乙醇和正丙醇官物系分离系统设计方案.doc

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1、乙醇和正丙醇物系分离系统设计方案1 绪论 目前研究最为热门的精馏塔可算是填料塔，也是取得许多成果的领域。规整填料及各种高效填料开发成功后，在工业上的应用范围逐步扩大，打破了填料只适用于小塔的概念，而且在减压和常压精馏场合呈现出了取代板式塔的趋势，尤其是在老塔的扩充改造中。板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功取代泡罩塔是效益巨大的成果，板式塔的设计已达到较高的水平，结果比较可靠。具有各种特点的新型塔板的开发研究不断展开。 随着筛板塔泡罩塔的不断改进， 浮阀塔产生了，它结合了两者的优点有具有自己的特点。本设计中我们选用浮阀塔，浮阀塔具有结构简单，造价低，制造方

2、便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。但在设计中使用不当，会引起阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。由于浮阀塔的上述优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制突起的斜台状，这样可以降低进口 处的速度使塔板上气流分布均匀。浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。本设计是采用浮阀塔板连续精馏分离乙醇和正丙醇的混合溶液，

3、由于浮阀塔的研究比较成熟，因此本设计的结果有较高的可信度。2 设计方案说明2.1设计方案的确定2.1.1装置流程的确定 装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等特点，适合原料处理量大且需获得组成一定的产品的混合物的分离，工业生产中以连续蒸馏为主。因此本设计中采用连续精馏。由于乙醇-正丙醇物系可以用循环水作冷却介质，减少冷却费用。有必要时可以考虑余热的利用。譬如，用原料液作为塔顶产品冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节约冷却介质。塔顶冷凝器采用全凝器，以便准确地控

4、制回流比。2.1.2操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏。所以本设计中的操作压力采用常压。2.1.3进料热状况的选择蒸馏操作有5种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和泡点进料。故本次设计采用泡点进料。2.1.4加热方式的选择由于在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时，宜采用直接式加热。其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。故本设计采用再沸器加热塔釜料液。2.1.5回流

5、比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。设计时应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验选定2.1.6换热器的选择本设计选用U型管换热器，U型管换热器的每根管子可以自有伸缩，而与其他管子跟壳体无关，结构简便，质量轻，使用与高温高压场合。2.2工艺流程图2.2.1原料液的走向注：1：F为进料液物流，组成为xF； 2：D为塔顶馏出液物流，组成为xD； 3：W为塔底釜液物流，组成为xW；图2-1精馏工艺流程图2.2.2全凝器内物流的走向图2-2 全凝器物流流程图 2.2.3再沸器内物流的走向图2-3再沸器物流流程图3 塔板的工艺设计3.1精馏塔全塔物料

6、衡算F:进料量（kmol/s） :原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） :塔顶组成W:塔顶残液流量（kmol/s） :塔底组成原料乙醇组成：塔顶组成：塔底组成：进料量：物料衡算式为： 联立代入求解：D=0.01013kmol/s， W=0.02447kmol/s3.2常压下乙醇-正丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度关系表3-1 气液平衡数据表温度温度97.200089.600.3250.49496.5490.120.0250.3000.0480.46578.6678.310.9751.00.9881.03.2.1温度利用表1中数据差值法求 精馏段平均温度：提馏段平均温度：表3

7、-2 塔顶产品、塔底产品、进料液的摩尔组成及温度汇总塔顶产品塔底产品进料液= 0.9846= 0.0208= 0.303=78.53=96.65=90.063.2.2密度已知：混合液密度： 混合气密度：塔顶温度：气相组成 进料温度：气相组成： 塔底温度：气相组成： （1） 精馏段液相组成 气相组成 所以 （2） 提馏段液相组成 气相组成 所以 表3-3不同温度下乙醇和正丙醇的密度温度t,78.12578.75090.00090.62596.25 96.875乙醇,735.0734.3722.4721.7715.6 714.9正丙醇,750.9750.3739.1738.5732.7 732.1

