分離乙醇正丙醇混合液的精餾塔設(shè)計課程設(shè)計

1、一 設(shè)計任務(wù)書2二 塔板的工藝設(shè)計3 （一）設(shè)計方案的確定3 （二）精餾塔的物料衡算31.原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分數(shù)32. 物料衡算4 (三)物性參數(shù)的計算41.操作溫度的確定52. 密度的計算53.混合液體表面張力的計算114.混合物的粘度125.相對揮發(fā)度14 (四)理論板數(shù)及實際塔板數(shù)的計算151.理論板數(shù)的確定152.實際塔板數(shù)確定18 (五)熱量衡算191.加熱介質(zhì)的選擇192. 冷卻劑的選擇：193.比熱容及汽化潛熱的計算19 (六)塔徑的初步設(shè)計251.汽液相體積流量的計算252.塔徑的計算與選擇26 (七)溢流裝置29 1.堰長292.弓形降液管的寬度和橫截面積303.降

2、液管底隙高度31 4.塔板分布31 5. 浮閥數(shù)目與排列32 （八)汽相通過浮閥塔板的壓降351.精餾段352.提餾段36 （九)淹塔371.精餾段372.提餾段38 （十)霧沫夾帶38 （十一)塔板負荷性能圖401.霧沫夾帶線402.液泛線413.液相負荷上限線434.漏液線435.液相負荷下限線44三、塔總體高度計算471.塔頂封頭472.塔頂空間473.塔底空間485.進料板處板間距486.裙座48四、塔的接管50 1.進料管502.回流管503.塔底出料管514.塔頂蒸汽出料管515.塔底蒸汽管51五、塔的附屬設(shè)備設(shè)計521.冷凝器的選擇522.再沸器的選擇536、 參考文獻.547、

3、 設(shè)計評述.55 一、設(shè)計任務(wù)書【設(shè)計題目】分離乙醇-正丙醇混合液的精餾塔設(shè)計【設(shè)計條件】進料：乙醇含量35%（質(zhì)量分數(shù)，下同），其余為正丙醇 分離要求：塔頂乙醇含量90%；塔底乙醇含量0.01% 生產(chǎn)能力：年處理乙醇-正丙醇混合液25000噸，年工7200小時 操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強1.03atm(絕壓)；泡點進料； r=5 【設(shè)計計算】塔板的工藝設(shè)計 （一）設(shè)計方案的確定 本設(shè)計的任務(wù)是分離乙醇-正丙醇混合液。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。（二）精餾塔的物料衡算 1.原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分數(shù) 乙醇的摩爾質(zhì)量 ma=46kg/kmol 丙醇的摩爾質(zhì)量 mb=60

4、kg/kmol 原料乙醇的摩爾分數(shù)： 塔頂產(chǎn)品的摩爾分數(shù)：塔釜殘夜乙醇的摩爾分數(shù)：2. 物料衡算 原料處理量： 物料衡算： 乙醇的物料衡算： 兩式聯(lián)立得： (三)物性參數(shù)的計算表1 乙醇正丙醇混合液的 t-x-y 關(guān)系（x表示液相中乙醇摩爾分率，y表示氣相中乙醇摩爾分率）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的平衡數(shù)據(jù)摘

5、自：j.gmebling,u.onken vapor-liquidequilibrium data collection-organic hydroxy compounds: alcohols(p.336)。乙醇沸點：78.3；正丙醇沸點：97.2。1.操作溫度的確定利用上表中數(shù)據(jù)利用數(shù)值插入法確定進料溫度tf、塔頂溫度td塔釜溫度tw 進料溫度： 塔頂溫度： 塔釜溫度：精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：2. 密度的計算利用式：計算混合液體的密度和混合氣體的密度。(1)塔頂： 塔頂溫度：td=79.81 氣相組成yd: 進料： 進料溫度：tf=87.21 氣相組成yf: 塔釜： 塔釜溫度：tw=

