乙醇正丙醇分離設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計任務(wù)書1. 設(shè)計題目：常壓連續(xù)篩板式精餾塔分離乙醇正丙醇二元物系的設(shè)計。2. 原始數(shù)據(jù)及條件：進料：乙醇含量0.5（摩爾分數(shù)，下同），其余為正丙醇，F(xiàn)=3400Kg/h,塔頂進入全凝器，塔板壓降0.7Kpa。分離要求：塔頂乙醇含量0.90；回收率為0.95；全塔效率0.55。操作條件：塔頂壓強1.03atm（絕壓）；泡點進料；R/Rmin=1.6。3. 設(shè)計任務(wù)：（ 1） 完成該精餾塔的各工藝設(shè)計，包括設(shè)備設(shè)計及輔助設(shè)備選型。（ 2） 畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板版面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。（ 3） 寫出該精餾塔的設(shè)計說明書，包括設(shè)計結(jié)果匯總和設(shè)計評價。摘要在本次任務(wù)中，根

2、據(jù)化工原理課程設(shè)計的要求設(shè)計的是乙醇丙醇連續(xù)浮閥精餾塔，除了要計算其工藝流程、物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設(shè)計計算，以外，并對精餾塔的主要工藝流程進行比較詳細的設(shè)計，并畫出了精餾塔的工藝流程圖和設(shè)備條件圖。本次設(shè)計選取回流比R=1.8Rmin=1.6X1.34=2.144應用圖解法計算理論版數(shù)，求得理論塔板NT為12塊（包括塔釜再沸器），第6塊為進料板。設(shè)計中采用的精餾裝置有精餾塔,冷凝器等設(shè)備,采用間接蒸汽加熱，物料在塔內(nèi)進行精餾分離,余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)帶走,完成傳熱傳質(zhì).塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。預熱器采用管殼式換熱器。用99.97塔釜液加熱。料液走殼程，釜液走

3、管程。本設(shè)計采用了篩板塔對乙醇-丙醇進行分離提純，塔板為碳鋼材料，通過板壓降、漏液、液泛、液沫夾帶的流體力學驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。關(guān)鍵字：乙醇-丙醇篩板塔物料衡算目錄第一章概述41.1 精餾操作對塔設(shè)備的要求41.2 板式塔類型51.2.1 篩板塔61.2.2 浮閥塔6第二章塔板的工藝設(shè)計72.1 精餾塔全塔物料衡算72.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率與物料衡算.72.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量82.2 理論塔板數(shù)的確定82.2.1 理論板層數(shù)NT的求取82.2.2 實際板層數(shù)的求取10第三章精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算103.1 操作壓力計算103.2 操

4、作溫度計算103.3 平均摩爾質(zhì)量計算103.4 平均密度計算113.5 液體平均表面張力的計算123.6 液體平均黏度計算123.7 精餾塔的塔體工藝尺寸的計算134.1 塔徑的設(shè)計計算134.2 塔的有效高度的計算144.3 塔板主要工藝尺寸的計算145.1 溢流裝置計算145.2 塔板布置155.3 篩板的流體力學驗算166.1 塔板壓強降166.1.1 干板阻力hc計算。干板阻力由下式計算：166.2 液面落差176.3 霧沫夾帶量的驗算176.4 漏液的驗算176.5 液泛驗算176.6 塔板負荷性能圖187.1 漏液線（氣相負荷下限線）187.2 液沫夾帶線187.3 液相負荷下限

5、線197.4 液相負荷上限線197.5 液泛線207.6 負荷性能圖20第一章概述1.1精餾操作對塔設(shè)備的要求精餾所進行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：(1)氣、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。(2)操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設(shè)備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。(3)流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將

6、大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。(4)結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。(5)耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。(6)塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。1.2板式塔類型氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，本設(shè)計介紹板式塔。板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩

7、塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔、篩板塔，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此在此討論浮閥塔與篩板塔的設(shè)計。1.2.1 篩板塔篩板塔是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有：結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015%。塔板效率

8、高，比泡罩塔高15左右。壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。本設(shè)計采用其進行二元物系的分離。1.2.2 浮閥塔浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精儲、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從200mm到6400mm使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達10ml塔高可達80nl板數(shù)有的多達數(shù)百塊。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為

9、它具有下列特點：處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040%,而接近于篩板塔。操作彈性大，一般約為59,比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400660N/mL液面梯度小。使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的6080%,為篩板塔的120130%。其缺點是處理易結(jié)焦、高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結(jié)；在操作工程中有時會發(fā)生閥片脫落或卡死等現(xiàn)象，使塔板效率下降。第二章塔板的工藝設(shè)計2.1 精儲塔全塔物料衡算2.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率與物料衡算乙

