乙醇丙醇连续浮阀式精馏塔的设计.doc

. . 目录 化工原理设计任务书.1 摘 要.2 第 1 章 绪论.3 1.2 设计流程.3 1.2 设计思路.4 第 2 章 塔板的工艺设计.5 2.1 精馏塔全塔物料衡算.5 2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系.5 2.2.1 温度的确定.5 2.2.2 密度的计算.6 2.2.3 混合液体表面张力的计算.7 2.2.4 混合液混合物的粘度计算.8 2.2.5 相对挥发度.9 2.3 理论塔板的计算.9 2.3.1 理论塔板数的确定.9 2.3.2 实际塔板数.11 精馏段.11 提馏段.11 2.4 塔径的初步设计.12 2.4.1 气液相体积流量计算.12 精馏段.12 提馏段.12 2.4.2 操作压力计算.12 2.4.3 塔径的计算与选择.13 精馏段.13 提馏段.13 2.5 溢流装置.14 2.5.1 溢流堰长.14 2.5.2 弓形降液管的宽度与降液管的面积.14 d w f a 2.5.3 降液管底隙高度.15 2.6 塔板布置.15 2.6.2 塔板的分布.15 2.6.2 浮阀数目与排列.15 精馏段.15 提馏段.16 第 3 章 塔板的流体力学计算.18 3.1 汽相通过浮阀塔板的压降.18 3.1.1 精馏段.18 . . 干板阻力.18 板上充气液层阻力.18 液体表面张力所造成的阻力.18 3.1.2 提馏段.18 干板阻力.18 板上充气液层阻力.18 3.1.2. 2 液体表面张力所造成的阻力.18 3.2 淹塔.18 3.3 雾沫夹带.19 3.4 塔板负荷性能图.20 3.4.1 雾沫夹带线.20 3.4.2 液泛线.21 3.4.3 液相负荷上限线.22 3.4.4 漏液线.22 3.4.5 液相负荷下限线.22 3.4.6 操作弹性.23 第 4 章 塔总高度计算.24 4.1 塔顶封头.24 4.2 塔顶空间.24 4.3 塔底空间.24 4.4 人孔.24 4.5 进料板处板间距.24 4.6 裙座.24 第 5 章 塔的接管.25 5.1 进料管.25 5.2 回流管.25 5.3 塔底出料管.25 5.4 塔顶蒸汽出料管.25 5.5 塔底蒸汽进气管.26 5.6 设计结果汇总.27 结语.28 参考文献.29 主要符号说明.30 附录.32 . . 化工原理设计任务书化工原理设计任务书 一、设计题目：乙醇-丙醇连续浮阀式精馏塔的设计 二、任务要求：设计一连续浮阀精馏塔以分离乙醇丙醇 具体工艺参数如下： 原料加料量 f100kmol/h 进料组成 xf0.318 馏出液组成 xd0.938 釜液组成 xw0.038 塔顶压力 p100kpa 单板压降 0.7 kpa 2 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。 三三 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）塔径及精馏和提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、设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 . . 摘摘 要要 在本次任务中，根据化工原理课程设计的要求设计的是乙醇-丙醇二元浮阀精馏塔，除了 要计算其工艺流程（物料衡算、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 min=4.276，应用逐板法计算理论版数，求得理论塔板 nt r min =1. 5r 为 15 块（包括塔釜再沸器） ，第 8 块为进料板。由奥康奈尔公式得到全塔效率为 46.67%，e t 实际塔板数为 30 块，第 16 块为进料板,建立塔的框架。以此为基础，展开物料物理性质和塔 工艺尺寸的计算：塔径，板间距；选用单溢流弓形降 12 md =1.4m精馏段d =1. 2 ，提馏段0. 45m 液管；并用流体力学对浮阀精馏塔进行验算，气体通过浮阀塔板压降，淹塔，物沫夹带，塔 板负荷性能图（物末夹带线、液泛线、液相负荷上限漏液线、液相负荷下限）确定了各项指 标均在安全操作范围之内。塔顶采用全凝器，进料液用釜液预热。 关键词：乙醇关键词：乙醇- -丙醇；浮阀精馏塔；物料衡算；逐板法计算理论塔板数；丙醇；浮阀精馏塔；物料衡算；逐板法计算理论塔板数； . . 第第 1 1 章章 绪论绪论 精馏在化工生产中是最基本的单元操作之一，精馏操作的主体设备即塔设备，气液传质 设备的种类繁多，但基本上可以分为两大类：逐级接触式和微分式，板式塔是逐级接触式的 代表，填料塔是微分接触式的代表。