6、97.60 氣相組成yw: (2)精餾段平均液相組成 : 精餾段平均汽相組成 :精餾段液相平均相對分子量: 精餾汽相平均相對分子量: (3)提餾段平均液相組成 提餾段平均汽相組成： 提餾段液相平均相對分子量: 提餾汽相平均相對分子量: (4)進料、塔頂及塔釜混合液的密度表2：不同溫度下乙醇和正丙醇的密度溫度/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中的數(shù)據(jù)利用數(shù)值插入法確定進料溫度tf、塔頂溫度td塔釜溫度tw下的乙醇

7、和正丙醇的密度。進料溫度tf：tf=87.21 塔頂溫度td：td=79.81 塔釜溫度tw：tw=97.60 (5) 精餾段液相平均密度和提餾段液相平均密度精餾段液相平均密度： 提餾段液相平均密度： (6)精餾段和提餾段混合液的平均摩爾質(zhì)量塔頂混合液的平均摩爾質(zhì)量： 進料液的平均摩爾質(zhì)量：塔底釜殘液的平均摩爾質(zhì)量：所以，精餾段混合液的平均摩爾質(zhì)量： 提餾段混合液的平均摩爾質(zhì)量： (7) 精餾段汽相平均密度和提餾段汽相平均密度塔頂混合液汽相平均密度：進料液汽相平均密度：塔底釜殘液汽相平均密度：所以，精餾段汽相平均密度： 提餾段汽相平均密度： 3.混合液體表面張力的計算表3：不同溫度下乙醇和正丙

8、醇的表面張力溫度/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中的數(shù)據(jù)利用數(shù)值插入法確定進料溫度tf、塔頂溫度td塔釜溫度tw下的乙醇和正丙醇的表面張力。進料溫度tf：tf=87.21塔頂溫度td：td=79.81 塔釜溫度tw：tw=97.60 (2)提餾段和精餾段的平均表面張力 精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：4.混合物的粘度表4：不同溫度下乙醇和丙醇的粘度溫度707580859095100乙醇0.510.4800.4260.4100.3700.3450.325正丙

9、醇0.850.7500.6850.6400.5650.4950.460利用表4中的數(shù)據(jù)利用數(shù)值插入法確定進料溫度tf、塔頂溫度td塔釜溫度tw下的乙醇和正丙醇的粘度。 (1) 混合液體粘度精餾段的平均溫度為：,該溫度下 乙醇的粘度為： 正丙醇的粘度為：精餾段混合液的粘度為：(2)提餾段的平均溫度為：,該溫度下 乙醇的粘度為： 正丙醇的粘度為： 提餾段混合液的粘度為：5.相對揮發(fā)度由, 得由, 得由, 得精餾段的相對揮發(fā)度：精餾段氣液平衡方程:提餾段的相對揮發(fā)度：提餾段氣液平衡方程:平均相對揮發(fā)度(四)理論板數(shù)及實際塔板數(shù)的計算1.理論板數(shù)的確定 設(shè)計條件已確定回流比r=5，并且是泡點進料,q=

10、1則， 本設(shè)計采用圖解法求解理論板數(shù)。由表1中乙醇和正丙醇的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，如下圖： 操作線方程精餾段操作線方程為： 精餾段氣液平衡方程:提餾段操作線方程為： 提餾段氣液平衡方程: 利用逐板計算法計算理論板數(shù) 采用逐板計算法，運用excel快捷、準確地計算出理論塔板數(shù)。其excel表格設(shè)計原理如下：精餾段理論塔板數(shù)的計算（交替使用相平衡方程和精餾操作線方程）： 相平衡 操作線 相平衡 操作線xd=y1 x1 y2 x2 y3 xn 計算到xn xf則第n塊板即為進料板。 提餾段理論塔板數(shù)的計算（交替使用相平衡方程和提餾操作線方程）：相平衡 操作線 相平衡 操作線xn yn xn+1

