化工原理课程设计乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计.doc

吉吉林林化化工工学学院院 化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计 题目题目：乙醇：乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计丙醇连续筛板式精馏塔的设计 教教 学学 院院 化学与制药工程学院化学与制药工程学院 专业班级专业班级 生物制药生物制药 13011301 班班 学生姓名学生姓名 杨鑫龙杨鑫龙 学生学号学生学号 13102261231310226123 指导教师指导教师 张振坤张振坤 2015年年 1212 月月 2727 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 课程设计任务书 设计题目：设计题目：乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计 任务要求：任务要求：设计一连续筛板精馏塔以分离乙醇-丙醇 具体工艺参数：具体工艺参数： 1、原料加料量： hkmolF/100 2、溜出液组成： 923.0 D x 3、进料组成： 453.0 F x 4、釜液组成： 023.0 W x 5、塔顶压力： kpap100 6、单板压降： kpa7 . 0 工艺操作条件：工艺操作条件： 常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。 主要设计内容主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及精馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高 4、辅助设备选型与计算 5、设计结果汇总 6、工艺流程图及精馏塔设备条件图 吉林化工学院化工原理课程设计 摘要摘要 精馏是一种最常用的分离方法,原理是多次部分冷凝、多次部分汽化。化工 生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利 用液体混合物中各组分挥发度的不同，借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻 重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要 的地位。所以，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设 计和分析分离过程中的各种参数是非常必要的。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是 化工生产中主要的汽液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、 选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技 术人员广泛的采用。 本设计主要包括设计方案的选取和流程说明、全塔物料衡算和热量衡算、 主要设备工艺尺寸设计、辅助设备选型与计算、设计结果汇总、工艺流程图以 及设备条件图的绘制等内容。在该设计中，工艺参数选定泡点进料、泡点回流， 操作回流比取最小回流比的 1.5 倍，计算出所需实际塔板数共计 33 块（包括再 沸器），其中精馏段 10 块，提馏段 21 块；精馏塔和提馏塔塔径均为 1.200m,全 塔总塔高为 19.163m，筛孔数目为 3965 个。通过对精馏塔的塔板流体力学校核， 可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及塔板 的结构尺寸设计都是合理的，各种接管尺寸也是合理的，这样，既保证了精馏 过程的顺利进行，也提高了全塔及精馏效率，为工业生产实际应用提供了良好 的装置设备。 关键词：乙醇；丙醇；精馏段；提馏段；筛板塔。 吉林化工学院化工原理课程设计 I 目录 第一章第一章 前言前言 1 1 第二章第二章 流程的设计和说明流程的设计和说明5 5 2.1 装置流程的确定 .5 2.2 操作压力的选择 .5 2.3 进料状况的选择 .5 2.4 加热方式的选择 .6 2.5 回流比的选择6 第三章第三章 精馏塔的设计计算精馏塔的设计计算7 7 3.1 物料衡算7 3.2 回流比的确定16 3.3 板块数的确定.16 3.4 汽液负荷计算18 3.5 精馏塔工艺尺寸计算19 3.6 筛板流体性能校核23 3.7 塔板负荷性能图25 第第 四四 章章 主要计算结果列表主要计算结果列表2828 4.1 塔板主要结构参数表和主要流动性能参数表.28 4.2 主要符号说明.29 辅助设备选型与计算辅助设备选型与计算3030 参考文献参考文献 3 32 2 结束语结束语3333 化工原理课程设计教师评分表化工原理课程设计教师评分表3434 吉林化工学院化工原理课程设计 1 第一章第一章 前言前言 1.11.1 精馏原理及其在工业生产中的应用精馏原理及其在工业生产中的应用 精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得 到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。 精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元 操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的: 1)1)获得馏出液塔顶的产品； 2)2)将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等； 3 3)脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。 