分离乙醇正丙醇二元物系浮阀式馏塔的设计化工原理课程论文

1、化学原理课程设计报告分离乙醇-正丙醇二元体系的浮阀蒸馏塔设计课题设计化工原理课程设计任务书一、设计题目：分离乙醇-正丙醇二元体系的浮阀蒸馏塔设计2.原始数据和条件：进料：乙醇含量45%（质量分数，下同），其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量99%；塔底乙醇含量 0.01%生产能力：年加工乙醇-正丙醇混合物25000吨，年投产7200小时操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压力1.03atm（绝对压力）；泡点进料； R=5三、设计任务：(1)完成精馏塔的工艺设计，包括设备设计和辅助设备选型。(2)画出带有控制点的工艺流程图、塔板布置图、精馏塔设计条件图。(3)编写精馏塔的设计规范，包括设计结果总结和设计评

2、价。第一章介绍根据混合液中各液体的不同挥发度，实现连续的高纯分离。在现代工业生产中，已广泛应用于物料系统的分离、提纯、制备等领域，取得了良好的效益。这些主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要包括泡罩塔板、阀塔板、筛板塔板、舌板塔板、网孔塔板、立式塔板等。二级课程设计为阀塔板。精馏工艺与其他精馏工艺的最大区别在于，在塔的两端都提供了高纯液相和气相回流，为精馏工艺的传质提供了必要的条件。提供高纯回流，使在相同理论塔板条件下，在实现精馏高纯分离时，总能保证一定的传质驱动力。因此，只要有足够的理论塔板和足够大的回流，在塔顶可以得到高纯度的轻组分产品，在塔底可以得到高纯度的重组分产品。柱子。蒸馏

3、广泛用于石油、化工、轻工等工业生产，是液体混合物分离的首选分离方法。本课程的设计是分离乙醇-正丙醇二元体系。这里我选择连续蒸馏阀柱。具有以下特点：( 1 )处理能力大，与相同直径的气泡塔相比，可提高2040%，接近筛板塔。( 2 )操作弹力大，一般在59左右，远大于筛板、泡罩、舌形托盘的操作弹力。( 3 )柱板效率高，比泡罩柱高15%左右。( 4 )压力小，常压塔内各板的压降一般为400-660 N/m 2 。( 5 )液位梯度小。( 6 )使用期限长。粘度稍高，与聚合现象正常的体系一起正常运行。( 7 )结构简单，安装方便，制造成本是泡罩盘的60-80%，筛盘的120-130 % 。本设计对

4、二进制系统的整改问题进行分析、计算、计算和绘制，是一个比较完整的整改设计过程。精馏设计包括设计方案的选择、主要设备的工艺设计计算-物料平衡计算、工艺参数的选择、设备结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选择、工艺流程图的制作、工艺条件主要设备图是等轴测图。通过精馏塔的计算可以得出，精馏塔的工艺流程、生产操作条件、物理参数和连接管尺寸等各种设计都是合理的，以保证顺利进行。整改过程的进展和效率的最大化。改进。本次设计结果为：理论塔板数为25，塔效率为48.0%，精馏段实际塔板数为17，汽提段实际塔板数为33，实际塔板数为板数为50。进料位置为第19个板。在板塔主要工艺尺寸设计计算中，得出塔径1.

5、4米，设置人孔5个，塔高28.425米。通过浮阀板的流体力学校核计算，证明各项指标数据均符合标准。关键词:浮阀蒸馏塔 物料平衡计算 流体力学试验第二章托盘工艺设计2.1 整个精馏塔物料平衡F：进料量（Kmol/s） X F：原料组成D：顶部产品流量 (Kmol/s) X D：顶部成分W: 塔底残余液体流量 (Kmol/s) X W:塔底成分粗乙醇组成：X F = =51.63%顶级成分：X D = =99.23%底成分：X W = =0.013%进给速度：F= 25kt/年= =0.0183 Kmol/s物料平衡公式：F=D+W外汇F = DX D +W XW同时置换和解：D=0.0095Km

