分离乙醇正丙醇混合液的精馏塔设计课程设计论文正文--大学毕业论文设计.doc

一 设计任务书 2
二 塔板的工艺设计 3
（一）设计方案的确定 3
（二）精馏塔的物料衡算 3
1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 3
2. 物料衡算 4
(三)物性参数的计算 4
1.操作温度的确定 5
2. 密度的计算 5
3.混合液体表面张力的计算 11
4.混合物的粘度 12
5.相对挥发度 14
(四)理论板数及实际塔板数的计算 15
1.理论板数的确定 15
2.实际塔板数确定 18
(五)热量衡算 19
1.加热介质的选择 19
2. 冷却剂的选择： 19
3.比热容及汽化潜热的计算 19
(六)塔径的初步设计 25
1.汽液相体积流量的计算 25
2.塔径的计算与选择 26
(七)溢流装置 29
1.堰长 29
2.弓形降液管的宽度和横截面积 30
3.降液管底隙高度 31
4.塔板分布 31
5. 浮阀数目与排列 32
（八)汽相通过浮阀塔板的压降 35
1.精馏段 35
2.提馏段 36
（九)淹塔 37
1.精馏段 37
2.提馏段 38
（十)雾沫夹带 38
（十一)塔板负荷性能图 40
1.雾沫夹带线 40
2.液泛线 41
3.液相负荷上限线 43
4.漏液线 43
5.液相负荷下限线 44
三、塔总体高度计算 47
1.塔顶封头 47
2.塔顶空间 47
3.塔底空间 48
5.进料板处板间距 48
6.裙座 48
四、塔的接管 50
1.进料管 50
2.回流管 50
3.塔底出料管 51
4.塔顶蒸汽出料管 51
5.塔底蒸汽管 51
五、塔的附属设备设计 52
1.冷凝器的选择 52
2.再沸器的选择 53
六、 参考文献...................................................................................................54
七、 设计评述...................................................................................................55

一、设计任务书
【设计题目】分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计
【设计条件】进料：乙醇含量35%（质量分数，下同），其余为正丙醇
分离要求：塔顶乙醇含量90%；塔底乙醇含量0.01%
生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年工7200小时
操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强1.03atm(绝压)；泡点进料； R=5
【设计计算】
塔板的工艺设计
（一）设计方案的确定
本设计的任务是分离乙醇-正丙醇混合液。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
（二）精馏塔的物料衡算
1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数
乙醇的摩尔质量 MA=46kg/kmol
丙醇的摩尔质量 MB=60kg/kmol
原料乙醇的摩尔分数：
塔顶产品的摩尔分数：
塔釜残夜乙醇的摩尔分数：
2. 物料衡算
原料处理量：

物料衡算： ①
乙醇的物料衡算： ②
两式联立得：
(三)物性参数的计算
表1 乙醇～正丙醇混合液的 t-x-y 关系
（x表示液相中乙醇摩尔分率，y表示气相中乙醇摩尔分率）
t
97.60
93.85
92.66
91.60
88.32
86.25
84.98
84.13
83.06
80.50
78.38
x
0
0.126
0.188
0.210
0.358
0.461
0.546
0.600
0.663
0.884
1.0
y
0
0.240
0.318
0.349
0.550
0.650
0.711
0.760
0.799
0.914
1.0
表1的平衡数据摘自：J.Gmebling,U.onken Vapor-liquidEquilibrium Data Collection-Organic Hydroxy Compounds: Alcohols(p.336)。
乙醇沸点：78.3℃；正丙醇沸点：97.2℃。
1.操作温度的确定
利用上表中数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tW
进料温度：
塔顶温度：
塔釜温度：
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
2. 密度的计算
利用式：
计算混合液体的密度和混合气体的密度。
(1)塔顶：
塔顶温度：tD=79.81℃
气相组成yD:
进料：
进料温度：tF=87.21℃
气相组成yF:

塔釜：
塔釜温度：tW=97.60℃
气相组成yW:

(2)精馏段平均液相组成
:
精馏段平均汽相组成
:
精馏段液相平均相对分子量:

精馏汽相平均相对分子量:

(3)提馏段平均液相组成

提馏段平均汽相组成：

提馏段液相平均相对分子量:

提馏汽相平均相对分子量:

(4)进料、塔顶及塔釜混合液的密度
表2：不同温度下乙醇和正丙醇的密度
温度/℃
70
75
80
85
90
95
100
乙醇
748.87
739.87
735.87
731.87
728.87
723.87
715.87
正丙醇
762.56
755.86
750.86
745.87
740.87
735.87
730.87
利用表2中的数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tW下的乙醇和正丙醇的密度。

①进料温度tF：tF=87.21℃

②塔顶温度tD：tD=79.81℃

③塔釜温度tW：tW=97.60℃

(5) 精馏段液相平均密度和提馏段液相平均密度
精馏段液相平均密度：

提馏段液相平均密度：

(6)精馏段和提馏段混合液的平均摩尔质量
塔顶混合液的平均摩尔质量：
进料液的平均摩尔质量：
塔底釜残液的平均摩尔质量：
所以，精馏段混合液的平均摩尔质量：

提馏段混合液的平均摩尔质量：

(7) 精馏段汽相平均密度和提馏段汽相平均密度
塔顶混合液汽相平均密度：
进料液汽相平均密度：
塔底釜残液汽相平均密度：
所以，
精馏段汽相平均密度：

提馏段汽相平均密度：

3.混合液体表面张力的计算
表3：不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力
温度/℃
70
75
80
85
90
95
100
乙醇
18.2
17.9
17.4
17.0
16.4
16.1
15.7
正丙醇
19.8
19.5
18.9
18.5
18.1
17.6
17.2
利用表3中的数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tW下的乙醇和正丙醇的表面张力。
①进料温度tF：tF=87.21℃
②塔顶温度tD：tD=79.81℃
③塔釜温度tW：tW=97.60℃
(2)提馏段和精馏段的平均表面张力
精馏段平均表面张力：
提馏段平均表面张力：

4.混合物的粘度
表4：不同温度下乙醇和丙醇的粘度
温度
70
75
80
85
90
95
100
乙醇
0.51
0.480
0.426
0.410
0.370
0.345
0.325
正丙醇
0.85
0.750
0.685
0.640
0.565
0.495
0.460
利用表4中的数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tW下的乙醇和正丙醇的粘度。

(1) 混合液体粘度
精馏段的平均温度为：,该温度下
乙醇的粘度为：

正丙醇的粘度为：

精馏段混合液的粘度为：
(2)提馏段的平均温度为：,该温度下
乙醇的粘度为：

正丙醇的粘度为：

提馏段混合液的粘度为：

5.相对挥发度
由, 得
由, 得
由, 得
精馏段的相对挥发度：
精馏段气液平衡方程:
提馏段的相对挥发度：
提馏段气液平衡方程:
平均相对挥发度

(四)理论板数及实际塔板数的计算
1.理论板数的确定
设计条件已确定回流比R=5，并且是泡点进料,q=1
则，

本设计采用图解法求解理论板数。由表1中乙醇和正丙醇的气液平衡数据，绘出x-y图，如下图：
① 操作线方程
精馏段操作线方程为：

精馏段气液平衡方程:
提馏段操作线方程为：

提馏段气液平衡方程:
② 利用逐板计算法计算理论板数
③ 采用逐板计算法，运用Excel快捷、准确地计算出理论塔板数。其Excel表格设计原理如下：
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
xD=y1 x1 y2 x2 y3 … xn
计算到xn< xF则第n块板即为进料板。
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
xn yn xn+1 … xN
计算到xN< xW则理论塔板数为N块。
由Excel计算结果见表：

x编号
x的值
y编号
y的值
备注
x1
0.902215469
y1
0.9423

x2
0.844150444
y2
0.905545486

x3
0.772250282
y3
0.85717732

x4
0.689638204
y4
0.797284485

x5
0.602498702
y5
0.728468624

x6
0.518495095
y6
0.655881419

x7
0.444254842
y7
0.585906414

x8
0.383516719<0.413
y8
0.524064284
进料板
x9
0.302848374
y9
0.473469427

x10
0.217263773
y10
0.364905591

x11
0.146251867
y11
0.261776146

x12
0.093654353
y12
0.176206799

x13
0.057881405
y13
0.112826795

x14
0.034940574
y14
0.069720393

x15
0.02077884
y15
0.042076692

x16
0.012241261
y16
0.025011802

x17
0.007167605
y17
0.014724019

x18
0.004178144
y18
0.008610264

x19
0.002425585
y19
0.005007963

x20
0.001401194
y20
0.00289613

x21
0.000803463
y21
0.001661739

x22
0.000455039
y22
0.000941472

x23
0.000252059
y23
0.000521622

x24
0.000133851
y24
0.000277031

x25
6.50239E-05<0.00013
y25
0.00013459
塔釜
由上表看出全塔理论板数为块（包含再沸器）
加料板为第8块理论板。
精馏段理论板数：块；提馏段理论板数：块
2.实际塔板数确定
精馏段：
已知：，