精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料 板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。 在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再 沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽 进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器 后被送出作为塔顶产品。 根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶 冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 1.21.2 精馏操作对塔设备的要求精馏操作对塔设备的要求 （一）生产能力 板式塔与填料塔的液体流动和传质机理不同。板式塔的传质是通过上升气体穿过板 上的液层来实现，塔板的开孔率一般占板截面积的 7%-10%；而填料塔的传质是通过上升 气体和靠重力沿填料表面下降的液体接触实现。填料塔内件的开孔率通常在 50%以上，而 填料层的孔隙率则超过 90%，一般液泛点较高，故单位塔截面积上填料塔的生产能力一般 均高于板式塔。 板式塔与填料塔的比较 吉林化工学院化工原理课程设计 2 （二）分离效率 一般情况下，填料塔具有较高的分离效率。工业上常用填料塔每米理论级为 28 级。 而常用的板式塔，每米理论板最多不超过 2 级。研究表明，在压力小于 0.3Mpa 时，填料 塔的分离效率明显优于板式塔，在高压下，板式塔的分离效率略优于填料塔。 （三）塔压降 填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。一般情况下，板式塔每个理论级 的压降为 0.41.1kPa，填料塔为 0.010.27kPa。通常，板式塔的压降高于填料塔 5 倍左 右。压降低不仅能降低操作费用，节约能耗，还可以使塔釜温度降低，有利于热敏物系 的分离。 （四）操作弹性 一般来说，填料本身对气液负荷变化的适应性很大，故填料塔的操作弹性取决于塔 内件的设计，特别是液体分布器的设计，因而可根据实际需求确定填料塔的操作弹性。 而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛、液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较 小。 （五）结构、制造及造价等 一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造 价通常高于板式塔。 应予指出，填料塔的持液量小于板式塔。持液量大，可使塔的操作平稳，不易引起产品 的迅速变化，故板式塔较填料塔更易于操作。板式塔容易实现侧线进料和出料，而填料 塔对侧线进料和出料等复杂情况不太合适。对于比表面积较大的高性能填料，填料层容 易堵塞，故填料塔不宜直接处理有悬浮物或容易聚合的物料。 1.31.3 常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型及本设计的选型 吉林化工学院化工原理课程设计 3 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式 塔板为主，常用的主要塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔 塔板） ；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。 泡罩塔板 泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构 特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液 泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据 气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高， 降低了压降。 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的， 目前已成为应用最为广泛的一种板型。 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平， 产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动， 降低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。 垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100-200mm 的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下 缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向 的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。 林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔， 并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。 