板式塔的塔板类型种类很多，有泡罩塔板、浮阀塔板、 筛孔塔板、舌型塔板、网孔塔板、垂直塔板、多降液管塔板、林德筛板、无溢流塔板等。本 设计要求设计浮阀塔精馏塔，所以下面介绍一下浮阀塔。 浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型，其特点是在筛板塔基础上，在每个筛 孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因 自重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因 气体在阀片下侧水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，从而收到很 好的传质效果。 浮阀有三条带钩的腿，将浮阀放进筛孔后，将其腿上的钩扳转，可防止操作时气速过大 将浮阀吹脱。此外，浮阀边沿冲压出三块向下微弯的“脚” 。当筛孔气速降低，浮阀降至塔板 时，靠这三只“脚”使阀片与塔板间保持 2.5mm 左右的间隙；在浮阀再次升起时，浮阀不会 被粘住，可平稳上升。浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大 20%40%，操作弹性可达 79，板效 率比泡罩塔约高 15%，制造费用为泡罩塔的 60%80%，为筛板塔的 120%130%。 浮阀一般都用不锈钢制成，国内常用的浮阀有三种，即 v-4 型、t 型与 f1 型。v-4 型的 特点是阀孔被冲压成向下弯的喷嘴形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。t 型阀则 借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，f1 型浮阀最简单，该类型浮阀已被 广泛使用。我国已有部颁标准（jb111868） 。f1 型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度 2mm 的钢板冲成，阀质量约 33 克，轻阀用厚度 1.5mm 的钢板冲成，质量约 25 克。阀重则阀的惯 性大，操作稳定性好，但气体阻力大，一般采用重阀，只有要求压降很小的场合，如真空精 馏时才使用轻阀 1.11.1 设计流程设计流程 乙醇丙醇合液经原料预热器加热，进料状况为泡点进料送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采 用全凝汽冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接 蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐 饱和水蒸汽饱和水蒸汽 . . 全凝器 回流回流 出料出料 乙醇和丙醇溶液乙醇和丙醇溶液 塔釜出料塔釜出料 图 1-1 精流流程示图 1.2 设计思路设计思路 理论塔板数 求理论塔板数 汽液相负荷计算 浮阀塔塔板设计 流体力学计算 画出负荷性能图 画出工艺流程图 全塔物料衡算 . . 第第 2 2 章章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 2.12.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 摩尔分数质量分数=mol x/46 x/46x x （） （）+（1- )/ 60 26.33% 92.06% 2.94% f d w x x x 物料衡算式为：f=d+w 易挥发组分物料衡算：fxf=dxd+w xw fdw fxfdxdwxw 100 100 0.3180.9380.038 dw dw 解得：d=31.111 kmol/h=0.00864kmol/s w=68.889 kmol/h=0.0191kmol/s 2.22.2 常压下乙醇常压下乙醇- -丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度的关系丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度的关系 表 2-1 常压下乙醇丙醇的汽液平衡数据 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 .1 温度温度的确定的确定 利用表 2-1 中数据由插值法可求得、。 