乙醇正丙醇分离设计

1.设计题目：

常压连续筛板式精馏塔分离乙醇—正丙醇二元物系的设计。 2.原始数据及条件：

进料：乙醇含量（摩尔分数，下同），其余为正丙醇，F=3400Kg/h,塔顶进入全凝器，塔板压降。

分离要求：塔顶乙醇含量；回收率为；全塔效率。 操作条件：塔顶压强(绝压)；泡点进料；R/Rmin=。 3.设计任务：

（1）完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。 （2）画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。 （3）写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

摘要

在本次任务中，根据化工原理课程设计的要求设计的是乙醇----丙醇连续浮阀精馏塔，除了要计算其工艺流程、物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算，以外，并对精馏塔的主要工艺流程进行比较详细的设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图。

本次设计选取回流比R==×=应用图解法计算理论版数，求得理论塔板NT为12块（包括塔釜再沸器），第6块为进料板。设计中采用的精馏装置有精馏塔,冷凝器等设备,采用间接蒸汽加热，物料在塔内进行精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走,完成传热传质.塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。预热器采用管壳式换热器。用℃塔釜液加热。料液走壳程，釜液走管程。本设计采用了筛板塔对乙醇-丙醇进行分离提纯，塔板为碳钢材料，通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。

关键字：乙醇-丙醇筛板塔物料衡算

目录 第一章概述

精馏操作对塔设备的要求

精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：

(１)气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

(２)操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

(３)流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

(４)结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 (５)耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 (６)塔内的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 板式塔类型

气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，本设计介绍板式塔。

板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔、筛板塔，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此在此讨论浮阀塔与筛板塔的设计。 1.2.1筛板塔

筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率

高，比泡罩塔高15％左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。本设计采用其进行二元物系的分离。

1.2.2浮阀塔

浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到00mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。

浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板塔。操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。液面梯度小。使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的120～130％。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘

结；在操

作工程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率下

降。第二章塔板的工艺设计

精馏塔全塔物料衡算

2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与物料衡算

乙醇的摩尔质量MA=46Kg／Kmol,正丙醇的摩尔质量MB=60Kg／Kmol 总物料 F=D+W 易挥发组分 FχF=DχD+WχW

若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 

式中F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；

DXD100%FxFχF、χD、χW——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的

摩尔分率。已知原料乙醇组成:XF=塔顶组成:XD==3000Kg/hη= 原料处理量F=

3400= 53D0.90100%D=h

.150.5物料衡算式:F=D+=+W FXF=DXD+×=×+WXW 联立代入求解:W=hXW=

2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量 MF=×46+×60=kmol MD=×46+×60=kmol

MW=×46+×60=kmol 理论塔板数的确定

2.2.1理论板层数NT的求取

本设计采用图解法求解理论塔板数。

① 由手册查得乙醇—正丙醇气液平衡数据，绘出x-y图，见图2-1 X/液相 0 Y/气相 0

图乙醇-正丙醇x-y关系 ② 求最小回流比与操作回流比

采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（,）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为 yq=，xq= 故最小回流比为

RminDyq0.900.671=1.73 yqq0.6710.50取操作回流比为R=Rmin=×= ③ 求精馏塔的气、液相负荷

上升蒸汽量：V(R1)D= +1)×=h 下降液体量： 上升蒸汽量： 下降液体量

LRD=×= Kmol/h

V'(R1)D(1q)F= V= h

L'RDqF=L+F=+=h

④ 求操作线方程 精馏段操作线方程：

yn1LD72.633.86xnxDx0.900.36x0.22 VV106.46106.46提馏段操作线方程：

'ym1LqFW136.7530.29'xmxWx0.0531.35x0.016LqFWLqFW106.46106.465.图解法求理论板层数

采用图解法求理论塔板数，如图所示.求解结果为 论板层数N精=进料板位置NT=6 2.2.2实际板层数的求取 精馏段实际板层数N精=5/=≈12 提馏段实际板层数N提=7/=≈13

