课程设计：乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计

1、成绩华北科技学院 化工原理课程设计 说明书设计题目:分离乙醇 -正丙醇混合液的精馏塔设计 姓 名:熊 先 清专 业:化学工程与工艺班 级:化工 B091学 号: 200901034112指导教师:高丽花 李辰明设计时间:2012年 6月 10日至 2012年 6月 22日 完成时间:2012年 6月 22日评 语:目录目录 . 错 误!未定义书签。一 设计任务书 . . 错 误!未定义书签。二 塔板的工艺设计 . . 错 误!未定义书签。(一设计方案的确定 . . 错 误!未定义书签。(二精馏塔的物料衡算 . . 错 误!未定义书签。1. 原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 . . 错 误!未定

2、义书签。2. 物料衡算 . . 错 误!未定义书签。 (三 物性参数的计算 . 错 误!未定义书签。1. 操作温度的确定 . . 错 误!未定义书签。2. 密度的计算 . . 错 误!未定义书签。3. 混合液体表面张力的计算 . . 错 误!未定义书签。4. 混合物的粘度 . . 错 误!未定义书签。5. 相对挥发度 . . 错 误!未定义书签。 (四 理论板数及实际塔板数的计算 . 错 误!未定义书签。1. 理论板数的确定 . . 错 误!未定义书签。2. 实际塔板数确定 . . 错 误!未定义书签。 (五 热量衡算 . 错 误!未定义书签。1. 加热介质的选择 . . 错 误!未定义书签。

3、2. 冷却剂的选择 . . 错 误!未定义书签。3. 比热容及汽化潜热的计算 . . 错 误!未定义书签。4. 热量衡算 . . 错 误!未定义书签。 (六 塔径的初步设计 . 错 误!未定义书签。1. 汽液相体积流量的计算 . . 错 误!未定义书签。2. 塔径的计算与选择 . . 错 误!未定义书签。 (七 溢流装置 . 错 误!未定义书签。1. 堰长 l W . 错 误!未定义书签。2. 弓形降液管的宽度和横截面积 . . 错 误!未定义书签。3. 降液管底隙高度 . . 错 误!未定义书签。 (八 塔板分布、浮阀数目与排列 . 错 误!未定义书签。1. 塔板分布 . . 错 误!未定义

4、书签。2. 浮阀数目与排列 . . 错 误!未定义书签。 二、塔板的流体力学计算 . . 错 误!未定义书签。 (一汽相通过浮阀塔板的压降 . . 错 误!未定义书签。1. 精馏段 . . 错 误!未定义书签。2. 提馏段 . . 错 误!未定义书签。 (二淹塔 . . 错 误!未定义书签。1. 精馏段 . . 错 误!未定义书签。2. 提馏段 . . 错 误!未定义书签。(三雾沫夹带 . . 错 误!未定义书签。(四塔板负荷性能图 . . 错 误!未定义书签。1. 雾沫夹带线 . . 错 误!未定义书签。2. 液泛线 . . 错 误!未定义书签。3. 液相负荷上限线 . . 错 误!未定义书

5、签。4. 漏液线 . . 错 误!未定义书签。5. 液相负荷下限线 . . 错 误!未定义书签。 三、塔总体高度计算 . . 错 误!未定义书签。1. 塔顶封头 . . 错 误!未定义书签。2. 塔顶空间 . . 错 误!未定义书签。3. 塔底空间 . . 错 误!未定义书签。4.人孔 . . 错 误!未定义书签。5. 进料板处板间距 . . 错 误!未定义书签。6. 裙座 . . 错 误!未定义书签。 四、塔的接管 . . 错 误!未定义书签。1. 进料管 . . 错 误!未定义书签。2. 回流管 . . 错 误!未定义书签。3. 塔底出料管 . . 错 误!未定义书签。4. 塔顶蒸汽出料管