6、ol/s W=0.0088 Kmol/s2.2精馏段和汽提段工艺条件及相关物理数据的计算2.2.1计算温度和平均相对挥发度由于乙醇-正丙醇可视为理想的材料体系，塔的平均相对挥发度可通过安托万方程和拉乌尔定律，采用试错法，并通过 Excel计算得出：( 2.1 )(2.2 )双组分理想溶液的相对波动率计算5 ：(2.3)式中： p 纯组分液体的饱和蒸气压，kPa ；t温度， ；A , B, C - 安托万常数。见表5 ；x液相中挥发性组分的摩尔分数；p总压力， kPa ；p A , p B 纯组分A和 B 在溶液温度t下的饱和蒸汽压， kPa； -相对波动率。由于本设计为常压运行，总压力： p

7、= 104.36kPa乙醇和正丙醇的安托万常数：A 、B、C检查液体蒸汽压的安托万常数表5可得：乙醇： A =7.33827 B =1652.05 C =231.48正丙醇： A =6.74414 B =1375.14 C =193.0Excel中设计相应的表格。表格设计思路是：计算混合物在一定成分下的泡点温度和相对挥发度，在Excel中假设一个t值代入公式2.1计算p A ，p B ，然后代入计算出的p A ,p B 值代入公式2.2 ，计算对应的x值，如果计算出的x值与混合液成分的x值相同，则假设t值正确，即可得到对应的值.计算结果如表所示2.1.1。表2.1.1顶产物、塔底产物和进料液体

8、的泡点温度作为相对挥发性的函数塔顶产品底部产品料液xD = 0.9923 _xW = 0.0 0013xF = 0.5163 _t D =79.17tW = 97.99_tF = 86.59_ D =2.131W = 2.08224F = 2.0211(1) 精馏段平均温度： = = =82.88)92.29萃取保留段平均温度： =2.2.2密度已知：混合液体密度：（对于质量分数）空气混合物密度：塔顶温度： =79.17气相成分：进料温度： =86.59气相成分：底成分： =97.99气相成分：(1) 整流段液体成分：气相成分：所以(2) 剥线段液体成分：气相成分：所以食用酒精的密度表2.2.

9、2温度t， 70809 01 0 01 1 0,754.2742.3730.1717.4704.3,759.6748.7737.5726.1714.2t F t D t W由不同温度下乙醇和丙醇的密度通过不同的方法得到所以2.2.3混合液平均表面力基于差分法的表面力表面2.2.3力 mN/m姓名温度， C6080100乙醇20.2518.2816.29正丙醇21.2719.4017.50柱顶液相平均表面力的计算：进料板液相平均表面力的计算：柱底液相平均表面力的计算：(1) 整流段平均表面力：(2) 剥离段平均表面力：2.2.4混合物的粘度表2.2.4酒精液体粘度姓名温度， C6080100乙醇

10、0.6010.4950.361正丙醇0.8990.6190.444按差法求不同温度下的粘度B查表，得到，查表，(1)精馏段粘度：保留部分粘度：2.2.5相对波动(1) 精馏段的平均相对波动率：(2) 提取和保留部分的平均相对波动率：2.2.6气体和液体体积流量计算千摩尔/秒整改段千摩尔/秒千摩尔/秒已知： kg/kmol kg/kmol质量流量：体积流量：汽提段饱和液体进料 q=1已知： kg/kmol kg/kmol质量流量：体积流量：2.3理论塔板数的计算取操作回流比R=5精馏段的工作线方程为y=精馏段气液平衡方程汽提段的作业线方程为汽提段气液平衡方程采用逐板计算方法， Excel可以快速

11、准确地计算出理论板数。其Excel表格设计原理如下：精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）：相位平衡作业线 相位平衡作业线x D =y 1 x 1 y 2 x 2 y 3 x n计算到x n x F ，则第n 个板为进料板。汽提段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和汽提操作线方程）：相位平衡作业线 相位平衡作业线x n y n x n+ 1 x Nx N x W ，理论塔板数为N。Excel 表如表 2.3所示：表 2.3 逐板法计算理论塔板数的结果x号x的值y数y的值 10.983913是10.9923 20.969513是20.985295 30.945348是30