第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压

力计算

塔顶操作压力PD= kpa 每层塔板压降△P= 进料板压力PF=+×10= 精馏段平均压力Pm=（+）/2= 塔釜压力Pm=+×23= 提馏段平均压力Pm=+/2=

操作温度计算

进料板温度tF91.52C

塔顶温度tD80.1C 塔釜温度tW99.97C

精馏段平均温度tm(88.1580.15)/285.81C 提馏段平均温度tm(88.1599.97)/294.06C 平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知，y1xD0.90，x1= 进料板平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知，yF0.66，xF0.462 精馏段的平均摩尔质量为 平均密度计算

（1）气相平均密度计算

由理想气体状态方程式计算，即 （2）液相平均密度计算表 温度（℃） 乙醇(kg/m3

0

20

40

60

80

100

、) 正丙醇(kg/m3

)

液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算。

由tD80.5C，查液体在不同温度下的密度表得： 进料板液相平均密度的计算。

由tF88.15C，查液体在不同温度下的密度表得： 由tW99.97C，查液体在不同温度下的密度表得： 精馏段的平均密度为： 提馏段的平均密度为： 液体平均表面张力的计算

表3—2

温度（℃） 乙醇(mN/m) 正丙醇

26

0

20

40

60

80

100

1

LmaALAaBLB

(mN/m)

液相平均表面张力依下式计算，即： 塔顶液相平均表面张力的计算。

由tD80.5C，查液体表面张力共线图得： 进料板液相平均表面张力的计算。 由tF88.15C，查液体表面张力共线图得： 由tW99.97C，查液体表面张力共线图得 精馏段平均表面张力为： 提馏段平均表面张力为： 液体平均黏度计算

表3—3

温度（℃） 乙醇(mPa·S) 正丙醇(mPa·S)

液相平均黏度依下式计算，即：

0

20

40

60

80

100

塔顶液相平均黏度的计算：

由tD80.5C，查液体黏度共线图得： 精馏段液相平均黏度的计算： 由tF88.15C，查液体黏度共线图得： 精馏段液相平均黏度为：

第四章精馏塔的塔体工艺尺寸的计算

塔径的设计计算

精馏段的气、液相体积流率为： 由umaxCLV，式中C由CC20(L)0.2求取，其中C20由筛板塔V20汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为

取板间距HT0.45m，，板上液层高度hL0.06m，则 查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C200.081 取安全系数为，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为D1.0m。 塔截面积为： 塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为：

在进料板上方开一人孔，其高度为， 精馏塔的有效高度为：

第五章塔板主要工艺尺寸的计算

溢流装置计算

因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： （1）堰长lw

取lw0.66D0.661.00.66m （2）溢流堰高度hw 由howhLhow，

（3）选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即： 近似取E=1，则how2.840.001383600231()0.011m 10000.66取板上清液层高度hL55mm 故hwhLhow0.0550.01090.049m （3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af： 由lwD0.66，查弓形降液管参数图得：

则：Af=0.072×0.785=0.0567m2，Wd0.1241.00.0567m 验算液体在降液管中停留时间，即： 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙的高度h0 取u'00.08m/s，则：

hw-h00.04410.02060.0231m0.006m故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度h'w50mm。 塔板布置

（1）塔板的分块。

因D800mm，故塔板采用分块式。 （2）边缘区宽度确定： 取WsW's0.065m，Wc0.035m

（3）开孔区面积计算。开孔区面积Aa计算为： 其中xD2-(WdWs)0.5-(0.1240.065)0.311m 故Aa2(0.3110.46520.3112（4）筛孔数与开孔率 筛孔计算及其排列。

由于正丙醇和异丙醇没有腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为： 筛孔数目n为： 开孔率为：