f t d t w t 进料温度： =89.206 oc 91.6091.6088.32 0.2100.3580.3180.210 f t f t 塔顶温度： =79.258 oc 78.3880.5978.38 0.844 10.938 1 d t d t 塔底温度： =96.162oc 97.1697.1693.85 00.1260.0380 w t w t 精馏段平均温度 1 89.20679.258 t84.232 22 fdtt 提馏段平均温度 2 89.20696.162 t92.684 22 fwtt . . .2 密度密度的计算的计算 利用式（ 为质量分率） 、（平均相对分子量）计算混合物液体密 b b a a l p 1 v . m 22.4 o o t p tp m 度和混合气体密度。 塔顶温度：=79.258 oc d t 气相组成: =96.58% d y 78.3880.5979.25878.38 1 0.9141 d y d y 进料温度: oc f t =89.206 汽相组成: =49.30% :f y 91.6088.3291.6089.206 0.3390.5500.339 f y :f y 塔底温度：=96.162 oc w t 汽相组成: =7.24% w y 97.1693.8597.1696.162 00.2400 w y w y 精馏段平均液相组成：=0.628 1 0.9380.318 22 df xx x 精馏段平均汽相组成：=0.729 1 0.96580.4930 22 df yy y 精馏段液相平均分子量： 1 46 0.62860 (1 0.628)51.208kg/kmol l m 精馏段汽相平均分子量： 1 46 0.72960 (1 0.729)50.07/ v mkg kmol 提馏段平均液相组成：=0.178 2 0.0380.318 22 wf xx x 提馏段平均汽相组成： 1 0.49300.0724 0.2827 22 wf yy y 提馏段液相平均分子量： 2 46 0.17860 (1 0.178)57.508kg/kmol l m 提馏段液相平均分子量： 2 46 0.282760 (1 0.2827)56.024/ v mkg kmol 利用表 2-2 中数据，由插值法不同温度下乙醇和丙醇的密度求得在、下乙醇和 f t d t w t 水的密度（） 3 mkg 表 2-2 不同温度下乙醇和丙醇的密度 温度 t、 708090100 乙醇：a m3 754.2742.3730.1717.4 丙醇：b m3 759.6748.7737.5726.1 =89.206oc （进料乙醇的密 f t 90809089.206 730.1 742.3730.1 f 乙 f 731.068 乙 3 kg m 度） （进料中丙醇的密度） 90809089.206 737.5748.7737.5 f 丙 f 738.389 丙 3 kg m . . = （料液的密度） f 10.26331 0.2633 731.068738.389 f 736.447 3 kg m =79.258 oc （馏出液中乙醇的密 d t 80708979.258 742.3754.2742.3 d 乙 d 743.183 乙 3 kg m 度） （馏出液中丙醇的密度） 80708079.258 748.7759.6748.7 d 丙 d 749.509 丙 3 mkg = （馏出液的密度） d 10.92061 0.9206 743.183749.509 d 743.681 3 kg m =96.162 oc （残液中乙醇的密 w t 1009010096.162 717.4730.1717.4 w 乙 w 722.274 乙 3 kg m 度） （残液中丙醇的密度） 1009010096.162 726.1 737.5726.1 w 丙 w 730.475 丙 3 kg m = （残液的密度） w 10.02941 0.0294 722.274730.475 730.231 w 3 kg m 所以 精馏段的平均气相密度：=740.064 1 736.447743.681 22 fd l 3 kg m 提馏段的平均气相密度：=733.339 2 730.231 736.447 22 wf l 3 kg m =46.868 46(1) 600.938 46(1 0.938) 60 lddd mxx/kg kmol =55.548 46(1) 600.318 46(1 0.318) 60 lfff mxx/kg kmol =59.468 46(1) 600.038 46(1 0.038) 60 lwww mxx/kg kmol 则： =51.208 1l m 46.86855.548 = 22 ldlf mm kg kmol =57.508 2l m 59.46855.548 = 