6、 . . 错 误!未定义书签。5. 塔底蒸汽管 . . 错 误!未定义书签。 五、塔的附属设备设计 . . 错 误!未定义书签。1. 冷凝器的选择 . . 错 误!未定义书签。2. 再沸器的选择 . . 错 误!未定义书签。六、总结 . 错 误!未定义书签。七.参考文献 . . 错 误!未定义书签。一 设计任务书【设计题目】 分离乙醇 -正丙醇混合液的精馏塔设计【设计条件 】进料:乙醇含量 40%(质量分数,下同 ,其余为正丙醇分离要求:塔顶乙醇含量 93%;塔底乙醇含量 0.01%生产能力:年处理乙醇 -正丙醇混合液 25000吨,年工 7200小时操作条件:间接蒸汽加热;塔顶压强 1.03

7、atm(绝压 ;泡点进料; R=5【设计计算】二 塔板的工艺设计(一设计方案的确定本设计的任务是分离乙醇 -正丙醇混合液。 对于二元混合物的分离, 应采用连续精馏流程。(二精馏塔的物料衡算1. 原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数乙醇的摩尔质量 MA =46kg/kmol丙醇的摩尔质量 MB=60kg/kmol原料乙醇的摩尔分数:654. 060/6046/4046/40=+=F x 塔顶产品的摩尔分数:945. 060/746/9346/93=+=D x 塔釜残夜乙醇的摩尔分数:00013. 06099.99/46/01. 046/01. 0=+=W x 2. 物料衡算原料处理量:1-392.

8、64720060/6. 046/4. 0(1025000h kmol F =+= 物料衡算:W D +=F 乙醇的物料衡算:W D F Wx Dx Fx += 两式联立得:1-1h 32.96kmol W h 31.96kmol =D(三 物性参数的计算表 1 乙醇正丙醇混合液的 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 表 1的 平 衡 数 据 摘 自 :J.Gmebling,U.onken Vapor-liquidEquilibrium Data Collection-Organic Hydroxy Compounds: Alcohols(p.336。乙醇

9、沸点:78.3;正丙醇沸点:97.2。1. 操作温度的确定利用上表中数据利用数值插入法确定进料温度 t F 、塔顶温度 t D 塔釜温度 t W进料温度: .17860.358-0.46588.32-0.358-0.46132. 88-25. 86=F F t t 塔顶温度: 40. 790.884-0.94580.5-0.884-180.5-78.4=D D t t 塔釜温度: 596. 970-0.0001397.60-0-0.12697.60-93.85=W W t t 精馏段平均温度: 79. 82240. 7917. 8621=+=+=D F t t t 提馏段平均温度: 89. 9

10、1260. 9717. 8622=+=+=W F t t t2. 密度的计算利用式:(4. 22 (a10V B为平均相对分子量 、 为质量分数 M Tp Mp T a a BAAL=+=, 计算混合液体的密度和混合气体的密度。 (1塔顶:塔顶温度:t D =79.40 气相组成 y D :0959. 0140. 78-40. 791-0.91478.40-50. 80=-=D D y y进料:进料温度:t F =86.17 气相组成 y F : 6539. 065. 086.25-86.170.65-0.5586.25-32. 88=-=F F y y塔釜:塔釜温度:t W =97.60 气

11、相组成 y W :0.00025624. 093.85-97.5960.24-093.85-60. 97=-=w W y y(2精馏段平均液相组成 1x :0705. 02546. 0945. 021=+=+=F D x x x 精馏段平均汽相组成 1y :6580. 025396. 0959. 021=+=+=F D y y y 精馏段液相平均相对分子量 1L M :-11kmol 50.13kg 0.705 -(160705. 046=+=L M 精馏汽相平均相对分子量 1V M :-11kmol 48.71kg 0.8065 -(1600.806546=+=V M(3提馏段平均液相组成

12、2x :2623. 0213000. 0465. 022=+=+=W F x x x 提馏段平均汽相组成 2y :7132. 020.0002566539. 022=+=+=W F y y y 提馏段液相平均相对分子量 2L M :-12kmol 56.74kg 0.2326 -(1600.232646=+=L M 提馏汽相平均相对分子量 2V M :-12kmol 2kg 4. 550.3271 -(1600.327146=+=V M (4进料、塔顶及塔釜混合液的密度 利用表 2中的数据利用数值插入法确定进料温度 t F 、塔顶温度 t D 塔釜温度 t W 下的乙醇和正丙醇的密度。 进料温