气体通过筛孔的气速为：

第六章筛板的流体力学验算

塔板压强降

6.1.1干板阻力hc计算。干板阻力由下式计算：

1ρVu0hc2gρLC023.140.4652sin180-10.311)0.532m2 0.465

由d0531.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C00.772

1.7415.52故hc0.0510.03816m液柱

740.250.77226.1.2气体通过液层的阻力hl计算。 气体通过液层的阻力hL由下式计算，即 查充气系数关联图得0.63

故h1hL0.58(0.04410.0109)0.0378m液柱。 6.1.3液体表面张力的阻力h计算。

液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即： 气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 雾沫夹带量的验算 液沫夹带按下式计算：

ua5.7106eVH2.5hLLT0.1Kg液/Kg气3.25.71061.147318.19100.450.153.20.0272Kg液/Kg气故在本设计中液沫夹带量eV在允许的范围内。

漏液的验算

对筛板塔，漏液点气速u0.min按下式计算： 实际孔速u013.72m/su0.min

稳定系数为Ku0u0.min13.72/7.451.841.5 故在本设计中无明显漏液。 液泛验算

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即：

乙醇—异丙醇物系属一般物系，取0.5，则： 而HdhphLhd

板上不设进口堰，hd按下式计算：

Hd(HThw)，故本设计中不会发生液泛现象。

第七章塔板负荷性能图

漏液线（气相负荷下限线）

由u0.minVs.minA04.4C0[0.00560.13(hwhow)h]L/V 得：

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表7-1漏液线计算结果

Ls/(m3/s)

Vs/(m3/s)

由上表数据即可作出漏液线1 液沫夹带线

以ev0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：

ev5.7106L(ua)3.2HThf3600Ls2/32/3)0.88Ls0.662/32/3h2.5h2.5(hh)2.5(0.04410.88L)0.11032.2LfLwowss由 how2.841031(HThf0.33982.2Ls2/3

1.373Vs5.71063.2ev()0.12/3318.19100.33982.2Ls/3Vs1.49999.71L2s在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表7-2液沫夹带线计算结果

Ls/(m3/s)

Vs/(m3/s)

由上表数据即可作出液沫夹带线2 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=作为最小液体负荷标准: 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限

0.05670.450.00567m3/s4

故

Ls,max据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 液泛线

令Hd(HThw) 由

HdhphLhdhchlhhdhL

联立解得HT(1)hw(1)howhchhd

忽略h，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：

a'0.051V.2A0C0L0.0511.74.0.1010.5320.7722740.250.098

2/3式中

3600d'2.84103E(1)lw236002.84101(10.58)0.6632/31.434将有关的数据代入整理，得Vs1.16933879.59Ls14.63Ls22/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表7-3液泛线计算表

Ls/(m3/s)

Vs/(m3/s)

负荷性能图

项目 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 平均温度tm/C 平均压力pm/kPa 气相流量Vs/(m3/s) 液相流量Ls/(m3/s) 塔的有效高度Z/m 实际塔板数 塔径/m 板间距 溢流形式 降液管形式 堰长/m 堰高/m 板上液层高度/m 堰上液层高度/m 降液管底隙高度/m 安定区高度/m 边缘区高度/m 开孔区面积/m2 筛孔直径/m 筛孔数目 孔中心距/m 数值 10. 25 1 单溢流 弓形 2731 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 开孔率/% 空塔气速/(m/s) 筛孔气速/(m/s) 稳定系数 单板压降/kPa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带量/(kg液/kg气) 气相负荷上限/m3/s 气相负荷下限/m3/s 操作弹性 液泛控制 漏液控制 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图：

图7-1精馏段筛板负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：

Vs,min=m3/sVs,max=m3/s故操作弹性为：Vs,max/Vs,min=

第八章筛板塔工艺设计计算结果总表

第十章参考文献

[1]陈洪钫，刘家琪.化工分离过程[M].北京：化学工业出版社，1995 [2]马沛生，李永红.化工热力学[M].北京：化学工业出版社，2009

[3]吉林化工学院化工原理教研室编《化工原理课程设计指导书》.2002年3月

[4]《化工工艺设计手册上》，编写组编写，2009年6月版 [5]《化工工艺设计手册下》，编写组编写，2009年6月版

[6]《化工原理》（下册）,大连理工大学编,高等教育出版社,2002年