8、求得在（kg/） 所以 3.2.3混合液体表面张力表3-4不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力名称78.12578.7590.00090.62596.2596.875乙醇17.4217.3616.2916.2315.6915.62丙醇19.1919.1418.2418.1917.7317.68求得在下乙醇和正丙醇的表面张力（mN/m）（1） 精馏段的平均表面张力：（2） 提馏段的平均表面张力：3.2.4混合物的粘度表3-5不同温度下乙醇和正丙醇的粘度名称83.7584.37593.12593.75乙醇0.4050.4010.3540.351正丙醇0.5960.5900.5070.502（1) ：精

9、馏段粘度：（2) 提馏段粘度：3.2.5相对挥发度已知：温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇： 丙醇： 相对挥发度：表3-6不同温度下的相对挥发度计算结果温度/78.53102.1547.832.1480.00108.2450.932.1382.00117.0155.422.1184.00126.3760.222.1086.00137.3265.872.0888.00146.9670.862.0790.06158.6176.912.0692.00170.2883.002.0594.00183.0489.682.0496.65201.1599.212.03 （1) 精馏段的平均相对挥发度：

10、（2) 提馏段的平均相对挥发度：（3） 全塔平均相对挥发度： 3.3理论塔板的计算已知：精馏段操作线方程： 提段操作线方程： 气液平衡方程：以下用逐板计算法确定精馏塔的理论板层数：（1）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）： 相平衡 操作线 相平衡 操作线 计算到则第n-1块板即为进料板。（2）提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）： 相平衡 操作线 相平衡 操作线计算到则理论塔板数为N块计算结果如下：表3-7逐板法计算理论塔板数结果x编号x的值y编号y的值xD0.9846y10.9846x10.9685y20.9711x20.9417y30.94

11、87x30.8990y40.9131x40.8347y50.8594x50.7462y60.7855x60.6378y70.6951x70.5229y80.5991x80.4182y90.5117x90.3350y100.4423x100.2761y110.3780x110.2261Y120.3081x120.1763y130.2384x130.1308y140.1747x140.09238y150.1210x150.06205y160.0785x160.03935y170.0468x170.02304y180.0239x180.01165由计算结果可知：进料板为第10块板，精馏段塔板数为9，

12、提馏段塔板数为8。理论板块（包括再沸器）由公式：板效率(1) 精馏段(2) 提馏段全塔所需实际塔板数：全板效率：实际加料板位置是从塔顶到塔釜的第20块板3.4塔径的初步设计3.4.1气液相体积流量计算(1) 精馏段 L=0.05116kmol/s V=(R+1)D=(5.05+1)0.01013=0.06129kmol/s 质量流量： 体积流量： （2） 提馏段： 质量流量： 体积流量： 3.4.2精馏段横坐标数值：取板间距，板上液层高度，则查图可知, 圆整：，横截面积：空塔气速：3.4.3提馏段横坐标数值：取板间距,板上液层高度，则查图可知,圆整：，横截面积：空塔气速：3.5溢流装置3.5.

13、1堰长取堰上液层高度：（1） 精馏段（2） 提馏段3.5.2弓形降液管的宽度和横截面由,查图得：则：验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间，故降液管可使用3.5.3降液管底隙高度（1） 精馏段取降液管底隙的流速则 （2） 提馏段取3.6板塔分布、浮阀数目与排列3.6.1塔板分布本设计塔径D=1.6m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板3.6.2浮阀数目与排列（1） 精馏段取阀孔动能因子,则孔速为 每层塔板上浮阀数目为 取边缘区宽度，破沫区宽度鼓泡区面积： 其中 所以， 则排间距： 塔径较大，采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排,按，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数176个 按N=1

14、76核算阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在范围内塔板开孔率= （2） 提馏段取阀孔动能因子10,则每层塔板上浮阀数目为t=0.075m,估算排，取，排得阀数208个按N=208核算阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在范围内 塔板开孔率=4 塔板的流体力学计算4.1气相通过浮阀塔板的压降1、 精馏段（1） 干板阻力 因，故 （2） 板上充气液层阻力取，则 （3） 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板相关的液柱高度为 2、 提馏段（1） 干板阻力 因，故 （2） 板上充气液层阻力（3） 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板相关的