13、度 t F :t F =86.17(17. 731-87. 72817. 86-9087. 731-87. 72885-903-进料中乙醇的密度 乙醇 乙醇m kg =(744.74-740.8717. 86-90745.87-740.8785-903-进料中正丙醇的密度 正丙醇 正丙醇m kg = (25. 73974. 7444. 0-117. 7314. 013-B料液的密度 m kg a a F BAAF=+=+= 塔顶温度 t D :t D =79.40(736.35-87. 73579.40-80739.87-735.8775-803-馏出液中乙醇的密度 乙醇 乙醇m kg =(7

14、51.46-750.864. 79-80755.86-750.8675-803-馏出液中正丙醇的密度 正丙醇 正丙醇m kg = (737.39751.4693. 0-1736.3593. 013-B馏出液的密度 m kg a a D BAAD=+=+= 塔釜温度 t W :t W =97.60(719.71-715.8760. 97-100723.87-715.8795-1003-釜残液中乙醇的密度 乙醇 乙醇m kg =(733.27-730.8797.60-100735.87-730.8795-1003-釜残液中正丙醇的密度 正丙醇 正丙醇m kg = (733.27733.270001

15、. 0-171. 7190001. 013-B釜残液的密度 m kg a a W BAAW=+=+= (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:3-132. 738239. 73725. 7392m kg DF L =+=+=提馏段液相平均密度:3-2736.262733.2725. 7392m kg wF L =+=+=(6精馏段和提馏段混合液的平均摩尔质量 塔顶混合液的平均摩尔质量:-1kmol 46.77kg 600.945 -(146945. 060 -(146=+=+=D D LD x x M 进料液的平均摩尔质量:-1kmol 49kg . 53600.46

16、5 -(146654. 060 -(146=+=+=F F LF x x M 塔底釜残液的平均摩尔质量:-1kmol 60.00kg 600.00013 -(14600013. 060 -(146=+=+=W W LW x x M 所以,精馏段混合液的平均摩尔质量:1-113. 50249. 5377. 462kmol kg M M M LF LD L =+=+=提馏段混合液的平均摩尔质量: 1-256.75260.0049. 532kmol kg M M M LW LF L =+=+=(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:3066. 1140. 7915. 2

17、73(4. 2203. 115. 27360 959. 01(959. 0464. 22 1(=+-+=-+=m kg TP PT M y y M D D VD 正丙醇 乙醇 进料液汽相平均密度:30.781117. 8615. 273(4. 2203. 115. 27360 6539. 01(6539. 0464. 22 1(=+-+=-+=m kg TP PT M y y M F F VF 正丙醇 乙醇 塔底釜残液汽相平均密度:3003. 2160. 9715. 273(4. 2203. 115. 27360 000256. 01(000256. 0464. 22 1(=+-+=-+=m

18、kg P T PT M y y M W W W VW 正丙醇 乙醇 所以,精馏段汽相平均密度:3-172. 1278. 166. 12m kg VFVD V =+=+= 提馏段汽相平均密度:3-291. 1278. 12.032m kg VFVw V =+=+=3. 混合液体表面张力的计算 利用上表中数据利用数值插入法确定进料温度 t F 、塔顶温度 t D塔釜温度 t W 下的乙醇和正丙醇的表面张力。液相平均表面张力按下式计算: =i i LM x (1 混合液体表面张力 原料液的表面张力 乙醇的表面张力:1-86. 16-4. 1617. 86-9017-4. 1685-90m mN F

19、F=乙醇 乙醇 1-18.41-18.117. 86-905. 18-1. 1885-90m mN F F=正丙醇 正丙醇醇 原料液的表面张力-1m 17.69mN 18.410.465 -(186. 16465. 0 -(1=+=+=F F F F i i LFM x x x 正丙醇 乙醇 塔顶液的表面张力乙醇的表面张力:1-17.46-4. 1740. 79-8017.9-4. 1775-80m mN D D=乙醇 乙醇 丙醇的表面张力:1-18.97-18.979.40-8059. 1-.91875-80m mN D D=正丙醇 正丙醇 塔顶液的表面张力-1m 17.54mN 18.97