10、醇的摩爾質(zhì)量MA=46Kg/Kmol,正丙醇的摩爾質(zhì)量M=60Kg/Kmol總物料F=D+W易揮發(fā)組分Fxf=Dxd+W%w若以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，則回收率不為陛100%FXf式中F、DW一分別為原料液、儲出液和釜殘液流量，kmol/h；XF、XD、XW-一分別為原料液、儲出液和釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。已知原料乙醇組成：Xf=0.5塔頂組成：Xd=0.92F=3000Kg/hy=0.95原料處理量F=3400=56.0953D0.90100%D=22.77Kmol/h64.150.5物料衡算式：F=D+W64.15=33.86+WFXf=DXd+WX64.15X0.5=0.90X3

11、3.86+WXw聯(lián)立代入求解：W=32.37Kmol/hXw=0.04832.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量MF=0.5X46+0.5x60=54.4Kg/kmolMD=0.9X46+0.1X60=47.12Kg/kmolMW=0.053X46+0.947x60=59.33Kg/kmol2.2 理論塔板數(shù)的確定2.2.1 理論板層數(shù)NT的求取本設(shè)計采用圖解法求解理論塔板數(shù)。由手冊查得乙醇一正丙醇氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見圖2-1X/液0.120.180.210.350.460.540.600.660.88相680816034Y/氣0.240.310.340.550.650.710

12、.760.790.91相089001094圖2.1乙醇-正丙醇x-y關(guān)系求最小回流比與操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖2.1中對角線上，自點e(0.5,0.5)作垂線ef即為進料線，該線與平衡線的交點坐標為yq=0.671,Xq=0.50故最小回流比為RminDyq_0.90_0.6711.73yqq0.6710.50取操作回流比為R=1.6Rmin=1.6X1.34=3.12求精儲塔的氣、液相負荷上升蒸汽量:V(R1)D=(2.144+1)X33.86=93.81Kmol/h下降液體量:LRD=2.144X33.86=71.04Kmol/h上升蒸汽量:V'(R1)D(1q)F=

13、V=93.81Kmol/h下降液體L'RDqFq=L+F=72.60+64.15=126.18Kmol/h求操作線方程精微段操作線方程:LDyn1VxnVXD72.6x106.4633.86106.460.900.36x0.22提微段操作線方程:ym1LqF'xmLqFWLqFWXw136.7530.29x0.0531.35x0.016106.46106.465.圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論塔板數(shù)，如圖2.2所示.求解結(jié)果為總理論板層數(shù)N精=13.5進料板位置NT=62.2.2實際板層數(shù)的求取精微段實際板層數(shù)N精=5/0.555=11.53弋12提儲段實際板層數(shù)N提=7/

14、0.555=12.5弋13第三章精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.1操作壓力計算塔頂操作壓力PD=101.3kpa每層塔板壓降P=0.7kpa進料板壓力PF=101.3+0.7X10=109.3kpa精餾段平均壓力Pm=(101.3+108.3)/2=105.5kpa塔釜壓力Pm=101.3+0.7X23=117.4kpa提餾段平均壓力Pm=(108.3+117.4)/2=112.85kpa3.2操作溫度計算進料板溫度tF91.52C塔頂溫度tD80.1C塔釜溫度tW99.97C精餾段平均溫度tm(88.1580.15)/285.81C提餾段平均溫度、tm(88.1599.97)/294

15、.06C3.3平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計算y1xD0.90，x1=0.85進料板平均摩爾質(zhì)量的計算由理論板的計算過程可知，yF0.66,xf0.462精微段的平均摩爾質(zhì)量為3.4平均密度計算(1)氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即(2)液相平均密度計算表100717.4726.1溫度020406080乙醇829.1808.9787.9765.7742.3(kg/m3)正丙醇828.9810.1790.6770.2748.7(kg/m3)液相平均密度計算依下式計算，即：，三,LmLALB塔頂液相平均密度的計算。由tD80.5C,查液體在不同溫度下的密度表得：進料板液相平均密度

16、的計算。由tF88.15C,查液體在不同溫度下的密度表得：由tW99.97C,查液體在不同溫度下的密度表得：精微段的平均密度為:提微段的平均密度為:3.5 液體平均表面張力的計算表32溫度020406080100(C)乙醇2624.1122.1920.2518.2816.29(mN/m)正丙醇26.7924.7923.1321.2719.417.5(mN/m)液相平均表面張力依下式計算，即：塔頂液相平均表面張力的計算。由tD80.5C,查液體表面張力共線圖得：進料板液相平均表面張力的計算。由tF88.15C,查液體表面張力共線圖得：由tw99.97C,查液體表面張力共線圖得精微段平均表面張力為

17、：提儲段平均表面張力為：3.6 液體平均黏度計算表33溫度020406080100(C)乙醇1.71.150.8140.6010.4950.361(mPaS)正丙醇3.812.21.370.8990.6190.444(mPaS)塔頂液相平均黏度的計算：由tD80.5C,查液體黏度共線圖得：精儲段液相平均黏度的計算：由tF88.15C,查液體黏度共線圖得：精儲段液相平均黏度為：第四章精儲塔的塔體工藝尺寸的計算4.1塔徑的設(shè)計計算精微段的氣、液相體積流率為：由UmaxC卜LV-,式中C由CC20(U)0.2求取，其中C20由篩板塔V20汽液負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為取板間距Ht0.45m,板上