15、液柱高度为 4.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度,即4.2.1精馏段（1） 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度（2） 液体通过压降管的压头损失 （3） 板上层高度,则取，已选定 则可见，符合防止淹塔要求4.2.2提馏段（1） 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度（2） 液体通过压降管的压头损失 （3） 板上层高度，则取则可见，符合防止淹塔要求4.3雾沫夹带4.3.1精馏段 板上液流经长度：板上液流面积：取物性数据K=1.0,泛点负荷系数 对于大塔，为避免过量物沫夹带，泛点率应小于80%，计算满足要求，故物沫夹带能满足（液/kg气）的要求4.3.2提馏段取物性数据K=1

16、.0,泛点负荷系数 由以上计算可知，符合要求。4.4塔板负荷性能图4.4.1雾沫夹带线 据此可作出精馏段、提馏段负荷性能图中雾沫夹带线a1、a2。按泛点率80%计算（1） 精馏段即(2) 提馏段表4-1雾沫夹带线取值精馏段提馏段LsVsLsVs0.0013.120.0013.040.012.830.012.764.4.2液泛线 由此确定液泛线，忽略式中 而 (1) 精馏段整理得： （2） 提馏段整理得：据此可画出精馏段、提馏段的液泛线b1、b2表4-2液泛线取值精馏段提馏段LsVsLsVs0.0013.390.0013.850.0030.0060.0080.0173.273.123.002.3

17、40.0030.0060.0080.0173.743.593.513.104.4.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s液体在降液管内停留时间 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则 据此可画出液相负荷上限线c4.4.4漏夜线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则（1) 精馏段 （1) 提馏段 据此可画出精馏段、提馏段的漏液线d1、d24.4.5液相负荷下限线取堰上液层高度m作为液相负荷下限线的条件，作出液相下限线，该直线为与气相流量无关的竖线 取E=1.0,则据此可画出液相负荷下限线e由以上15作出塔板负荷性能图图4-1 精馏段塔板负荷性能图图4-2 提馏段塔板

18、负荷性能图在负荷性能图上，由固定液气比，作出操作线由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。精馏段：精馏段：所以，精馏段操作弹性= 提馏段操作弹性=表4-3 浮阀塔设工艺设计计算结果序号项目数值（精馏段）数值（提馏段）1平均温度tm，93.35584.2952气相流量Vs，m3/s1.801.9433液相流量LS，m3/s0.003550.006754实际塔板数N985塔径D，m1.61.66板间距HT，m0.450.457溢流形式单溢流单溢流8降液管形式弓形弓形9堰长lW，m1.121.1210堰高hW，m0.05560.055611板上液层高度hL，m0.070.0712堰上

19、液层高度hO，m0.0110.01613降液管底隙高度hO，m0.03170.060314安定区宽度WS，m0.090.0915边缘区宽度WC，m0.0050.00516阀孔直径d，m0.00390.003917实际阀孔数目n17620818孔中心距t，m0.0750.07519开孔率，%13.6612.3720空塔气速，m/s0.730.7521临界阀孔气速，m/s7.8667.6622单板压降，Pa505.53503.8423负荷上限液沫夹带控制液泛控制24负荷下限漏液控制漏液控制25液相负荷上限，m3/s0.0009550.016326液相负荷下限，m3/s0.0009550.01632

20、7操作弹性浮阀动能因子阀孔气速，m/s3.17111.168.573.03710.447.8228295 热量衡算5.1热量示意图 QFQCQDQLQWQB图5-1 热量示意图热量衡算式：式中，进料带入系统的热量； 加热蒸汽带入系统的热量； 馏出液带出系统的热量； 釜残液带出系统的热量； 冷却水带出系统的热量； 热损失。5.2热量衡算5.2.1冷凝器的热负荷： 式中 -塔顶上升蒸汽的焓 -塔顶溜出液的焓其中 式中 -乙醇的蒸发潜热 -正丙醇的蒸发潜热蒸发潜热的计算： 表5-1 乙醇-正丙醇物性数据表 蒸发潜热沸点/K乙醇516.2840.91351.5正丙醇536.7694.89370.478