无溢流塔板 吉林化工学院化工原理课程设计 4 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管， 结构简单，造价低廉。 综合考虑，本设计中使用筛板塔。筛板塔的优点有：结构简单，制造维修方便，造 价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，板效率接近浮阀塔；其缺点：稳定操作范围窄， 小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性较大的，脏的和带固体粒子的料液。 1.41.4 本设计所选塔的特性本设计所选塔的特性 （1） 结构简单，制造维修方便 （2） 生产能力较大 （3） 塔板压力降较低 （4） 塔板效率较高 （5） 合理设计的筛板塔可具有适当的操作弹性 （6） 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、黏性大的和带有固体粒子的料液。 吉林化工学院化工原理课程设计 5 第二章第二章 流程的设计和说明流程的设计和说明 2.1 装置流程的确定装置流程的确定 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。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产 能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应 性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。 蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷 凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应 考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将 原料预热，又可以节约冷却质。 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料， 以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷 凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高， 无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。 总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。 2.2 操作压力的选择操作压力的选择 蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性 物系，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， 都能采用常压蒸馏；对敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下 馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下 呈气态的物系必须采用加压蒸馏。 乙醇和丙醇在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。 2.3 进料状况的选择进料状况的选择 进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离 有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。综合 考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的 摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。 吉林化工学院化工原理课程设计 6 2.4 加热方式的选择加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重 组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理 论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的 冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增 加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。 2.5 回流比的选择回流比的选择 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优 点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理 或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在 这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设 计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，故操作回流比为最小回流比的 1.5 倍。 吉林化工学院化工原理课程设计 7 第三章第三章 精馏塔的设计计算精馏塔的设计计算 3.1 物料衡算物料衡算 1、原料摩尔分数的计算、原料摩尔分数的计算 设 F、D、W 分别为进料、溜出液和釜液的摩尔流量；、分别为进料、溜出液 F x D x W x 和釜液中易挥发组分的摩尔分数； 已知：、，由物料衡算式：hkmolF/100453 . 