20、0.945 -(117.46945. 0 -(1=+=+=D D D D i i LDM x x x 正丙醇 乙醇 釜残液的表面张力乙醇的表面张力:1-15.89-15.797.60-10016.1-7. 1595-100m mN W W=乙醇 乙醇 丙醇的表面张力:1-17.39-17.297.60-1006. 172. 1795-100m mN W W=-正丙醇 正丙醇 釜残液的表面张力-1m 17.39mN 17.390.00013 -(115.8900013. 0 -(1=+=+=W W W W i i LWM x x x 正丙醇 乙醇 (2提馏段和精馏段的平均表面张力 精馏段平均表面

21、张力:1-1m 62mN . 17254. 1769. 172=+=+=LDMLFM 提馏段平均表面张力:1-2m 54mN . 17239. 1769. 172=+=+=LWMLFM 4. 混合物的粘度 利用表 4中的数据利用数值插入法确定进料温度 t F 、塔顶温度 t D 塔釜温度 t W 下的乙醇和正丙醇的粘度。 (1 混合液体粘度精馏段的平均温度为: 79. 821=t , 该温度下 乙醇的粘度为:S mPa =417. 079. 82-85-41. 080-850.426-41. 0乙醇 乙醇正丙醇的粘度为:S mPa =660. 079. 82-85-4.6080-850.685

22、-0.64正丙醇 正丙醇精馏段混合液的粘度为:S mPa x =+=+=489. 0660. 0705. 0-1417. 0705. 0x -1111 ( (正丙醇 乙醇 (2提馏段的平均温度为: 79. 821=t , 该温度下 乙醇的粘度为:S mPa =361. 091.89-95-.345090-950.37-345. 0乙醇乙醇 正丙醇的粘度为:S mPa =539. 091.89-95-495. 090-950.565-0.495正丙醇 正丙醇提馏段混合液的粘度为:S mPa x =+=+=498. 0539. 02326. 0-1361. 02326. 0x -1222 ( (正

23、丙醇 乙醇 5. 相对挥发度由 465. 0=F x , 5396. 0=F y 得 17. 2465. 0-16539. 0-465. 06539. 0=F 由 945. 0=D x , 9590. 0=D y 得 1.36945. 0-19590. 0-945. 09590. 0=D 由 00013. 0=W x , 000256. 0=W y 得 1.9700013. 0-1000256. 0-00013. 0000256. 0=W精馏段的相对挥发度:73. 1236. 109. 221=+=+=DF 提馏段的相对挥发度:2.03297. 109. 222=+=+=WF 平均相对挥发度

24、1.7897. 136. 12.09=D W F (四 理论板数及实际塔板数的计算1. 理论板数的确定设计条件已确定回流比 R=5,并且是泡点进料 ,q=1 则, 1-159.8096. 315h kmol RD L =1-191.7696. 311 5( 1(h kmol D R V =+=+=1-72. 42292. 64180. 915h kmol qF L L =+=+=1-191.76h kmol V V =本设计采用图解法求解理论板数。 由表 1中乙醇和正丙醇的气液 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: 158. 0833. 0945. 015115

25、51111+=+=+=+n n D n n x x x R x R R y 提馏段操作线方程为:0000223. 0-172. 100013. 076. 19196. 32-76. 19172. 224-1m m W m mx x x V W x V L y =+ 利用逐板计算法计算理论板数 由上表看出全塔理论板数为 25N T =块(包含再沸器加料板为第 8块理论板。精馏段理论板数:7N T1=块; 提馏段理论板数:171-7-25N T2= (块 2. 实际塔板数确定 精馏段:已知:73. 11=, s 0.489mPa 1=51. 0 489. 073. 1(49. 0 (49. 024