12、.973295 40.90617是40.953158 50.846063是50.920512 60.761233是60.870425 70.654613是70.799736 80.538534是80.710889 90.4303480.5163是90.61416 100.324817是100.496774 110.226206是的110.374949 120.146914是120.261113 130.090509是130.169578 140.053789是140.104644 150.031245是150.062074 160.017898是160.036049 170.010167是的1

13、70.020642 180.005744是180.011717 190.003233是190.006611 200.001812是200.003712 210.001011是210.002072 2 20.000559是2 20.001147 2 30.000305是2 30.000626 2 40.000162是2 40.000332X 258.13E-055s，可使用降液管2.5.3降液管底部净空高度(1) 整改段取降液管底部间隙的流量= 0.13m/ s那么，取(2) 剥线段取= 0.13m/ s然后= ，取因此，降液管的设计是合理的2.6 浮阀的板片分布、数量及布置2.6.1托盘分配设

14、计塔径D=1.4m采用块式塔盘，共4片2.6.2浮阀数量及布置(1) 整流段取阀孔动能因子F 0 =12。那么孔速度每个托盘上的浮阀数量为取边缘区宽度和发泡区宽度计算板上起泡区的面积，即在所以浮阀布置采用等腰三角形叉排，同一横排孔中心距t=75mm然后行间距：根据t=75mm，画出等腰三角形叉形布置图，阀门数量为154个。根据N=154重新计算孔速度和阀孔动能因子气门孔动能因数变化不大，依然在9-13左右托盘开口率 =(2) 剥线段取阀孔动能因子F 0 =12。那么孔速度每个托盘上的浮阀数量为根据t=75mm，估算行距取t=75mm，画出等腰三角形叉形布置图，阀门数量为154个根据N=154重

15、新计算孔速度和阀孔动能因子气门孔动能因数变化不大，依然在9-13左右托盘开口率 =第三章托盘的流体动力学计算3.1阀盘的压降气体通过塔板时，需要克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力以及液体的表面力所产生的阻力。这些阻力形成托盘的压降。通过塔板的气体的压降P p可以由下式计算：式中hc气体通过塔板干板的压降对应的液柱高度，m液柱； h l 气体通过板上液层的压降对应的液柱高度，m液柱； h 克服液体表面力的压降对应的液柱高度，m 液柱。1 、整改段(1) 干板电阻由于 u 01 u 0c1板上充气液层电阻拿_(3)液体表面力引起的阻力这个阻力很小，可以忽略不计。因此，流经塔板的气体压降对应

16、的液柱高度为2 、剥线段(1) 干板电阻由于 u 02 u 0c2(2 )板上充气液层的电阻拿_(3 )液体表面力引起的阻力这个阻力很小，可以忽略不计。因此，流经塔板的气体压降对应的液柱高度为3.2水淹塔为防止塔液泛滥，需控制降液管内清液液位3.2.1整改段(1 )单层气体通过塔板的压降对应的液柱高度(2)液体降液管的水头损失(3)板上液层的高度但采取，选择但可以看出，它满足了防淹塔的要求。3.2.2剥离段(1)单层气体通过塔板的压降对应的液柱高度(2)液体通过液体降液管的压力损失 ( = 3 * GB23)板上液层的高度如果选择它，可以看出它满足防淹塔的要求。3.3雾气夹带3.3.1整改段板

17、上液流长度：板上液体流动面积：取物性系数，通用点荷载系数图通用积分率 =对于小型塔，为避免过多的雾气夹带，应控制泛点率不超过80 %。由以上计算可知，雾气夹带量可以满足要求。3.3.2剥离段取物性系数，通用点荷载系数图通用积分率 =从计算中可以看出满足要求。3.4托盘装载性能图3.4.1泡沫夹带线在此基础上，可以画出载荷性能图中的泡沫夹带线，按80 %泛点率计算：= 1 * GB2蒸馏段安排：这是由上式可知，泡沫的夹带线为直线，则可取操作圈内的任意两个值计算。= 2 * GB2(2 ) 剥线段0.7=安排：这是取运算周围的任意两个值来计算整改段L s (m 3 /s)0.0020.0 1V s