22 lwlf mm kg kmol 46(1) 600.9658 46(1 0.9658) 6046.479 vddd myykg kmol 46(1) 600.493 46(1 0.493) 6053.098 vfff myy/kg kmol 46(1) 600.0724 46(1 0.0724) 6058.986 vwww myy/kg kmol 1 49.943 2 vdvw v mm m kg kmol 256.042 2 vfvw v mm m kg kmol kg/m3 273.15 1.787 22.4 (273.1589.206) vf kg/m3 273.15 1.608 22.4 (273.1579.258) vd . . kg/m3 273.15 1.948 22.4 (273.1596.162) vw kg/m3 1 1.787 1.608 1.697 22 vfvd v kg/m3 2 1.787 1.948 1.867 22 vfvw v .3 混合液体表面张力的计算混合液体表面张力的计算 由表 2-3 不同温度下乙醇和丙醇的表面张力，利用插值法求的表面张力 表 2-3 不同温度下乙醇和丙醇的表面张力数据表 温度 6080100 乙醇（） mn m 20.2518.2816.29 丙醇（） mn m 21.2719.4017.50 , ，79.258 d t 806018.2820.25 8079.25818.28 d 乙 18.353 d 乙 mn m 806019.4021.27 8079.25819.40 d 丙 19.469 d 丙 mn m =89.206， ， f t 1008016.29 18.28 10089.20616.29 乙f 17.364 f 乙 mn m ， 1008017.50 19.40 10089.20617.50 丙f 18.525 f 丙 mn m 96.162， ， ， w t 1008016.29 18.28 10096.16216.29 w 乙 16.672 乙w mn m ， 1008017.50 19040 10096.16217.50 w 丙 17.865 丙w mn m (1)18.353 0.938 19.469 (1 0.938)18.422 ldddd xx 乙丙d mn m (1)17.364 0.318 18.525 (1 0.318)18.156 lfffff xx 乙丙 mn m (1)16.672 0.038 17.865 (1 0.038)17.820 lwwwww xx 乙丙 mn m 精馏段液相平均表面张力： 18.422 18.156 18.289 22 ldlf l 精 mn m 提馏段液相平均表面张力： 17.820 18.156 17.988 22 lwlf l 提 mn m 2.2.4 混合液混合物的粘度计混合液混合物的粘度计算算 2-4 乙醇和丙醇的粘度数据表 温度 6080100 乙醇 （mpa*s） 0.6010.4950.361 丙醇 0.8990.6190.444 . . （mpa*s） 根据 2-4 表，用插值法求得混合物的黏度 ， ， 1 84.232t 1008084.23280 0.361 0.4950.495 乙 0.467 乙 a mp s ， 1008084.23280 0.444-0.6190.619 丙 0.582 丙a mp s , ， 2 92.684t 1008092.68480 0.361-0.4950.495 乙 0.410 乙a mp s ， 1008092.68480 0.4440.6190.619 丙 0.508 丙a mp s 精馏段粘度： 111 10.628 0.4671 0.6280.5820.510 xx 乙丙 （）（） a mp s 提馏段粘度： 222 1)0.178 0.4101 0.1780.5080.490 xx 乙丙 （） a mp s .5 相对挥发度相对挥发度 由 ， 得0.318 f x 0.493 f y 0.4931 0.493 2.085 0.3181 0.318 f 由 ， 得0.938 d x 0.966 d y 0.9661 0.966 1.867 0.9381 0.938 d 由 ， 得0.038 w x0.072 w y 0.0721 0.072 1.964 0.0381 0.038 w 精馏段平均相对挥发度： 1 1.8672.085 1.976 22 df 提馏段平均相对挥发度： 2 1.9642.085 2.024 22 wf 2.32.3 理论理论塔板塔板数及实际塔板数的计算数及实际塔板数的计算 .1 理论塔板数确定理论塔板数确定 理论塔板数的计算方法:可用逐板计算法、图解法。