26、5. 0245. 0111=-L T E 1451. 0711=T T P E N N 精 块 提馏段:已知:2.032=, s 0.498mPa 1=49. 0 849. 030. 2(49. 0 (49. 0245. 0245. 0222=-L T E 3549. 01722=T T P E N N 提 块 则全塔所需的实际板数为:493514N P =+=+=提 精 P P N N 块 全塔效率:%98. 48%10049125%100=-=P T T N N E 实际加料板的位置在第 15块板。(五 热量衡算1. 加热介质的选择常用的加热介质有饱和水蒸汽和烟道气。由于水蒸气清洁易得,

27、不易结垢, 不腐蚀管道的优点, 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。 2. 冷却剂的选择常用的冷却剂式水和空气,本设计考虑用冷凝水作为冷却剂。 3. 比热容及汽化潜热的计算 (1 塔顶温度 t D 下的比热容塔顶温度 t D =79.40 , 使用内插法求该温度下乙醇和正丙醇的 比热容。 乙醇的比热容:40. 79-80C -48. 340. 79-80C -70-8025. 3-48. 370-80C -79.40p 79.40p 80, 70p 80, 乙醇, 乙醇, 乙醇 乙醇, 乙醇 =p p C CK /(kg

28、466. 3C 79.40p =kJ 乙醇, 正丙醇的比热容:40. 79-80C -13. 340. 79-80C -70-8000. 3-13. 370-80C -79.40p 79.40p 80, 70p 80, 乙醇, 正丙醇, 正丙醇 乙醇, 正丙醇 =p p C C K /(kg122. 3C 79.40p =kJ 正丙醇, 正丙醇, 乙醇 40. 7940. 79, P D p DK kJ/(kmol 22. 161K /(kg447. 3 122. 3945. 0-1466. 3945. 0=+=kJ ( (2进料温度 t F 下的比热容进料温度:t F =86.17 乙醇的比

29、热容:86.17-90C -3.6986.17-90C -80-9048. 3-69. 380-90C -86.17p 86.17p 0,980p 0,9乙醇, 乙醇, 乙醇 乙醇, 乙醇 =p p C C K /(kg610. 3C 86.17p =kJ 乙醇, 正丙醇的比热容:86.17-90C -26. 386.17-90C -80-9013. 3-26. 380-90C -86.17p 86.17p 0,980p 0,9乙醇, 正丙醇, 正丙醇 乙醇, 正丙醇 =p p C C K /(kg210. 3C 86.17p =kJ 正丙醇, 正丙醇, 乙醇 40. 7940. 79, 1(

30、P F p F pF C x C x C -+=K kJ/(kmol65. 181K /(kg396. 3 210. 3465. 0-1610. 3465. 0=+=kJ ( (3塔底温度 t W 下的比热容塔釜温度:t W =97.60 乙醇的比热容:97.60-100C -3.8997.60-100C -90-10069. 3-89. 390-100C -60. 97p 97.60p 0,1090p 0,10乙醇, 乙醇, 乙醇 乙醇, 乙醇 =p p C CK /(kg842. 3C 97.60p =kJ 乙醇, 正丙醇的比热容:97.60-100C -34. 397.60-100C -

31、90-10026. 3-34. 390-100C -97.60p 97.60p 0,1090p 0,10乙醇, 正丙醇, 正丙醇 乙醇, 正丙醇 =p p C C K /(kg321. 3C 6097p =kJ 。 正丙醇,正丙醇, 乙醇 97.6060. ,97P W p WK/(kmol 199.26K /(kg321. 3321. 300013. 0-1842. 300013. 0=+=kJ kJ (4塔顶温度 t D 下的汽化潜热内插法计算出塔顶温度下的汽化潜热。 乙醇的汽化潜热:40. 79-80-5. 82070-801. 810-5. 82079.4-80-70-80-79.40

32、79.40807080乙醇, 乙醇, 乙醇, 乙醇, 乙醇, =1-79.409. 819-kg kj =乙醇, 正丙醇的气化潜热:40. 79-80-5. 69070-80673.3-5. 69079.4-80-70-80-79.4079.40807080正丙醇, 正丙醇, 正丙醇, 正丙醇, 正丙醇, =1-79.405. 689-kg kj =正丙醇, -14. 794. 79kg812.7kJ 689.50.945 -(19. 819945. 0 1(=+=-+=正丙醇, 乙醇, D D D x x4. 热量衡算(10时塔顶上升的热量 Qv 塔顶以 0为基准VD D D PD V M