0 F x923.0 D x023.0 W x1q 总物料： WDF 易挥发组分： WDF xWxDxF 联立，可计算出馏出液和釜液的摩尔流量分别为 hkmol xx xx FW WD FD /222.52 023.0923.0 453.0923.0 100 hkmolWFD/778.47222.52100 2、温度的确定、温度的确定 表 3-1 乙醇-丙醇相平衡数据表 序 号 液相组 成 气相组 成 沸点/ 序 号 液相组 成 气相组 成 沸点/ 10.0000.00097.1670.5460.71184.98 20.1260.24093.8580.6000.76084.13 30.1880.31892.6690.6630.79983.06 40.2100.33991.60100.8440.91480.59 50.3580.55088.32111.0001.00078.38 60.4610.65086.25 根据乙醇-丙醇相平衡数据表，用数值插值法确定塔顶温度、进料温度、塔釜温度。 D t F t W t 吉林化工学院化工原理课程设计 8 塔顶温度： Ct t D D 47.79 000.1923.0 38.78 844.0000.1 59.8038.78 进料温度： Ct t F F 41.86 358.0453.0 32.88 461.0358.0 25.8632.88 塔釜温度： Ct t W W 56.96 000.0023.0 16.97 126.0000.0 85.9316.97 根据温度-饱和蒸气压关系式（安托因方程） t pA 480.231 050.1652 33827 . 7 lg 0 t pB 010.193 140.1375 74414 . 6 lg 0 可计算出 A（乙醇） 、B（丙醇）组分分别在塔顶、进料板、塔釜时的分压。 计算结果如下： 塔顶： CtD 47.79kpapA579.105 0 kpapB797.49 0 进料板： CtF 41.86kpapA467.138 0 kpapB496.66 0 塔釜： CtW 56.96kpapA515.200 0 kpapB872.98 0 3、相对挥发度的计算、相对挥发度的计算 将该体系视为理想体系，根据拉乌尔定律，有 0 0 / / B A BB AA p p xp xp 代入上文计算出的分压值，可得 120.2 D 083 . 2 F 028.2 W 所以，全塔平均相对挥发度为 077.2028.2083.2120.2 3 3 WFD 精馏段的平均相对挥发度为 01015.2 2 083.2120.2 2 1 FD 4、摩尔流量的计算、摩尔流量的计算 设、分别为精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量；和分别为精馏段和提馏段下VVL L 降液体的摩尔流量。则 精馏段下降液体的摩尔流量 吉林化工学院化工原理课程设计 9 hkmolDRL/51.116778.474385.2 精馏段上升蒸汽的摩尔流量 hkmolDRV/28.164778.4714385.21 提馏段下降液体的摩尔流量 hkmolqFLL/51.216100151.116 提馏段上升蒸汽的摩尔流量 hkmolFqVV/28.1641001128.1641 5 5、平均摩尔质量的计算、平均摩尔质量的计算 已知，乙醇的摩尔质量，丙醇的摩尔质量，根据乙醇kmolkgM A /00.46kmolkgMB/00.60 -丙醇的相平衡数据，用数值插值法有 塔顶温度 CtD 47.79 塔顶汽相组成 D y9576.0 000.1 38.7847.79 000.1914.0 38.7859.80 D D y y 进料板温度 CtF 41.86 进料板汽相组成 F y642 . 0 550 . 0 41.8632.88 650 . 0 550 . 0 25.8632.88 F F y y 塔釜温度 CtW 03.96 塔釜汽相组成 W y0435.0 000.0 56.9616.97 2400000.0 85.9316.97 W W y y 精馏段平均液相组成 1 x688.0 2 923.0453.0 2 1 DF xx x 精馏段平均汽相组成 1 y800.0 2 9576.0642.0 2 1 DF yy y 提馏段平均液相组成 2 x238.0 2 023.0453.0 2 2 WF xx x 提馏段平均汽相组成 2 y343.0 2 0435.0642.0 2 2 WF yy y 塔顶液相平均分子量 mLD M 吉林化工学院化工原理课程设计 10 kmolkgMxMxM BDADmLD /078.4700.60923.0100.46923.01 塔顶汽相平均分子量 mVD M kmolkgMyMyM BDADmVD /594.4600.609576.0100.469576.01 进料板液相平均分子量 mLF M kmolkgMxMxM BFAFmLF /658.5300.60453.0100.46453.01 进料板汽相平均分子量 mVF M kmolkgMyMyM BFAFmVF /012.5100.60642.0100.46642.01 塔釜液相平均分子量 mLW M kmolkgMxMxM BWAWmLW /678.5900.60023.0100.46023.01 塔釜汽相平均分子量 mVW M kmolkgMyMyM BWAWmVW /391.5900.600435.0100.460435.01 精馏段液相平均分子量 1mL M kmolkgMxMxM BAmL /368.5000.60688.0100.46688.01 111 精馏段汽相平均分子量 1mV M kmolkgMyMyM BAmV /800.4800.60800.0100.46800.01 111 提馏段液相平均分子量 2mL M kmolkgMxMxM BAmL /668.5600.60238.0100.46238.01 222 提馏段汽相平均分子量 2mV M kmolkgMyMyM BAmV /198.5500.60343.0100.46343.01 222 6 6、原料质量分数的计算、原料质量分数的计算 已知：进料板摩尔分数，则其质量分数为453 . 