21、.53时，乙醇： 蒸发潜热：同理，正丙醇： 蒸发潜热：塔顶产品质量流量：5.2.2冷却水消耗量式中，-冷却水消耗量，kg/s -冷却介质在平均温度下的比热容， -冷却介质在冷凝器进出口出的温度,取所以，查得水在35时的比热容为： 所以，5.2.3加热器热负荷及全塔热量衡算由于温度变化不大，采用平均温度：则：据： 查手册得，液态下：（乙醇） （正丙醇） 故乙醇比热容为：正丙醇的比热容为：以101.33kpa,tD78.53的乙醇和正丙醇的混合液体为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则： QD = 0由此可求得进料与釜残液的热量分别为:由于塔釜热损失为5%，则 代入热量衡算式计算： 238035

22、.20+0.95=2512.643600+280331.82解得： =9.075kJ/h热损失为：5.2.4加热蒸汽的用量有设计条件可知，101.33kPa,100下饱和水蒸气的汽化： 表5-2 热量衡算表 项目数据项目数据17.859453763.62 9075000238035.2004018.332512.646 塔附件设计6.1接管6.1.1进料管本设计采用直管进料管。管径计算如下： 取查标准系列选取规格的热轧无缝钢管。6.1.2回流管 由于塔顶冷凝器安装在塔顶平台，回流液靠重力自留入塔内，取 本设计取查标准系列选取规格的热轧无缝钢管。6.1.3塔底出料管一般可采用塔底出料管的流速m/

23、s，本设计m/s。查标准系列选取规格的热轧无缝钢管。6.1.4塔顶蒸气出料管操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为，取查标准系列选取6.1.5塔底进气管采用直管，取气速u=23m/s，则查标准系列选取6.2封头本设计采用标准椭圆封头，由公称直径D=1600mm，查得曲面高度h=400mm,直边高度，内表面积6.3裙座圆筒形群式支座制作方便，经济合理，在塔设备是支撑中广泛采用。为制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm。基础内环：基础外环：圆整：，；考虑到腐蚀余量，基础环厚度取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m。6.4人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的

24、设置应便于进入任何一层塔板，一般每隔68块塔板设置一个人孔。本塔板共36块塔板，需设6个人孔，每个人孔直径450mm，在设置人孔处，板间距600mm，裙座上应开2个人孔，直径450mm。7 塔总体高度的设计7.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一层的距离为600mm，塔顶部空间高度1200mm7.2进料板处的板间距底考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距800mm。7.3塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min7.4塔总体高度8 附属设备设计8.1冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选

25、用的总体传热系数一般范围为本设计取K=700出料液温度：78.53(饱和气）（饱和液）冷却水：逆流操作：传热面积：已知Q=1490.86kJ/s设备型号：G500I-16-408.2再沸器的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取2926料液温度：,水蒸气温度：120逆流操作:传热面积：已知 设备型号：G.GH800-6-708.3离心泵的选择由进料管流量Vs=0.002625 ，可推出离心泵的流量=0.0026253600=9.45 .已知P=30105Pa；Hf=20；u=0Z是裙座高度、塔底空间、人孔处板间距、提馏段塔板间距、进料板处板间距的一半的总和 可计出扬程H根据离心泵的流量=9.