块
提馏段：
已知：，

块
则全塔所需的实际板数为：块
全塔效率：
实际加料板的位置在第15块板。
(五)热量衡算
1.加热介质的选择
常用的加热介质有饱和水蒸汽和烟道气。由于水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道的优点，本设计采用饱和水蒸汽作为加热介质。饱和水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程谁相应减少，但是压力不宜过高。
2. 冷却剂的选择：常用的冷却剂式水和空气，本设计考虑用冷凝水作为冷却剂。
3.比热容及汽化潜热的计算
表5：不同温度下乙醇和正丙醇的比热容
温度℃
60
70
80
90
100
乙醇KJ/(Kg℃)
3.07
3.25
3.48
3.69
3.89
正丙醇KJ/(Kg℃)
2.86
3
3.13
3.26
3.34

表6：不同温度下乙醇和正丙醇的汽化热
温度℃
70
80
90
100
乙醇kJ/kg
810
820.5
840.8
860.9
丙醇kJ/kg
673
690.5
703.5
745.5

（1）塔顶温度tD下的比热容
塔顶温度tD=79.81℃ ，使用内插法求该温度下乙醇和正丙醇的比热容。
乙醇的比热容：

正丙醇的比热容：

(2)进料温度tF下的比热容
进料温度：tF=87.21℃
乙醇的比热容：

正丙醇的比热容：

(3)塔底温度tW下的比热容
塔釜温度：tW=97.60℃
乙醇的比热容：

正丙醇的比热容：

(4)塔顶温度tD下的汽化潜热
内插法计算出塔顶温度下的汽化潜热。
乙醇的汽化潜热：

正丙醇的气化潜热：

4.热量衡算
(1)0℃时塔顶上升的热量Qv 塔顶以0℃为基准

(2)回流液的热量 注：此为泡点回流。
根据t-x-y图查得此时组成下的泡点tD=79.20℃
图2：乙醇～正丙醇混合液的 t-x-y 关系图
此温度下，

正丙醇的比热容：

(3)塔顶馏出液的热量
因馏出口与回流口组成相同，所以

(4) 进料的热量

(5)塔底残液的热量

(6)冷凝器消耗的热量
(7)再沸器提供热量(全塔范围列热量衡算式)
取塔釜热量损失为10％，则,

再沸器的实际热负荷：
计算得：
计算结果见下表：
表7：热量衡算计算结果
项目
进料
冷凝器
塔顶流出液
塔底流出液
再沸器
平均比热容
183.92
——
153.94
199.26
——
热量
1027019.64
6475638.45
352361.09
687478.88
7209348.64

(六)塔径的初步设计
1.汽液相体积流量的计算
(1)精馏段：

已知： ，
，
则质量流量为：

体积流量为：

(2)提馏段

已知：，
，
则质量流量为：

体积流量为：

2.塔径的计算与选择
(1)精馏段
利用；
， 史密斯关联图如图3所示.

横坐标数值：
取板间距：,，
查图3可知：

，

塔径：，按照标准塔径取值：
塔横截面积：
空塔气速：
(2)提馏段
横坐标数值：
取板间距：,，
查图3可知：

，

塔径：，按照标准塔径取值：
塔横截面积：
空塔气速：
(七)溢流装置
1.堰长
取
出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度按下式计算
（因溢流强不是很大，近似取溢流系数E=1）
(1) 精馏段

溢流堰高度：
(2) 提馏段

溢流堰高度：
2.弓形降液管的宽度和横截面积
降液管的型式：因塔径和流体流量适中，故选取弓形降液管。

查图：
查图得：,

验算降液管内停留时间：
(1) 精馏段

(2) 提馏段

3.降液管底隙高度
(1)精馏段 降液管底隙的流速

(2) 提馏段

4.塔板分布
本设计塔径，因，故采用分块式塔板，共4块。
5. 浮阀数目与排列
(1)精馏段 取浮阀动能因子
孔速：
每层塔板上浮阀数目：
取边缘区宽度：；泡沫区宽度：
计算塔板上的鼓泡区面积： ,
其中,

