精馏塔林华均110502021013

北京理工大学珠海学院课程设计任务书2013 ～2014学年第一学期学生姓名：林华均专业班级： 11化工2班指导教师：李青云工作部门：化工与材料学院一、课程设计题目乙醇和正丙醇物系分离系统的设计二、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：料液处理量50000吨/年（每年按300天生产日，每天24小时计算）原料状态：乙醇含量25%（wt%）；温度：25℃；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中乙醇含量98%（wt%）；塔釜正丙醇含量98.4%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：（1）塔板类型：浮阀塔板；（2）塔顶采用全凝器；（3）R=1.7Rm（4）塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；（5）单板压降不大于0.7kPa；2.具体设计内容和要求（1）设计工艺方案的选定（2）精馏塔的工艺计算（3）塔板和塔体的设计（4）水力学验算（5）塔顶全凝器的设计选型（6）塔釜再沸器的设计选型（7）进料泵的选取（8）绘制流程图（9）编写设计说明书（10）答辩三、进度安排时间设计安排检查时间11.12—11.19 设计动员，下达任务书，查阅资料，拟定设计方案，方案论证，物性数据计算11.1911.20—11.26 工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板层数、实际进料板位置）11.2611.27—12.03 塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）12.0312.04—12.10 热量衡算；附属设备的选型和计算12.10 12.11-12.17 绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）12.1712.18—12.30 绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）1.01日完成1.04—1.10 编写设计说明书，答辩要求1.11 将说明书及图纸装订并提交1.13 答辩四、基本要求序号设计内容要求1 设计工艺方案的选定精馏方式及设备选型等方案的选定和论证（包括考虑经济性；工艺要求等）绘制简单流程图2 精馏塔的工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际塔板数、实际进料位置等的确定3 塔板和塔体的设计设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等4 水力学验算绘制塔板负荷性能图5 塔顶全凝器的设计选型计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量6 塔釜再沸器的设计选型计算再沸器的传热面积和加热介质的用量7 进料泵的选取选取进料泵的型号8 绘图绘制带控制点的流程图（CAD和手工绘制）9 编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参考资料等10 答辩每班数不少于20人答辩教研室主任签名： 2013年11月10日摘要精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。

为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。

此设计针对二元物系的精馏问题进行可行分析、设备选取、物料计算、结果核算、绘制工艺流程图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。

本设计是对年产量50000吨乙醇-正丙醇的分离设备─浮阀精馏塔的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。