11、 xn計算到xn xw則理論塔板數(shù)為n塊。由excel計算結(jié)果見表：x編號x的值y編號y的值備注x10.902215469y10.9423x20.844150444y20.905545486x30.772250282y30.85717732x40.689638204y40.797284485x50.602498702y50.728468624x60.518495095y60.655881419x70.444254842y70.585906414x80.3835167190.413y80.524064284進料板x90.302848374y90.473469427x100.217263773y1

12、00.364905591x110.146251867y110.261776146x120.093654353y120.176206799x130.057881405y130.112826795x140.034940574y140.069720393x150.02077884y150.042076692x160.012241261y160.025011802x170.007167605y170.014724019x180.004178144y180.008610264x190.002425585y190.005007963x200.001401194y200.00289613x210.00080

13、3463y210.001661739x220.000455039y220.000941472x230.000252059y230.000521622x240.000133851y240.000277031x256.50239e-050.00013y250.00013459塔釜由上表看出全塔理論板數(shù)為塊（包含再沸器）加料板為第8塊理論板。 精餾段理論板數(shù)：塊；提餾段理論板數(shù)：塊2.實際塔板數(shù)確定精餾段： 已知：， 塊提餾段： 已知：， 塊則全塔所需的實際板數(shù)為：塊全塔效率：實際加料板的位置在第15塊板。 (五)熱量衡算1.加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱介質(zhì)有飽和水蒸汽和煙道氣。由于水蒸氣清潔易得，不易

14、結(jié)垢，不腐蝕管道的優(yōu)點，本設(shè)計采用飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。飽和水蒸汽壓力越高，冷凝溫差越大，管程誰相應(yīng)減少，但是壓力不宜過高。2. 冷卻劑的選擇：常用的冷卻劑式水和空氣，本設(shè)計考慮用冷凝水作為冷卻劑。3.比熱容及汽化潛熱的計算表5：不同溫度下乙醇和正丙醇的比熱容溫度60708090100乙醇kj/(kg)3.073.253.483.693.89正丙醇kj/(kg)2.8633.133.263.34表6：不同溫度下乙醇和正丙醇的汽化熱溫度708090100乙醇kj/kg810820.5840.8860.9丙醇kj/kg673690.5703.5745.5（1）塔頂溫度td下的比熱容 塔頂溫度td

15、=79.81 ，使用內(nèi)插法求該溫度下乙醇和正丙醇的比熱容。 乙醇的比熱容： 正丙醇的比熱容： (2)進料溫度tf下的比熱容進料溫度：tf=87.21乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容： (3)塔底溫度tw下的比熱容塔釜溫度：tw=97.60 乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容： (4)塔頂溫度td下的汽化潛熱 內(nèi)插法計算出塔頂溫度下的汽化潛熱。乙醇的汽化潛熱：正丙醇的氣化潛熱： 4.熱量衡算(1)0時塔頂上升的熱量qv 塔頂以0為基準(2)回流液的熱量 注：此為泡點回流。根據(jù)t-x-y圖查得此時組成下的泡點td=79.20 圖2：乙醇正丙醇混合液的 t-x-y 關(guān)系圖此溫度下， 正丙醇的比熱容： (3)塔

16、頂餾出液的熱量 因餾出口與回流口組成相同，所以 (4) 進料的熱量 (5)塔底殘液的熱量(6)冷凝器消耗的熱量(7)再沸器提供熱量(全塔范圍列熱量衡算式) 取塔釜熱量損失為10，則, 再沸器的實際熱負荷： 計算得： 計算結(jié)果見下表：表7：熱量衡算計算結(jié)果項目進料冷凝器塔頂流出液塔底流出液再沸器平均比熱容183.92153.94199.26熱量1027019.646475638.45352361.09687478.887209348.64(六)塔徑的初步設(shè)計1.汽液相體積流量的計算(1)精餾段： 已知： ， ，則質(zhì)量流量為： 體積流量為： (2)提餾段已知：， ，則質(zhì)量流量為： 體積流量為： 2