代入数据,

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距
估算排列间距：
若考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而个分块的支撑于衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排列间距不宜95mm，而应小些，故取，按、，以等腰三角形叉排作图（浮阀排列示意图略），排得浮阀数为154个。
按个重新核算孔速和阀孔动能因子

阀孔动能因子变化不大，仍在范围之内。
塔板开孔率：
(2)提馏段
取浮阀动能因子
孔速：

每层塔板上浮阀数目：

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距
估算排列间距：
故取，按、，以等腰三角形叉排作图（浮阀排列示意图略），排得浮阀数为154个。
按个重新核算孔速和阀孔动能因子

阀孔动能因子变化不大，仍在范围之内。
塔板开孔率：

（八）汽相通过浮阀塔板的压降
气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降△Pp可由 和计算
式中 hc——与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱；
hl——与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；
hσ——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。
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，通常可忽略不计。
与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：

2.提馏段
(1)干板阻力

因，故

(2)板上充气液层阻力取， ，则

(3) 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，通常可忽略不计。
与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：

（九）淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中的清液层高度，
1.精馏段
(1)单层气体通过塔板的压降相当的液柱
(2)液体通过塔板的压降相当的液柱高度

(3)板上液层高度 ，则

取，已选定，，则

可见，所以符合防止淹塔的要求。
2.提馏段
(1)单层气体通过塔板的压降相当的液柱
(2)液体通过塔板的压降相当的液柱高度

(3)板上液层高度 ，则

取，已选定，，则

可见，所以符合防止淹塔的要求。
（十）雾沫夹带
(1)精馏段
泛点率：
板上液体流经的长度：
板上液馏面积：
取物性系数，泛点负荷系数
代入数据：

对于较大的塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由上面计算结果可知，雾沫夹带能够满足要求。
（2）.提馏段
取物性系数，泛点负荷系数
泛点率：
（十一）塔板负荷性能图
1.雾沫夹带线
泛点率：
根据上式可作出负荷性能图的雾沫夹带线。按泛点率80%计算。
(1)精馏段
泛点率：
，
由上式可知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取值，可算出
(2)提馏段
泛点率：
在操作范围内任取值，可算出，计算结果见下表：
表8：雾沫夹带线计算结果
精馏段

提馏段

0.002
2.11
0.002
2.00
0.006
1.94
0.006
1.83
0.01
1.77
0.01
1.66
2.液泛线
，根据此式确定液泛线，忽略式中的(液体表面张力引起的阻力)。
其中
(1)精馏段

整理得：
(2)提馏段

整理得：
表9：液泛线计算结果
精馏段

提馏段

0.001
2.860
0.001
2.787
0.002
2.788
0.002
2.730
0.003
2.715
0.003
2.679
0.004
2.638
0.004
2.630
0.005
2.552
0.005
2.581
0.007
2.348
0.007
2.481
3.液相负荷上限线
液体的最大流量应保证降液管内停留时间不低于。液体的在降液管内的停留时间：
以作为液体在降液管内的停留时间的下限，则

4.漏液线
对于型重阀，做作为规定最小负荷的标准，则

(1)精馏段

(2)提馏段

5.液相负荷下限线
取堰上液层高度作为液相负荷下限线条件，作出液相负荷下限线，改线为与汽相流量无关的直线。

取E=1.0 则
由雾沫夹带线、液泛线、液相负荷上限线、漏液线、液相负荷下限线作出塔板负荷性能图，如下图所
图4：精馏段负荷性能图

图5：提留段负荷性能图

由塔板负荷性能图可以看出：
①在任务规定的气液负荷下的操作点（设计点）处在适宜操作区内的适中位置；
②塔板的气液相负荷完全由雾沫夹带线控制，操作下限由漏液线控制；
③按固定的气液比，由图可以查出：
精馏段汽相负荷上限，精馏段汽相负荷下限
提馏段汽相负荷上限，提馏段汽相负荷下限
精馏段的操作弹性：
提馏段的操作弹性：
浮阀塔设计计算结果汇总见下表：
浮阀塔设计计算结果汇总
序号
项目
计算数据
备注
精馏段
提馏段
1
塔径/m
1.4
1.4

