最新乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案

乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案

乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案

流程的设计及说明

1 设计思路

蒸馏方式的确定

蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，精馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却等设备，蒸馏过程按操作方式不同可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，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主，间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合小规模，多品种或多组分物系的初步分离。本次设计采用连续筛板精馏塔，常压精馏。

2 装置流程的确定

（1）物料的储存和输送

在流程中设置原料罐，产品罐及离心泵。原料可泵直接送入塔内，使程序连续稳定的进行。

（2）参数的检测和调控

流量，压力和温度是生产中的重要参数，必须在流程中的适当位置装设仪表，以测量这些参数。同时，在生产过程中，物料的状态。加热剂和冷却剂的状态都不可能避免的会有一些波动，因此必须在流程中设置一定的阀门。

（3）冷凝装置的确定

本设计采用塔顶全凝器，以便于准确地对控制回流比。

（4）热能的利用

精馏过程是组分多次部分汽化和多次部分冷凝的过程，耗能较多，因此选择适宜的回流比使过程处于最佳条件下进行，可使能耗至最低。

3 操作条件的确定 (1) 操作压力的选取

本次设计采用常压操作。除热敏性物料外，凡通过常压精馏不难实现分离要求，并能利

用江河水或循环水将镏出物冷凝下来的系统。 (2)加料状态的选择

本设计选择q=1时进料，原因是使塔的操作稳定，精，提镏段利用相同塔径，便于制

造。 (3) 加料方式

蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。 (4)回流比的选择

一般经验值为min )0.21.1(R R -=。本设计采用min 5.1R R =，初步设定后经过流体力学验

算，负荷条件，故选择合理。 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择

塔顶冷凝温度不要求低于30℃，工业上多用水冷 (5)板式塔类型的选择

本次设计采用连续筛板式精馏塔 4 设计方案的确定

（1）满足工艺和操作要求（2）满足经济上的要求，安全生产，保护环境。

5 流程示意图

第一章 精馏塔的物料衡算计算

1.1 精馏塔的物料衡算

1.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

进料组成 x F =0.30+0.001×(26-20)=0.306 塔顶产品组成 x D =0.92+0.001×(26-20)=0.926 塔底产品组成 x W =0.02+0.001×（26-20）=0.026 1.1.2 物料衡算原料处理量 加料量F=100kmol/h

总物料衡算 F=D+W Fx F =Dx D +Wx w

乙醇物料衡算 100×0.309＝0.929×D ＋0.029×W 联立解得 D=31.111 kmol/h , W=68.889 kmol/h 1.2回流比的确定

本实验任务为分离乙醇-正丙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.3 塔板数的确定 1.3.1 相对挥发度的确定

因为乙醇—正丙醇可视为理想物系，故塔的平均相对挥发度的确定可运用安托因方程和拉乌尔定律。

C t B

A p o

+-=lg (1.1) o B

o A o

B p p p p x --= (1.2)

双组份理想溶液相对挥发度的计算：

o

B

o A p p =α

Antoine 常数： （1-1）

采用试差法：假定一t 值，代入公式(1.1)算出

o

B o

A p p ,，再将计算得到o

B o

A p p ,，代入到公

式（1.2）中，计算出相应的x 值，若计算得到的x 值与所求的混合液组成x 值相同，则假定t 值正确，同时可得到相应的α值。 计算结果见表：

（1-2）

1.3.2理论板数的确定

因为塔顶塔底相对挥发度相差不大，故可以按下式计算

平衡方程中相对挥发度078.2028.2130.2=⨯==W D ααα 则平衡方程为：x

x

x x y 078.11078.2)1(1+=-+=

αα

由于泡点进料，q=1，在最小回流比的条件下，过对角线上（0.306,0.306）点做垂直于x 轴的竖直线与平衡线的交点即为),(e e y x , 306.0==F e x x ,

478.0306

.0078.11306

.0078.2=⨯+⨯=

e y

605.2306

.0478.0478

.0926.0min =--=--=

e e e D x y y x R ,

取回流比168.4605.26.15.1min =⨯==R R （1） 精馏塔的气、液相负荷：

h kmol D R L /671.129111.31168.4=⨯=⨯=

h kmol qF L L /671.229100671.129=+=+= h kmol D R V /782.160111.31)1168.4()1(=⨯+=+= h kmol V F q V V /782.160)1(==-+= （2） 求操作线方程 精馏段操作线方程 179.0807.0926.0782

.160111.31782.160671.129+=⨯+=+=x x x V D x V L y D 提馏段操作线方程 011.0428.1026.0782

.160889

.68782.160671.229-=⨯-=

-=x x x V W x V

L y W

（3）逐板法求理论板层数

塔顶为全凝器： 1

1

1078.11078.2x x y ⨯+⨯=

858.01=x

871.0179.0858.0807.0179.0807.012=+⨯=+=x y 765.02=x

796.03=y 653.03=x 706.04=y 536.04=x