17、.塔徑的計算與選擇(1)精餾段利用；， 史密斯關(guān)聯(lián)圖如圖3所示.橫坐標數(shù)值：取板間距：,，查圖3可知： ，塔徑：，按照標準塔徑取值：塔橫截面積：空塔氣速：(2)提餾段橫坐標數(shù)值：取板間距：,，查圖3可知： ，塔徑：，按照標準塔徑取值：塔橫截面積：空塔氣速：(七)溢流裝置1.堰長取出口堰高：本設(shè)計采用平直堰，堰上高度按下式計算 （因溢流強不是很大，近似取溢流系數(shù)e=1）(1) 精餾段 溢流堰高度：(2) 提餾段溢流堰高度：2.弓形降液管的寬度和橫截面積降液管的型式：因塔徑和流體流量適中，故選取弓形降液管。查圖： 查圖得：,驗算降液管內(nèi)停留時間：(1) 精餾段 (2) 提餾段 3.降液管底隙高度(

18、1)精餾段 降液管底隙的流速 (2) 提餾段 4.塔板分布 本設(shè)計塔徑，因，故采用分塊式塔板，共4塊。5. 浮閥數(shù)目與排列(1)精餾段 取浮閥動能因子孔速： 每層塔板上浮閥數(shù)目：取邊緣區(qū)寬度：；泡沫區(qū)寬度：計算塔板上的鼓泡區(qū)面積： ,其中, 代入數(shù)據(jù), 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距估算排列間距：若考慮到塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而個分塊的支撐于銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距不宜95mm，而應(yīng)小些，故取，按、，以等腰三角形叉排作圖（浮閥排列示意圖略），排得浮閥數(shù)為154個。按個重新核算孔速和閥孔動能因子閥孔動能因子變化不大，仍在范圍之內(nèi)。塔板開孔率：(2)提

19、餾段取浮閥動能因子孔速： 每層塔板上浮閥數(shù)目：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距估算排列間距：故取，按、，以等腰三角形叉排作圖（浮閥排列示意圖略），排得浮閥數(shù)為154個。按個重新核算孔速和閥孔動能因子閥孔動能因子變化不大，仍在范圍之內(nèi)。塔板開孔率：（八）汽相通過浮閥塔板的壓降 氣體通過塔板時，需克服塔板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力即形成了塔板的壓降。氣體通過塔板的壓降pp可由 和計算式中 hc與氣體通過塔板的干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱； hl與氣體通過板上液層的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺液柱； h與克服液體表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨龋?/p>

20、m液柱。 1.精餾段(1)干板阻力 因，故 (2)板上充氣液層阻力取， ，則 (3)液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，通?？珊雎圆挥?。與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹椋?2.提餾段(1)干板阻力 因，故 (2)板上充氣液層阻力取， ，則 (3) 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，通?？珊雎圆挥嫛Ｅc氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹椋?（九）淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中的清液層高度， 1.精餾段 (1)單層氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐?(2)液體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨?(3)板上液層高度 ，則 取，已選定，則可見，所以符合防止淹塔的要求。2.提餾段(1)單層氣體

21、通過塔板的壓降相當?shù)囊褐?(2)液體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨?(3)板上液層高度 ，則 取，已選定，則可見，所以符合防止淹塔的要求。（十）霧沫夾帶(1)精餾段泛點率：板上液體流經(jīng)的長度：板上液餾面積：取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)代入數(shù)據(jù)： 對于較大的塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80%，由上面計算結(jié)果可知，霧沫夾帶能夠滿足要求。（2）.提餾段 取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)泛點率：（十一）塔板負荷性能圖1.霧沫夾帶線泛點率：根據(jù)上式可作出負荷性能圖的霧沫夾帶線。按泛點率80%計算。(1)精餾段泛點率：， 由上式可知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取值，可算出(2)提餾段泛點率：在操作