2
板间距/m
0.45
0.45
3
塔板类型
单溢流弓形降液管
分块式塔板
4
空塔气速(m/s)
0.877
0.901

5
堰长/m
0.91
0.91

6
堰高/m
0.056
0.051

7
板上层高度
0.07
0.07

8
降液管底隙高度/m
0.02
0.04

9
浮阀数/个
154
154
等腰三角形叉排
10
阀孔气速(m/s)
8.340
7.939

11
阀孔动能因子
9.69
10.46

12
临界阀孔气速/(m/s)
7.754
7.347

13
孔心距/m
0.075
0.075
同一横排孔心距
14
排间距/m
0.095
0.091
相邻横排中心距离
15
单板压降/Pa
578.92
577.13

16
降液管内清液层高度/m
0.1534
0.1531

17
泛点率/%
53.51
60.18

18
汽相负荷上限
2.10
2.00
雾沫夹带控制
19
汽相负荷下限
0.70
0.66
漏液控制
20
操作弹性
3.00
3.03

三、塔总体高度计算
塔总体高度利用下式计算：

其中：n为实际板数；nF为进料板数；HF为进料处板间距；nP人孔数；Hp人孔处板间距；HD塔顶空间；HB塔顶空间；H1塔顶封头高度H2裙座高度。
1.塔顶封头
封头分为椭圆形、蝶形封头等。本设计采用椭圆形封头。由公称直径，查表得曲面高度,直边高度，内表面积，容积.
则封头高度：
2.塔顶空间
设计中取塔顶间距，考虑到需要安装除沫器，所以选择塔顶空间1.2m
3.塔底空间
设计中塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为5min.
4．人孔
对于的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔塔板设以人孔，本塔中共有49快板，需设置个人孔6个人孔，每隔人孔直径为450mm，在设置人孔出板间距。
5.进料板处板间距
考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距
6.裙座
塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径大于800mm，故裙座壁厚取16mm。

基础环内径：

基础环外径：

圆整后：，
考虑到再沸器，取裙座高
塔体总高度：

四、塔的接管
1.进料管
进料管的结构类型很多，由直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下：
泵送料液进塔式，取为，本设计取

，查标准系列选取规格的热轧无缝钢管。
2.回流管
采用直管回流管，取
，查标准系列选取规格的热轧无缝钢管。
3.塔底出料管
采用直管出料，取

4.塔顶蒸汽出料管
采用直管出气，取
，查标准系列选取规格的热轧无缝钢管。
5.塔底蒸汽管
采用直管出气，取
，查标准系列选取规格的热轧无缝钢管。

五、塔的附属设备设计
1.冷凝器的选择
有机物蒸汽冷凝器设计选用总传热系数一般范围是，
本设计选取
出料液温度：
冷却水：
逆流操作，

由前面的热量衡算可得：
冷凝器消耗的热量：
传热面积：
取安全系数1.04，则所需的传热面积
2.再沸器的选择
本设计选用300kPa（温度为133.3℃）的饱和水蒸汽作为加热介质。总传热系数取
料液温度：
水蒸汽：
逆流操作，

由前面的热量衡算可得：
冷凝器消耗的热量：
传热面积：
取安全系数1.04，则所需的传热面积

六、 参考资料与文献
1、《化工原理课程设计 第二版》马江权 冷一欣 中国石化出版社 2011年
2、《化工设计 第三版》陈声宗 化学工业出版2013 年
3、《化工原理课程设计》王国胜 大连理工大学出版 社2006年

七、设计评述
化工原理课程设计是一门重要的实践课程，是一次综合运用化工原理课程及所学知识完成一化工单元操作为主联系化工生产实际的一次设计实践，培养我们如何综合运用所学知识独立解决实际的生产问题。在设计中使我们初步掌握化工单元操作设计的基本程序集方法，熟悉各类化工生产指标及标准，正确选取设计公式和数据，学会运用简洁的文字和工程语言正确表述设计思想和结果，并培养我们学会如何运用计算机技术处理数据并进行绘图的能力。
本次设计的任务是根据设计任务要求设计乙醇和正丙醇分离所使用的精馏塔，设计内容主要包括工艺设计、塔板的热力学计算及塔的附属件的设计。在设计过程中掌握了塔的工艺计算及如何确定设备型式并对塔的附属设备设计及选型。在设计过程中不仅涉及到很多参数而且还有许多复杂的计算过程，通过此次对精馏塔的设计，巩固了课本上所学的化工原理理论知识，对精馏操作过程有了更深的理解。
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