采用浮阀精馏塔，并采用板式换热器，原料的输送采用离心泵进料，和泡点进料，操作压力位常压操作。

回流方式为泵强制回流，回流比为最小回流比的1.7倍。

通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。

关键词：浮阀精馏塔；乙醇；正丙醇目录北京理工大学珠海学院课程设计任务书 (I)摘要 (IVV)1 绪论 (1)2 设计方案说明 (2)2.1设计方案的确定 (2)2.2工艺流程图 (3)3 塔板的工艺设计 (5)3.1精馏塔全塔物料衡算 (5)3.2常压下乙醇-正丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (5)3.3理论塔板的计算 (12)3.4塔径的初步设计 (14)3.5溢流装置 (16)3.6板塔分布、浮阀数目与排列 (17)4 塔板的流体力学计算 (19)4.1气相通过浮阀塔板的压降 (19)4.2淹塔 (20)4.3雾沫夹带 (21)4.4塔板负荷性能图 (21)5 热量衡算 (28)5.1热量示意图 (28)5.2热量衡算 (28)6 塔附件设计 (33)6.1接管 (33)6.2筒体与封头 (34)6.3裙座 (34)6.4人孔 (34)7 塔总体高度的设计 (35)7.1塔的顶部空间高度 (35)7.2塔的底部空间高度 (35)7.3塔总体高度 (35)8 附属设备设计 (36)8.1冷凝器的选择 (36)8.2再沸器的选择 (36)8.3离心泵的选择 (36)主要符号说明 (37)附录1 精馏段和提馏段的浮阀孔局部排布图 (40)附录2 工艺流程图 (41)总结 (42)参考文献 (42)致谢 (43)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，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x F；2：D为塔顶馏出液物流，组成为x D；3：W为塔底釜液物流，组成为x W；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精馏塔全塔物料衡算F:进料量（kmol/s ） F x :原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（kmol/s ） D x :塔顶组成 W:塔顶残液流量（kmol/s ） W x :塔底组成原料乙醇组成：%30.3060/7546/2546/25=+=F x塔顶组成：%46.9860/246/9846/98=+=D x 塔底组成：%08.260/4.9846/6.146/6.1=+=W x 进料量：()[]s kmol F /03460.036002430060/25.0146/25.010500003=⨯⨯-+⨯⨯=物料衡算式为：W D F += W D F W x Dx x +=F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C t 0/%/%/y x 气相液相乙醇摩尔分数温度C t o/%/%/y x 气相液相乙醇摩尔分数97.20 0 0 89.60 0.325 0.494 96.54 90.120.025 0.3000.048 0.46578.66 78.310.975 1.00.988 1.03.2.1温度利用表1中数据差值法求w D F t t t 、、300.0303.012.90325.0300.060.8912.90:--=--F F t t C t o F 06.90=975.09846.066.781975.031.7866.78:--=--D D t t C t o D 53.78=0208.020.97025.0054.9620.97:--=--W W t t C t o W65.96=精馏段平均温度：C t t t o D F 30.84253.7806.9021=+=+=提馏段平均温度：C t t t o W F 34.93265.9606.9022=+=+=表3-2 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D x = 0.9846 W x = 0.0208F x = 0.303 D t =78.53C 0Wt =96.65C 0F t =90.06C 03.2.2密度已知：混合液密度：平均相对分子质量）为质量分数，M (1BBA A Lαραραρ+=混合气密度：004.22TP Mp T V =ρ塔顶温度：C t o D 53.78= 气相组成988.066.7853.780.1988.031.7866.78:--=--D D y y %25.99=D y进料温度：C t o F 06.90= 气相组成：465.012.9006.90494.0465.060.8912.90--=--=F F y y %83.46=F y塔底温度：C t o W 65.96= 气相组成：020.9765.96048.0054.9620.97--=--=W W y y %00.4=W y （1）精馏段液相组成2/)(:11F D x x x x += %38.641=x 气相组成2/)(:11F D y y y y += %04.731=y所以 k m o l kg M L /99.5060)6438.01(6438.0461=⨯-+⨯= k m o l kg M V /77.4960)7304.01(7304.0461=⨯-+⨯= （2）提馏段液相组成2/)(:22F W x x x x += %19.162=x 气相组成2/)(:22F W y y y y += %42.252=y所以 kmol kg M L /733.5760)1619.01(1619.0462=⨯-+⨯= k m o l kg M V /44.5660)2542.01(2542.0462=⨯-+⨯=表3-3不同温度下乙醇和正丙醇的密度温度t,℃78.125 78.750 90.000 90.625 96.25 96.875 乙醇a ρ,3/kg m 735.0 734.3 722.4 721.7 715.6 714.9 正丙醇b ρ,3/kg m750.9750.3739.1738.5732.7 732.1求得在度下的乙醇和正丙醇的密、、W F D t t t （kg/3m ）C t F 006.90=78.73404.73925.013.72225.0104.7395.738625.9006.901.7395.73890625.903.7227.721625.9006.904.7227.72190625.90=-+==--=--=--=--F FbF b aF a ρρρρρρ86.73451.75098.0155.73498.0151..7503.75075.7853.789.7503.750125.7875.7855.7343.73475.7853.780.7353.734125.7875.7853.780=-+==--=--=--=--=D DbD bD aD aD D Ct ρρρρρρ 04.73232.732016.0115.715016.0132.7321.732875.9665.967.7321.73225.96875.9615.7159.714875.9665.966.7159.71425.96875.9665.96=-+==--=--=--=--=W WbW bW aW aW o W Ct ρρρρρρ 所以42.733278.73404.732282.734286.73478.734221=+=+==+=+=F WL DF L ρρρρρρk