18、 (m 3 /s)2.231.99剥离段L s (m 3 /s)0.0020.0 1V s (m 3 /s)2.061.833.4.2液体驱由此，确定液体溢流线，忽略公式( = 1 * GB21)蒸馏段安排：= 2 * GB2(2 ) 剥线段安排：取一些围绕运算的值，并计算出对应的值：整改段L s1 (m 3 /s)0.0010.00 30.00 40.00 7V s1 (m 3 /s)2.962.832.772.55剥离段L s2 (m 3 /s)0.00 10.00 30.0 040.00 7V s2 (m 3 /s)2.822.712.662.503.4.3液体负荷上限液体的最大流速应保

19、证在降液管中的停留时间不小于35s作为液体在降液管中停留时间的下限，则3.4.4泄漏线对于 F1 型重型阀门，根据规定最小气体负荷的标准，(1) 整改段(2) 剥线段3.4.5液体负荷上限以堰上液层高度为液相载荷下限条件，制作液相载荷下限线，为与气体流量无关的垂直线。然后取 E=1.0从上面15画出托盘负载性能图从托盘加载性能图可以看出：（1）任务规定的气液载荷下的工作点p（设计点）在合适的工作区处于适中位置；(2)塔盘气相负荷的上限完全由物料泡沫的夹带控制，运行的下限由露水控制；(3)根据固定的气液比，可从图中求出塔盘气相负荷的上限，气相负荷下限。所以：精馏段操作弹性=汽提段操作弹性=3.5

20、 阀塔工艺设计计算结果阀塔工艺设计计算结果整改段剥离段塔径D米1.41.4板间距米0.450.45托盘类型单溢流弓降液管分数托盘风速你小姐0.510.53堰长米0.910.91堰高米0.0550.051板上液层高度米0.070.07降液管底部净空高度米0.0270.0365浮阀数量154154等腰三角形叉排阀孔气体流速小姐9.208.72浮球阀动能系数11.3812.34临界阀口气速小姐7.857.40孔中心距吨米0.0750.075同横排孔中心距行间距米0.09250.0885相邻横排中心距全面压降帕638.81639.54降液管清液高度米0.16050.1616一般积分率%59.7267.

21、32燃气负荷上限2.682.60气相负荷下限0.790.75泡沫夹带控制运营灵活性3.383.47泄漏控制第四章塔附件设计4.1 接管4.1.1进料管包括直管进料管、弯管进料管和T形进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下：检查标准系列选择4.1.2回水管取直流回水管检查标准系列选择4.1.3底部排放管取直管并排放检查标准系列选择4.1.4顶部蒸汽排放管直管出口风速检查标准系列选择4.1.5塔底进水管用直管取气速检查标准系列选择4.1.6法兰由于正常压力运行，所有法兰均为标准管法兰、平焊法兰，对应法兰选用不同公称通径。(1) 进料管法兰：(2)回油管法兰：(3)塔釜出料管法兰：(4)顶部蒸汽

22、管法兰：(5) 塔釜进汽法兰：4.2缸体和缸盖4.2.1圆柱从 D= 1400mm, 焊缝系数由于一般直径超过400mm，所以常采用钢板卷制筒体，公尺直径指筒体直径。检查压力缸壁厚表，知道缸壁厚度是6mm.4.2.2头头部分为椭圆形头、碟形头等。本设计采用椭圆封头，公称直径D=1400mm ，求面高、直边高度、表面积和体积。使用头N1400 6,1 205 - 80。4.3除雾器当空塔气速较高，塔顶夹带液体现象严重时，在过程中不允许塔内气速夹带雾滴的情况下，采用除雾器。安装以减少液体夹带的损失，保证气体纯度，并保证后续设备。普通手术。常用的除雾器有挡板式除雾器、丝网除雾器和工艺流程除雾器。本设