0 F x 3883.0 60453.0146453.0 46453.0 AF 塔顶摩尔分数，则其质量分数为923.0 D x 9019.0 60923.0146923.0 46923.0 AD 塔顶摩尔分数，则其质量分数为043 . 0 W x 吉林化工学院化工原理课程设计 11 0177.0 60023.0146023.0 46023.0 AW 表 3-2 物料衡算结果表 7、液体黏度、液体黏度的计算的计算 Lm 表 3-3 乙醇、正丙醇黏度表 温度Ct /6080100 smpa A /0.6010.4950.361 smpa B /0.8990.6190.444 应用数值插值法，计算过程如下： 精馏段平均温度 C tt t FD 94.82 2 41.8647.79 2 1 smpa LmA LmA 475.0 361.0 94.82100 495.0361.0 80100 1 1 smpa LmB LmB 593.0 444.0 94.82100 619.0444.0 80100 1 1 精馏段平均黏度为 smpa Lm 512.0 2 453.0923.0 1593.0 2 453.0923.0 475.0 1 提馏段平均温度 C tt t FW 485.91 2 41.8656.96 2 2 smpa LmA LmA 418.0 361.0 485.91100 495.0361.0 80100 2 2 项目塔顶 D进料 F塔底 W 温度C /79.4786.4196.56 液相摩尔分数%/x0.9230.4530.023 液相乙醇质量分数%/0.95760.6420.0435 相对挥发度2.1202.0832.028 摩尔流量hkmol/47.77810052.222 摩尔质量kmolkg /47.07853.65859.678 吉林化工学院化工原理课程设计 12 smpa LmB LmB 5185.0 444.0 485.91100 619.0444.0 80100 2 2 提馏段平均黏度为 smpa Lm 49485.0 2 453.0023.0 15185.0 2 453.0023.0 418.0 2 8、作压强、作压强的计算的计算 m p 塔顶压强，取每层塔板压降 ，则kpapD100kpap7 . 0 进料板压强 1TDF Nppkpap0.1077.010100 塔釜压强 1 TDW Nppkpap4.1227.0133100 精馏段平均操作压强 kpa pp p FD m 5.103 2 0.107100 2 1 提馏段平均操作压强 kpa pp p FW m 7.114 2 0.1074.122 2 2 9 9、密度、密度的计算的计算 m 表 3-4 液相密度 温度Ct /708090100110 3 /mkg A 754.2742.3730.1717.4704.3 3 /mkg B 759.6748.7737.5726.1714.2 （1）液相平均密度 mL 应用数值插值法有：塔顶温度，则CtD 47.79 3 /931.742 3.742 47.7980 2.7543.742 7080 mkg mLDA mLDA 3 /278.749 7.748 47.7980 6.7597.748 7080 mkg mLDB mLDB 3 /55.743 278.749 9019.01 931.742 9019.01 mkg mLD mLDB BD mLDA AD mLD 进料板温度，则CtF 41.86 3 /480.734 1 . 730 41.8690 3 .742 1 . 730 8090 mkg mLFA mLFA 吉林化工学院化工原理课程设计 13 3 /521.741 5 . 737 41.8690 7 . 748 5 . 737 8090 mkg mLFB mLFB 3 /77.738 521.741 3883 . 0 1 480.734 3883 . 0 1 mkg mLF mLFB BF mLFA AF mLF 塔釜温度，则Ctw 56.96 3 /769.721 4.717 56.96100 1.7304.717 90100 mkg mLWA mLWA 3 /022.730 1.726 56.96100 5.7371.726 90100 mkg mLWB mLWB 3 /874.729 022.730 0177.01 769.721 0177.01 mkg mLW mLWB BW mLWA AW mLW 所以，精馏段平均液相密度为 3 1 /16.741 2 77.73855.743 2 mkg mLFmLD mL 提馏段平均液相密度为 3 2 /322.734 2 77.738874.729 2 mkg mLFmLW mL （2）汽相平均密度 mV 根据理想气体状态方程，有 精馏段 3 1 11 1 /706.1 15.27394.82314.8 800.485.103 mkg RT Mp mVm mV 提馏段 3 2 22 2 /088.2 15.273485.91314.8 198.557.114 mkg RT Mp mVm mV 1010、液体表面张力、液体表面张力的计算的计算 m 表 3-5 液体的表面张力 温度Ct /6080100 mmN A /20.2518.2816.29 吉林化工学院化工原理课程设计 14 mmN B /21.2719.4017.50 运用内差法计算，已知： 塔顶温度，有CtD 47.79 mmN mDA mDA /332.18 28.18 47.7980 25.2028.18 6080 mmN mDB mDB /450.19 40.19 47.7980 27.2140.19 6080 塔顶液体表面张力为 mmNxx mDBDmDADD /418.18450.19923.01332.18923.01 进料板温度，有CtF 41.86 mmN mFA mFA /642.17 29.16 41.86100 28.1829.16 80100 mmN mFB mFB /791.18 50.17 41.86100 40.1950.17 80100 进料板液体表面张力为 mmNxx mFBFmFAFF /271.18791.18453 . 