m o l kg M M M kmolkg x x M kmolkg x x M kmol kg x x M LF LD L WW LW F F LF D D LD /987.502758.55216.462/709.5960)1(46/758.5560)1(46/216.4660)1(461=+=+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=m o l 57.733k g /k255.75859.7092M M LF LW L2=+=+=M k m o lkg M M M kmol kg M M M kmolkg y y M kmol kg y y M kmol kg y y M VF VW V VF VD V W W VW F F VF D D VD /44.56244.5344.592/77.49244.5310.462/44.5960)1(46/44.5360)1(46/10.4660)1(4621=+=+==+=+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=78.1296.160.1695.1260.179.196.1)65.9615.273(4.2244.5915.27360.1)53.7815.273(4.2210.4615.27379.1)06.9015.273(4.2244.5315.27321=+==+==+⨯⨯==+⨯⨯==+⨯⨯=V V VW VD VF ρρρρρ3.2.3混合液体表面张力r i ni i mx σσ∑=r 已知：表3-4不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力名称78.125C 078.75C 090.000C 090.625C 096.25C 096.875C 0乙醇m mN a /,σ17.42 17.36 16.29 16.23 15.69 15.62 丙醇m mN b /,σ19.1919.1418.2418.1917.7317.68求得在W F D t t t 、、下乙醇和正丙醇的表面张力（mN/m ）41.1754.19)9923.01(43.189923.0)1(16.1914.1975.7853.7819.1914.19125.7875.7838.1736.1775.7853.7842.1736.17125.7875.7853.780=⨯-+⨯=-+==--=--=--=--=bD D aD D D bD bD aD aD D x x Ct σσσσσσσ64.1781.18)4651.01(66.174651.0)1(235.1819.18625.9006.9024.1819.1890625.9028.1623.16625.9006.9029.1623.1690625.9006.90F 0=⨯-+⨯=-+==--=--=--=--=bF aF F F bF bF aF aF F x x Ct σσσσσσσ66.1780.17)0259.01(61.160259.0)1(70.1768.17875.9665.9673.1768.1725.96875.9665.1562.15875.9665.9669.1562.1525.96875.9665.96=⨯-+⨯=-+==--=--=--=--=bW W aW W W bW bW aW aW o W x x Ct σσσσσσσ（1）精馏段的平均表面张力：525.172/)(1=+=D F σσσ （2）提馏段的平均表面张力：65.172/)(2=+=W F σσσ3.2.4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83.75C 084.375C 093.125C 093.75C 0乙醇s mPa a∙,μ0.4050.4010.3540.351正丙醇s mPa b∙,μ0.596 0.590 0.507 0.502smPa smPa Ct b b a a .5907.059.0375.8430.84596.059.075.83375.84.4015.0401.0375.8430.84405.0401.075.83375.8430.84111101=--=--=--=--=μμμμsmPa smPa Ct b b a a o .5053.0502.075.9334.93507.0502.0125.9375.93.3530.0351.075.9334.93354.0351.0125.9375.9334.9322222=--=--=--=--=μμμμ（1)：精馏段粘度：smPa x x b a .4689.0)6438.01(5907.06438.04015.0)1(11111=-⨯+⨯=-+=μμμ（2)提馏段粘度：smPa x x b a .4806.0)1619.01(5053.01619.03530.0)1(22222=-⨯+⨯=-+=μμμ3.2.5相对挥发度已知：温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇：48.23105.165233827.7lg+-=t p A丙醇：tp B +-=0.19314.137574414.6lg相对挥发度：BAp p =α表3-6不同温度下的相对挥发度计算结果（1)精馏段的平均相对挥发度：11.208.210.211.213.214.25=⨯⨯⨯⨯ （2)提馏段的平均相对挥发度：05.203.204.205.206.207.208.26=⨯⨯⨯⨯⨯ （3）全塔平均相对挥发度：08.203.204.205.206.207.208.210.211.213.214.210=⨯⨯⨯±⨯⨯⨯⨯⨯=α温度/C 0)(kPa p A )(kPa P Bi α78.53 102.15 47.83 2.14 80.00 108.24 50.93 2.13 82.00 117.01 55.42 2.11 84.00 126.37 60.22 2.10 86.00 137.32 65.87 2.08 88.00 146.96 70.86 2.07 90.06 158.61 76.91 2.06 92.00 170.28 83.00 2.05 94.00 183.04 89.68 2.04 96.65201.1599.212.033.3理论塔板的计算()()9712.2303.019846.0108.2303.09846.0108.211111min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡--⨯--=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡----=q D q D x x x x R αα 05.59712.27.17.1min =⨯==R Rs kmol RD L /05116.001013.005.5=⨯==已知：精馏段操作线方程：1627.08347.0111+=+++=+n D n n x R x x R Ry 提段操作线方程：00830.03992.11-=-+--++=+m W m m x x WqF L Wx W qF L qF L y气液平衡方程：yyx xxx x y 08.108.208.1108.2)1(1-=+=-+=αα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132211...-→--→--→--→--→--→--=n D x y x y x y x 计算到F n x x <-1则第n-1块板即为进料板。