．人孔对于地板式塔，为安装、检修地需要，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、塔地接管1.进料管进料管地结构类型很多，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地热轧无缝钢管.2.回流管采用直管回流管，取，查标准系列选取规格地