23、计采用丝网除沫器，具有比表面积大、重量轻、间隙大、使用方便等优点。设计气体流速选择：系数除雾器直径：选用不锈钢丝网除沫器，高度为0.4m，直径为0.92m4.4裙座塔的底部由裙座支撑。裙座结构性能好，连接处局部阻力小，是塔架设备的主要支撑形式。为方便生产，一般为圆柱形。选择裙边壁厚为16mm。基环直径：基环外径：圆度： , ;考虑到再沸器，此设计的裙板高度为 3m。由于塔体不大，裙座圈以搭接的形式焊接在塔体的底盖上。基环将负载从裙环均匀地传递到基环的地面。从裙座公称直径为1400mm（即塔筒直径），查看基圈尺寸表，可以发现基圈外径为1730mm，基圈直径为1200mm，螺栓定位圆直径为1600

24、mm。从塔径为1400mm的裙座结构尺寸表可以得出：排气管数量为4，排气管公尺直径为50，人孔数量为2，直径450mm，出水管通道直径300mm，裙座壁厚6mm，螺栓座肋板高度300mm，盖板厚度28mm，肋板8mm，基础环厚度21mm。4.5沙井人孔是安装或维修人员进出塔的唯一通道。人孔的设置应便于进入塔板的任何一层。由于设置人孔的塔之间距离较大，过多的人孔设备会导致塔体在制造过程中弯曲。很难满足要求。一般每1020个托盘只有一个人孔。这座塔有50个托盘，需要设置5个人孔。 ，裙边应开2个沙井，直径450mm。人孔伸入塔内时应与塔壁齐平，其边缘应倒角倒圆。人孔法兰的密封面形状和垫片材料一般与

25、接管法兰相同，因此这种设计也是如此。第五章 塔体总高度设计5.1塔顶空间高度塔顶空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶的直线600mm距离1200mm。5.2塔底空间高度 塔底空间高度是指塔底最后一层托盘到塔底封头切线的距离，与住宅釜液时间为5min。5.3塔架总高度第六章 辅助设备计算6.1冷凝器的选择为设计有机蒸气冷凝器选择的总传热系数一般在5001500 )本设计取K=700 )=2930.76 )排出液温度：79.17（饱和气体）- 79.17（饱和液体）冷却水温度：2535逆流运行：t 1 =54.17 t 2 =44.17 C6.1.1计算每个流的热量乙醇和正丙醇在 104.36kPa，

26、 t D = 79.17C 作为热平衡计算的参考状态，则：Q L = Q D = 0乙醇和正丙醇在正常沸点下的焓为：乙醇： VHmA ( Tb) = 39.33 kJ mol - 1 _ _n -丙醇： VHmB ( Tb) = 41.25 kJ mol - 1正常沸点为： T b A = 3 51.7 K T b B = 3 70.6 K使用 Watson 公式，乙醇和正丙醇在79.17C 下的蒸发焓：式中T C临界温度。检查手册T c A = 516.2 K T c B = 536.7 KF： V H mA ( 79.17) = ( kJ摩尔-1 ) V H m B ( 79.17) =

27、(kJ摩尔-1 )从 79.17C 的蒸气到79.17C的液体的塔顶蒸气计算如下：(kJ h -1 )塔顶冷凝器带走的热量可由下式获得：(kJ h -1 )传热面积根据单管通过时间初步选择换热器，具体参数见表外壳直径/mm500管径/mm25 2.5 ?公称压力/Mpa0.6管长/mm4500公称传热面积/m 260.1总管数/件174型号是6.1.2冷却水量设冷却水流量为q m ，则：取t 1 = 25 t 2 = 3 5 取进出水温度的平均值作为定性温度： （ ）水在 30C 时的比热容为： C pm = 4. 25 (kJ kg -1 K -1 )(公斤小时-1 )6.2再沸器 Q B的

28、选择选择120 饱和水蒸气加热，传热系数K =2930.76 ）料液温度：97.9997.99 蒸汽温度：120120逆流操作： 加热器热负荷和全塔热平衡计算表 6.2 不同温度下醇的比热容塔顶塔式水壶喂养整改段剥离段温度79.1797.9986.5988.2892.79乙醇138.03150.19142.78143.88146.81正丙醇173.30177.40175.12175.96176.36整改段乙醇正丙醇剥离段乙醇正丙醇顶部出水的比热容塔釜出水比热容为了简化计算，以进料焓、瞬时焓值为基准86.59对整个塔进行热平衡计算；塔釜热损失为10%，则加热器实际热负荷换热面积：加热蒸汽消耗量：