22、范圍內(nèi)任取值，可算出，計算結(jié)果見下表：表8：霧沫夾帶線計算結(jié)果精餾段提餾段0.0022.110.0022.000.0061.940.0061.830.011.770.011.662.液泛線，根據(jù)此式確定液泛線，忽略式中的(液體表面張力引起的阻力)。其中(1)精餾段 整理得：(2)提餾段整理得： 表9：液泛線計算結(jié)果精餾段提餾段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.液相負荷上限線 液體的最大流

23、量應(yīng)保證降液管內(nèi)停留時間不低于。液體的在降液管內(nèi)的停留時間：以作為液體在降液管內(nèi)的停留時間的下限，則 4.漏液線 對于型重閥，做作為規(guī)定最小負荷的標準，則(1)精餾段(2)提餾段5.液相負荷下限線 取堰上液層高度作為液相負荷下限線條件，作出液相負荷下限線，改線為與汽相流量無關(guān)的直線。 取e=1.0 則 由霧沫夾帶線、液泛線、液相負荷上限線、漏液線、液相負荷下限線作出塔板負荷性能圖，如下圖所 圖4：精餾段負荷性能圖 圖5：提留段負荷性能圖 由塔板負荷性能圖可以看出：在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點（設(shè)計點）處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；塔板的氣液相負荷完全由霧沫夾帶線控制，操作下限由漏液線控制；按固

24、定的氣液比，由圖可以查出：精餾段汽相負荷上限，精餾段汽相負荷下限提餾段汽相負荷上限，提餾段汽相負荷下限精餾段的操作彈性：提餾段的操作彈性：浮閥塔設(shè)計計算結(jié)果匯總見下表：浮閥塔設(shè)計計算結(jié)果匯總序號項目計算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段1塔徑/m1.41.42板間距/m0.450.453塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板4空塔氣速(m/s)0.8770.9015堰長/m0.910.916堰高/m0.0560.0517板上層高度0.070.078降液管底隙高度/m0.020.049浮閥數(shù)/個154154等腰三角形叉排10閥孔氣速(m/s)8.3407.93911閥孔動能因子9.6910.4612臨界閥孔氣速/

25、(m/s)7.7547.34713孔心距/m0.0750.075同一橫排孔心距14排間距/m0.0950.091相鄰橫排中心距離15單板壓降/pa578.92577.1316降液管內(nèi)清液層高度/m0.15340.153117泛點率/%53.5160.1818汽相負荷上限2.102.00霧沫夾帶控制19汽相負荷下限0.700.66漏液控制20操作彈性3.003.03三、塔總體高度計算塔總體高度利用下式計算：其中：n為實際板數(shù)；nf為進料板數(shù)；hf為進料處板間距；np人孔數(shù)；hp人孔處板間距；hd塔頂空間；hb塔頂空間；h1塔頂封頭高度h2裙座高度。1.塔頂封頭封頭分為橢圓形、蝶形封頭等。本設(shè)計采

26、用橢圓形封頭。由公稱直徑，查表得曲面高度,直邊高度，內(nèi)表面積，容積.則封頭高度：2.塔頂空間設(shè)計中取塔頂間距，考慮到需要安裝除沫器，所以選擇塔頂空間1.2m3.塔底空間設(shè)計中塔底空間高度是指從塔底最下一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離，取釜液停留時間為5min.4人孔對于的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔塔板設(shè)以人孔，本塔中共有49快板，需設(shè)置個人孔6個人孔，每隔人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔出板間距。5.進料板處板間距 考慮在進口處安裝防沖設(shè)施，取進料板處板間距6.裙座塔底常用裙座支撐，本設(shè)計采用圓筒形裙座。由于裙座內(nèi)徑大于800mm，故裙座壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整后：，考慮到再沸器，取裙座高塔體總高度： 四、塔的接管1.進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，由直管進料管、彎管進料管、t型進料管。本設(shè)計采用