0 1642.17453 . 0 1 塔釜温度，有CtW 56.96 mmN mWA mWA /632.16 29.16 56.96100 28.1829.16 80100 mmN mWB mWB /827.17 50.17 56.96100 40.1950.17 80100 塔釜液体表面张力为 mmNxx mWBWmWAWW /800.17827.17023.01632.16023.01 则，精馏段平均液体表面张力 mmN FD m /3445.18 2 271.18418.18 2 1 提馏段平均液体表面张力 mmN Fw m /0355.18 2 271.18800.17 2 2 吉林化工学院化工原理课程设计 15 11、液体比热容与汽化潜热的计算液体比热容与汽化潜热的计算 表 3-6 乙醇、正丙醇汽化热和比热容数据 乙醇正丙醇 汽化热热容汽化热热容温度 kgkJ /CkgkJ /kgkJ /CkgkJ / 0985.292.23839.882.21 10969.662.30827.622.28 20953.212.38814.802.35 30936.032.46801.422.43 40918.122.55787.422.49 50899.312.65772.862.59 60879.772.76757.602.69 70859.322.88741.782.79 80838.053.01725.342.89 90815.793.14708.202.92 100792.523.29690.302.96 运用插值法计算，已知： 塔顶温度，有CtD 47.79 CkmolkJCkgkJC C PDA PDA /143.138/003.3 01.3 47.7980 88.201.3 7080 CkmolkJCkgkJC C PDB PDB /082.173/885.2 89.2 47.7980 79.289.2 7080 塔顶液体平均比热容为 KkmolkJxCxCC DPDBDPDAPD /833.140923.01082.173923.0143.1381 进料板温度，有CtF 41.86 KkmolkJKkgkJC C PFA PFA /733.123/093.3 14.3 41.8690 01.314.3 8090 CkmolkJCkgkJC C PFB PFB /554.174/909.2 92.2 41.8690 89.292.2 8090 进料板液体平均比热容为 吉林化工学院化工原理课程设计 16 CkmolkJxCxCC FPFBFPFAPF /532.151453.01554.174453.0733.1231 塔釜温度，则CtW 56.96 CkmolkJCkgkJC C PWA PWA /536.129/238.3 29.3 56.96100 14.329.3 90100 CkmolkJCkgkJC C PWB PWB /7744.176/946.2 96.2 56.96100 92.296.2 90100 塔釜液体平均比热容为 CkmolkJxCxCC WPWBWPWAPW /688.175023.017744.176023.0536.1291 同理，运用插值法可计算出液体汽化潜热，计算结果如下表所示 表 3-7 汽化潜热计算结果表 汽化潜热kgkJ / 温度 Ct 乙醇丙醇平均值 79.47 D t839.177726.211830.479 86.41 F t823.781714.353763.924 96.56 W t800.525696.458698.852 3.23.2 回流比的确定回流比的确定 因为采取泡点进料，即，所以 则1q453. 0 Fq xx 632.0 453.01077.21 077.2453.0 11 q q q x x y 又最小回流比 626.1 453.0632.0 632.0923.0y min qq qD xy x R 取操作回流比 4385.26 min RR 3.33.3 板块数的确定板块数的确定 采用逐板法计算，该法应用相平衡方程与操作线方程从塔顶开始逐板计算各板的汽相与 液相组成，从而求得所需要的理论板数。 精馏段操作线方程 268.0709.0 4385.3 923.0 4385.3 4385.2 11 n1 n D nn xx R x x R R y 吉林化工学院化工原理课程设计 17 提馏段操作线方程 00555.0318.1023.0 28.164 222.52 28.164 51.216 1 mmWmm xxx V W x V L y 全塔相平衡方程 n nn n y yy x 077.1077.21)y-(- n 计算过程如下所示： 理论塔板数n值 n y值 n x备注 10.9230.852塔顶 20.8720.766 30.8110.674 40.7460.586 50.6830.509 60.6290.449进料板 70.5860.405 80.5280.350 90.4560.288 100.3740.223 110.2880.163 120.2090.113 130.1430.074 140.0920.047 