29、检查初步按双程时序选择换热器，具体参数见表外壳直径/mm800管径/mm25 2.5 ?公称压力/Mpa0.6管长/mm4500公称传热面积/m 2155.4总管数/件450型号是主要符号说明象征意义SI单位F进料流量千摩尔/秒；D塔顶产品流程千摩尔/秒；W塔釜产品流程千摩尔/秒；X饲料成分无量纲五上升的蒸汽流量千摩尔/秒；大号滴液流千摩尔/秒；粘度mPa s _板效率无量纲磷压力帕_吨温度；R回流比无量纲板数无量纲q进料条件参数无量纲米分子量公斤/千摩尔；C操作员线路的负载系数小姐密度公斤/米3 ;表面力毫牛/米；你风速米/秒；H T板间距米;升_板上液层高度米;下水管低净空高度米停留时间小

30、号D塔径米;在_塔体截面积米2 ;一个_弧形下水管区米2 ;G重力加速度牛/公斤宽_下管宽度米;你哦阀孔气体流速米/秒；Z塔高米;一个_气泡区米2 ;F无量纲压力下降帕_你oc孔速小姐;开口数无量纲物性系数无量纲F 0动力学因素无量纲阻力系数无量纲吨阀孔直径米;高清_液体通过降液管的高度米;升W堰长米;高_溢出高度米;堰上液层高度米;一般积分率无量纲厕所边框宽度米;G料液质量流量公斤/秒五料液体积流量立方米/秒D进料管直径米基环直径米基圈外径米nF进料盘数个人np沙井数量个人高清沙井高度米乙肝塔底空间高度米高频人孔进料板高度米高清塔顶空间高度米综上所述1、由于乙醇-正丙醇二元体系可视为理想体系

31、，本设计中可使用Excel快速计算特定组成下乙醇-正丙醇混合液的泡点温度和相对挥发度，公式为使用试错法。与估计平均相对波动率的一般方法相比，它更简单；采用逐板计算法，快速计算理论塔板数。使用表观塔气速度确定塔直径。如果用操作气体流速来确定柱径的结果，会更准确（因为气体实际上只通过有效传质面积，而不是整个柱的横截面），但比较麻烦, 两种方法计算的柱径结果更准确。差别不大（用空气塔的风速计算的塔的直径太小了）。由于计算出的塔径仍需按标准塔径四舍五入，因此两种方法得到的塔径大小一般是相同的。因此，在本设计中，采用浅塔的空气流速来确定塔径。3、在本设计的设计条件下，要求回流液的温度为塔顶蒸汽的露点，但

32、实际上回流液的温度是组合物的泡点温度, 因此设计计算了塔顶馏出物的温度。回流液的泡点温度。在热平衡计算中，设计考虑了顶部蒸汽冷凝的显热（即顶部蒸汽从其露点温度冷却到馏出物泡点温度时释放的显热），但经过计算，发现如果不考虑该显热计算的塔顶冷凝水流量与塔底再沸器加热蒸汽量之差，计算结果为考虑到显热很小，所以实际上可以忽略不计。因此，为了计算方便，建议在进行热平衡计算时，如果在塔顶采用泡点回流，则可以忽略显热。参考1 光启，马连祥，杰化学性质数据手册（有机卷）。：化学工业，20022 光启，马连祥，杰化学性质数据手册（无机卷）。：化学工业，20023 贾绍仪，柴成景化学工程原理课程设计。：大学，20024 寿谦化学手册（第 1 卷）。：科学与技术，19865 AutoCAD 2002培训课程：电子工业，20036 方立国，董新发 Auto CAD实用教程与化工制图开发：化工，20047 英兰，玉兰通用化工单元设备设计 M : 华东理工大学, 2005印象工科学生应具备较高的综合能力和解决实际生产问题的能力。课程设计是我们接触实际生产的好机会。我们要充分利用这次机会，认真对待每一项工作，为未来打下坚实的基础。坚实的基础。而先进的设计理念、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们应该坚持的设计方向和目标。经过两周的学习和研