本设计采用图解法。 最小回流比： （1） dp min pp xy r= yx q=1 饱和进料。q 线方程为： （2） pf x =x =0.318 . . 精馏段相平衡方程： （3） 1 1 1 1.976x y = 1 0.976x 提馏段相平衡方程： （4） 2 2 2 2.024x y = 1 1.024x 式（2） （3）联立得： pp x =0.318y =0.479， 代入（1）式得： min 0.9380.479 r=2.851 0.4790.318 操作回流比取： min r=1.5r=1.5 2.851=4.276 精馏段操作线： x r d y=x + n n+1 r+1r+1 得： （5）y=0. 810 x +0. 178 n n+1 提馏段操作线方程： m m lw y=x -xw +1 vv 得： （6） m m y=1. 420 x - 0. 0159 +1 理论板数计算：先交替使用相平衡方程（3）与精馏段操作线方程（5）计算如下 yx 相平衡 =0. 938=0. 884 11 xy =0. 811=0. 894 22 yx =0. 835=0. 719 33 xy =0. 616=0. 760 44 yx =0. 677=0. 515 55 xy =0. 426=0. 595 66 yx =0. 357=0. 523 77 xy =0. 307=0. 467 88 此时。第九块板上升汽相组成由提馏段方程计算。xx0.318 f =0. 307 8 以下交替使用提馏段操作线方程（6）与相平衡方程（4）计算如下 98 y1.420 x0.01590.420 9 0.420 x0.263 2.024 1.024 0.420 xy =0. 263=0. 358 910 . . yx =0. 291=0. 216 1110 xy =0. 169=0. 224 1112 yx =0. 161=0. 124 1312 xy =0. 086=0. 107 1314 15 xy0.063=0. 107 14 15 x0.032 w x =0.038 由此得到： 全塔理论板数块（包括再沸器） 。加料板为第 8 块理论板。 t n =15 精馏段理论板数 t1 n =7块 提馏段理论板数 nt2=8-1=7 块 .2 实际塔板数确定实际塔板数确定 全塔板效率的求取利用奥康奈尔公式 0.245 0.49() tl e 其中：塔顶与塔底平均相对挥发度； 塔顶与塔底平均液相粘度 。 l a mp s 精馏段精馏段 已知： ， mpa*s 1 1.976 1 0.510 l 所以： 0.245 1 0.49 (1.976 0.510)0.489 t e 块 1 1 7 15 0.489 t p t n n e 精 提馏段提馏段 已知： ， mpa*s 2 2.024 2 0.490 l 所以： 0.245 0.49 (2.024 0.490)0.491 t e 块 2 2 7 15 0.491 t p t n n e 提 全塔所需实际塔板数15 1530 ppp nnn 精提 块 全塔效率：100%= 100%=46.67% t t p n e n 15 1 30 加料板位置在第 16 块塔板上。 . . 2.42.4 塔径的初步设计塔径的初步设计 .1 汽液相体积流量的计算汽液相体积流量的计算 精馏段精馏段： kmol/s 4.276 31.11 =0.037 3600 lrd kmol/s 1 (1)0.046 3600 vrd （4. 276）31. 11 则质量流量： kg/s 11 51.208 0.0371.895 l lm l kg/s 11 49.943 0.0462.297 v vm v 体积流量： /s 3 1 1 1 1.895 2.560 10 740.064 s l l l 3 m /s 1 1 1 2.297 1.354 1.697 s v v v 3 m 提馏段提馏段： 饱和液体进料 q=1 kmol/s 100 0.037=0.065 3600 llqfrdqf kmol/s (1)0.046vvqfv 则质量流量： kg/s 22 57.508 0.0653.738 l lml kg/s 22 56.042 0.0462.578 v vm v 体积流量： /s 3 2 2 2 3.738 5.097 10 733.339 s l l l 3 m /s 2 2 2 2.578 1.381 1.867 s v v v 3 m 2.4.2 操作压力计算操作压力计算 塔顶压强：pd=100kpa, 取每层塔板压降：p=0.7 kpa 则进料板压强：pf=100+0.7*14=117.425 kpa 塔釜压强：pw=101.325+