33、V t C V Q +=1-35. 971231957. 467. 81276. 19140. 7922. 16176. 191h kJ =+= (2回流液的热量 R Q 注:此为泡点回流。根据 t-x-y 图查得此时组成下的泡点 t D =79.20图 2:乙醇正丙醇混合液的 t-x-y 关系图 此温度下,20. 79-80C -48. 320. 79-80C -70-8025. 3-48. 370-80C -79.20p 79.20p 80, 70p 80, 乙醇, 乙醇, 乙醇 乙醇, 乙醇 =p p C C K /(kg462. 3C 79.40p =kJ 乙醇, 正丙醇的比热容:20

34、. 79-80C -13. 320. 79-80C -70-8000. 3-13. 370-80C -79.20p 79.20p 80, 70p 80, 乙醇, 正丙醇, 正丙醇 乙醇, 正丙醇 =p p C C K /(kg120. 3C 79.40p =kJ 正丙醇, 正丙醇, 乙醇 40. 7940. 79, 1(P R p R pR C x C x C -+=K l .06kJ/(kmo161K /(kg443. 3120. 3945. 0-1462. 3945. 0=+=kJ (1-74. 201266320. 7806. 1618. 159h kJ t C L Q R pR R =

35、(3塔顶馏出液的热量 D Q因馏出口与回流口组成相同,所以 K l .06kJ/(kmo161=pD C1-24. 40356240. 7806. 16196. 31hkJ t C D Q D pD D =(4进料的热量 F Q1-15. 101617817. 8665. 18192. 64h kJ t C F Q F pF F =(5塔底残液的热量 W Q-1h J 640998.70k 60. 9726. 19996. 32=W pW W t C W Q(6冷凝器消耗的热量 C Q-1h kJ 7296093.33403562.24-2012663.7435. 9712319=-=-=D

36、R V C Q Q Q Q (7再沸器提供热量 B Q (全塔范围列热量衡算式 取塔釜热量损失为 10%,则 B Q Q 1. 0=损 , 损 Q Q Q Q Q Q D W C F B +=+ 再沸器的实际热负荷:-1h kJ 7324475.761016178.51-403562.24640998.7033. 7296093-9. 0=+=+=F D W C B Q Q Q Q Q 计算得:-1h J 8138306.4k =B Q 计算结果见下表: (六 塔径的初步设计1. 汽液相体积流量的计算 (1精馏段:1-159.8096. 315h kmol RD L = 1-191.7696.

37、 311 5( 1(h kmol D R V =+=+= 已知: -11kmol 50.13kg =L M , -11kmol 48.71kg =V M3-136. 738m kg L =, 3-172. 1m kg V =则质量流量为:1-1177. 80108. 15913. 50h kg L M L L = 11189. 963276. 19171. 48-=h kg V M V V 体积流量为:1-33-1111001. 323. 738360077. 80103600s m L L L s =1-3111556. 11.7236009632.893600s m V V V s =(2

38、提馏段1-72. 42292. 64180. 915h kmol qF L L =+=+=1-191.76h kmol V V =已知:-12kmol 75kg . 56=L M , -12kmol 55.42kg =V M3-2736.27m kg L =, 3-291. 1m kg V =则质量流量为:1-2286. 12752224.7256.75h kg L M L L = 12234. 1062776. 19142. 55-=h kg V M V V 体积流量为:1-33-222104.8126. 673360086. 12752s m L L L s =1-3V2221.54691. 1360034. 106273600s m V V s =2. 塔径的计算与选择 (1精馏段利用 m ax u (=安全系数 u ; 8. 06. 0=安全系数(u max 可由史密斯关联图查出 式中的 C CVVL -=, 史密斯关联图如 图 3所示。图 3:史密斯关联图 横坐标数值:040. 072. 136. 738556. 11001. 32/13-2/11111=V L s s V L 取板间距:m H T 45. 0=, m h L 07. 0=, m h H L T 3