18、液層高度hL0.06m,則查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得C200.081取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為：按標準塔徑圓整后為D1.0m。塔截面積為：4.2塔的有效高度的計算精微段有效高度為：提儲段有效高度為：在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m,精儲塔的有效高度為：第五章塔板主要工藝尺寸的計算5.1溢流裝置計算因塔徑D1.0m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下:(1)堰長lwlw0.66D0.661.00.66m(2)溢流堰高度hwhowhLhow,(3)選用平直堰，堰上液層高度how由下式計算，即:2.840.00138360023近彳以取E=1how1()30.011m

19、10000.66取板上清液層高度/55mm故hwhLhow0.0550.01090.049m(3)弓形降液管寬度Wd和截面積Af：由l40.66,查弓形降液管參數(shù)圖得：貝U：Af=0.072X0.785=0.0567m2,Wd0.1241.00,0567m驗算液體在降液管中停留時間，即：故降液管設(shè)計合理。(4)降液管底隙的高度、取u'00.08m/s,則：hw-h00.04410.02060.0231m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度h'w50mm。5.2塔板布置(1)塔板的分塊。因D800mm,故塔板采用分塊式。(2)邊緣區(qū)寬度確定：取WsW'

20、;s0.065m,Wc0,035m(3)開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積A計算為：其中xD2-(WdWs)0.5-(0.1240,065)0.311m223,142-10.3112故Aa2(0.311.0,4650.3110.465sin)0.532m1800.465(4)篩孔數(shù)與開孔率篩孔計算及其排列。由于正丙醇和異丙醇沒有腐蝕性，可選用3mm碳鋼板，取篩孔直徑d05mmo篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為：第六章篩板的流體力學驗算6.1 塔板壓強降6.1.1 干板阻力:計算。干板阻力由下式計算：1pv2hc2gPlUoCo由d。/531.67,查篩板

21、塔汽液負荷因子曲線圖得Co0.7722故hc0.0511.74竺1520.03816m液柱740.250.7726.1.2 氣體通過液層的阻力hi計算。氣體通過液層的阻力t由下式計算，即查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0.63故hL0.58(0.04410.0109)0.0378m液柱。6.1.3 液體表面張力的阻力h計算。液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度hp按下式計算：p氣體通過每層塔板的壓降為：6.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。6.3霧沫夾帶量的驗算液沫夾帶按下式計算：63.25.710UaeLHT2.5hL

22、0.1Kg液/Kg氣故在本設(shè)計中液沫夾帶量6.4漏液的驗算對篩板塔，漏液點氣速U0.min按下式計算：實際孔速U013.72m/sUo.min穩(wěn)定系數(shù)為KU0/'U0.min13.72/7.451.841.5故在本設(shè)計中無明顯漏液。65.71018.191031.1473.20.450.150.0272Kg液/Kg氣eV在允許的范圍內(nèi)。6.5液泛驗算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應服從下式所表示的關(guān)系，即：乙醇一異丙醇物系屬一般物系，取0.5,則：HdhphLhd板上不設(shè)進口堰，hd按下式計算:Hd(Hthw),故本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。第七章塔板負荷性能圖7.1 漏液線(氣

23、相負荷下限線)由Uo.minVs.min.A4.4C。.0.00560.13飆乩川)卜'/'得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表表7-1漏液線計算結(jié)果Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.38920.40140.41630.4288由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線17.2 液沫夾帶線以ev0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下:5.710uUa3.2Hthfhow2.841031(3600Ls)2/30.88Ls2/30.66_2/32/3由hf2.5hL2.5(hwhow)2.5(0.04410

24、.88Ls)0.11032.2Ls_2/3Hthf0.33982.2Ls5.7106/1.373Vs、3.2ev3(2/3)0.118.19100.33982.2LsVs1.49999.71L2S/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于下表表7-2液沫夾帶線計算結(jié)果Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)1.2181.1581.0811.016由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線27.3 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006作為最小液體負荷標準據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線37.4 液相負荷上限線

25、以4s作為液體在降液管中停留時間的下限Ls,max故0.05670.45430.00567m/s項目數(shù)值據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4。7.5液泛線令Hd(Hthw)由HdhphLhdhhlh聯(lián)立解得HT(1)hw(1)h°whchhd忽略h將how與Lshd與Lshc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得:a'式中0.051AoCo1742.174-0.0980.1010.5320.772740.250.051d'2.84310E(12/33600lw2/3336002.84101(10.58)1.4340.66.,222/3將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得Vs1.16933879.59Ls14.63Ls在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表7-3液泛線計算表3Ls/(m/s)0.00060.001