150.0560.028 160.0310.015再沸器 则 精馏段所需理论塔板数为 5161 1 nNT 提馏段所需理论塔板数为 （不包括再沸器）101111 2 mNT 吉林化工学院化工原理课程设计 18 塔效率的估算 T E 运用 Oconnell 法估算塔效率，即 245.0 49.0 mLT E 塔顶、塔釜平均温度为C tt t WD 015.88 2 56.9647.79 2 根据温度-饱和蒸气压关系式计算得 kpapA046.147 0 kpaPB903.70 0 由拉乌尔定律知 074.2 903.70 046.147 0 0 B A p p 运用内差法计算该温度下的液相摩尔分数 373.0 358.0 015.8832.88 461.0358.0 25.8632.88 x x 同理，计算该温度下的液体黏度 smpa 4413.0 361.0 015.88100 495.0361.0 80100 1 1 smpa 5489.0 444.0 015.88100 619.0444.0 80100 2 2 该温度下液体的黏度 smpa509.0373.015489.0373.04413.0 则，全塔效率 484.0509.0074.249.0 245.0 T E 实际塔板数 块（包括再沸器）33058.33 484.0 16 T T P E N N 精馏段实际板数 块1033.10 484.0 5 1 1 1 T T P E N N 提馏段实际板数 块2166.20 484.0 10 2 2 2 T T P E N N 进料板位于第 块板处1240.12 484.0 6 3.4 汽液负荷计算汽液负荷计算 （1）精馏段的汽、液相负荷 吉林化工学院化工原理课程设计 19 汽相负荷 sm MV V mV mV s /305.1 706.13600 800.4828.164 3600 3 1 1 1 hm MV V mV mV h /217.4699 706.1 800.4828.164 3 1 1 1 液相负荷 sm ML L mL mL s /00220.0 16.7413600 368.5051.116 3600 3 1 1 1 hm ML L mL mL h /918.7 16.741 368.5051.116 3 1 1 1 （2）提馏段的汽、液相负荷 汽相负荷 sm MV V mV mV s /206.1 088.23600 198.5528.164 3600 3 2 2 2 hm MV V mV mV h /877.4342 088.2 198.5528.164 3 2 2 2 液相负荷 sm ML L mL mL s /00250.0 322.7343600 668.5651.116 3600 3 2 2 2 hm ML L mL mL h /991.8 322.734 668.5651.116 3 2 2 2 表 3-8 气液负荷计算结果表 气相负荷液相负荷 Vs(m3/s)Vh(m3/hVs(m3/s)Vh(m3/h) 精馏段1.3054699.2170.00207.918 提馏段1.2064342.8770.002508.991 3.5 精馏塔工艺尺寸计算精馏塔工艺尺寸计算 1、塔高 塔体总高度利用下式计算： 21BDPPFFTPF HHHHHnHnH1nnnH）（ （1）塔顶封头 封头分为椭圆形、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头。由公称直径 DN=1200mm，查 化工原理课程设计附录 2 得，曲面高度直边高度内表面积mm300h1mm40h2 吉林化工学院化工原理课程设计 20 ,容积。则封头高度 2 m7117 . 1 A 3 0.2714mV mmhh340H 211 （2）塔顶空间 设计中取塔顶间距考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空m70 . 0 35. 02H2H T0 间 1.0m。 （3）塔底空间 塔底空间高度 HB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，取塔底液面至最下一层塔板间距离为 1.5m。则： 5 . 1 60tL H , s B T A V 5.1 1310.1 2741.0601050.25 3- =1.923m (4) 人孔 对的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔 68 块塔板设一个人孔，本D1000m m 塔具有 33 块塔板，需设置 5 个人孔，每个人孔直径为 450mm，在设置人孔处板间距 。mm600HP （5）进料处板间距 考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距。mm800HF (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800mm，故裙座壁厚取 16mm. 基础环内径：mm832106 . 02 . 01621200D 3 bi ）（）（ 基础环外径：mm1632106 . 02 . 01621200D 3 bo ）（）（ 圆整后：mm2000Dmm1000D bobi ， 考虑到再沸器，取裙高。m3H2 塔体总高度： 21BDPPFFTPF HHHHHnHnH1nnnH）（ 334.0958.0135.0）15133（ mm163.19 2、塔径、塔径 精馏段 0351.0 706.1 16.741 217.4699 918.7 5.05.0 mV mL h h V L X 取板间距 ，塔板清液层高度 mHT35. 0mhL05 . 0 mhHY LT 30 . 0 05 . 0 35 . 0 吉林化工学院化工原理课程设计 21 液体表面张力时的气体负荷因子为mmN /