26、45 ； 扬程H。查表可得离心泵型号：IS 65-40-200 (转速=1450r/min；轴功率=0.77Kw；电机功率=1.1kW)主要符号说明鼓泡区面积，； Af降液管截面积，m2； AT塔截面积，m2；Co流量系数，无因次； do阀孔直径，m/s ； D塔径，m； eV液沫夹带量，kg(液)/kg(气) ； E液流收缩系数，无因次； ET总板效率，无因次；F0筛孔气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2) ； g重力加速度，9.81 m/s2；hc与干板压降相当的液柱高度，m液柱； h1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱；ho 降液管的底隙高度，m； h与克服表面张力的压降相当的液柱

27、高度，m液柱； hd与液体过降压管的压降相当的液柱高度，m； hL 板上清液层高度，m； hOW堰上液层高度，m； hW出口堰高度，m； HT 板塔间距，m; H塔高度，m; K稳定系数，无因次；lw 堰长，m； Lh液体体积流量 ，m3/h；LS液体体积流量 ，m3/s； n筛孔数目；NT理论塔板层数； P操作压力，Pa;P 压力降，Pa; Pp气体通过每层塔板的压降，Pa；r鼓泡区半径，m； t阀孔的中心距，m；u空塔气速，m/s; 液体通过降液管底隙的速度，m/s;气体通过筛孔的速度，m/s; Vs气体体积流量，m3/s；Wc 边缘区宽度，m； Wd 弓形降液管宽度，m；WS 破沫区宽度

28、，m； x 液相摩尔分数；y 气相摩尔分数； 希腊字母；相对挥发度； 筛板厚度，m；密度，kg.m3； 充气系数； 液体在降液管内停留时间，s； 黏度，mPa.s； 表面张力； 开孔率或孔流系数，无因次；下标max最大的； min最小的；L液相； V 气相；附录1 精馏段和提馏段的浮阀孔局部排布图附录2 工艺流程图总 结历时两个多月的课程设计终于落下了帷幕，自从老师下达任务书后，我们就依次开始方案论证、物性数据计算、工艺计算、塔结构设计、热量衡算、绘制工艺流程图。过程困难重重，我们可谓一步一个脚印，实现了将理论知识运用到实践中去的伟大思想。 在上学期的化工原理学习中，我们对精馏塔的了解有限，通

29、过此次课程设计强化我们对理论知识的理解，学会了深层次思考和综合性的考虑，增强了我们的工程实践能力，提高了我们的工程制图技能。真正地做到统筹兼顾，从工艺和设备全方位考虑设计问题。最后，还要感谢老师对我们的教导和帮助，感谢同学们的支持和照顾。在你们的悉心指导下我才能顺利完成此次课程设计。参考文献【1】 王淑波.化工原理M.武汉.华中科技大学出版社，2012.1 【2】 姚玉英：化工原理下册M，天津科学技术出版社，2009【3】王国胜：化工原理课程设计M，大连理工大学出版社，2006【4】 王国胜：化工原理课程设计M，大连理工大学出版社，2005【5】卢焕章等编著，石油化工基础数据手册，化学工业出版

30、社，1982【6】 柴诚敬.化工原理课程设计 M.天津：天津科学技术出版社，1994.10【7】 陈英南等编，常用化工单元设备的设计，华东理工大学出版社，2007【8】 匡国柱：化工单元过程及设备课程设计M，化学工业出版社，2008【9】 刘光启、马连湘、刘杰主编，化学化工物性数据手册.北京化学工业出版社，2002【10】 刘光启、马连湘、邢志有主编.化工物性算图手册.北京化学工业出版社，2002致 谢经过将近60个日日夜夜的煎熬，我们看到了秋去冬来的景象，站在岁末的路口，我们终于守得云开见月明了。这一刻，我心潮涌动，万分感激。特别，特别感谢本次课程设计的指导老师李青云老师，如果没有老师的督促指导，以及同学们的大力帮助支持，想要完成整个课程设计是难以想象的。在这里再次感谢我的指导老师。从方案讨论、中期检查、论文修改等整个过程中给予了我悉心的指导。除了敬佩老师作专业水平外，她治学严谨、科学研究的精神也是我永远学习的榜样，并将影响我今后的学习。最后还要感谢大学以来所有的老师，为我打下扎实打专业知识基础；同时还要感谢所有的同学们，正是有了老师和同学们的支持和鼓励，此次课程设计才得以顺利完成。谢谢，谢谢大家！ 林华均 2013-12-28 45