北京理工大学珠海学院课程设计任务书2011 ～2012学年第一学期学生姓名：谢威宁专业班级：09化工1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：25000吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：苯含量40%（wt%）；温度：25℃；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量99%（wt%）；塔釜苯含量2%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.9R m2.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10.26—10.28 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10.28—11.11 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）11.11—11.18 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）11.18—11.25 热量衡算；附属设备的选型和计算11.25-12.02 绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）12.02—12.09 绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）12.09—12.16 编写设计说明书，答辩要求2012.01.03 将说明书及图纸装订并提交2012.1.4—1.5 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：2011年10 月14 日摘要浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。
本设计对年处理量为二万五千吨乙醇-正丙醇的浮阀连续精馏塔进行了设计。
通过对浮阀精馏塔、换热器的设计，使我更好地掌握化工原理的原理与方法。
塔顶冷凝装置采用全凝器，用以准确控制回流比；塔底采用直接式蒸汽加热，以提供足够热量。
通过插值法计算出塔内各部位的温度、密度、表面张力、粘度、相对挥发度等各项物性数据；通过逐板法计算出理论板数、板效率、实际板数、进料位置，在板式塔工艺中计算出塔径、有效塔高、筛孔数并通过流体力学的验算，符合各项指标，最后，确定了塔顶全凝器冷却水的用量以及塔底再沸器中加热蒸汽的用量，同时对输送各股物流的管径进行了设计；结果表明，本设计合理。
关键词：连续精馏；浮阀精馏塔；精馏塔设计；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 (III)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 (20)4.1气相通过浮阀塔板的压降 (20)4.2淹塔 (21)4.3雾沫夹带 (22)4.4塔板负荷性能图 (22)5 热量衡算 (29)5.1热量示意图 (29)5.2热量衡算 (29)6 塔附件设计 (34)6.1接管 (34)6.2筒体与封头 (35)6.3裙座 (35)6.4人孔 (35)7 塔总体高度的设计 (36)7.1塔的顶部空间高度 (36)7.2塔的底部空间高度 (36)7.3塔总体高度 (36)8 附属设备设计 (37)8.1冷凝器的选择 (37)8.2再沸器的选择 (37)主要符号说明 (38)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 (43)致谢 (44)1 绪论塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质介质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料他两大类。
板式塔内置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。
在正常操作下，液相为连续相；气相为分散相，其组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。
在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。
本设计塔板采用板式塔中的浮阀塔板。
浮阀塔板是在泡罩塔板和筛板塔的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的特点。
其结构特点是在塔板上开若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。
气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。
浮阀塔板的优点是结构简单、造价方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。
其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使踏板效率和操作弹性下降。
2 设计方案说明2.1设计方案的确定2.1.1装置流程的确定精馏过程按操作方式不同，分为连续精馏和间歇精馏两种流程。
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进料热状况的选择本设计采用泡点进料。
采用接近泡点的液体进料和饱和液体下进料，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。
且乙醇-正丙醇为一般物系，实用常用方式进料。
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 ） Wx :塔底组成原料乙醇组成：%51.4660/6046/4046/40=+=F x塔顶组成：%23.9960/146/9946/99=+=D x塔底组成：%59.260/9846/246/2=+=Wx 进料量：()[]s kmol F /01803.036002430060/4.0146/4.010250003=⨯⨯-+⨯⨯=物料衡算式为：W D F +=WD F Wx Dx x +=F联立代入求解：D=0.008194kmol/s ， W=0.009836kmol/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97.60 0 0 84.98 0.546 0.711 93.85 0.126 0.240 84.13 0.600 0.760 92.66 0.188 0.318 83.06 0.663 0.799 91.60 0.2100.34980.50 0.8840.91488.32 0.358 0.550 78.38 1.0 1.0 86.25 0.4610.6503.2.1温度利用表1中数据差值法求wD F t t t 、、546.04651.098.84546.0461.098.8425.86:--=--F F t t C t o F 19.86= 0.19923.038.780.1884.038.7850.80:--=--DD t t C t o D 52.78= 126.00259.085.93126.0085.9360.97:--=--W W t t C t o W83.96= 精馏段平均温度：C t t t o D F 36.82252.7819.8621=+=+=提馏段平均温度：C t t t o W F 51.91283.9619.8622=+=+=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 = 0.9923 W x = 0.0259F x = 0.4651 D t =78.52C 0Wt =96.83C 0Ft =86.19C 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 52.78= 气相组成0.138.7852.780.1914.038.785.80:--=--D D y y %43.99=D y进料温度：C t o F 19.86=气相组成711.098.8419.86711.0650.098.8425.86--=--=F F y y %29.65=F y塔底温度：C t o W 83.96= 气相组成240.085.9383.96240.0085.9360.97--=--=W W y y %93.4=W y （1）精馏段液相组成2/)(:11F D x x x x += %87.721=x 气相组成2/)(:11F D y y y y += %36.821=y所以 k m o l kg M L /80.4960)7287.01(7287.0461=⨯-+⨯= k m o l kg M V /47.4860)8236.01(8236.0461=⨯-+⨯= （2）提馏段液相组成2/)(:22F W x x x x += %55.242=x 气相组成2/)(:22F W y y y y += %11.352=y所以 k m o l kg M L /56.5660)2455.01(2455.0462=⨯-+⨯= k m o l kg M V /08.5560)3511.01(3511.0462=⨯-+⨯=表3-3不同温度下乙醇和正丙醇的密度温度t,℃70 80 90 100 110 乙醇a ρ,3/kg m 754.2 742.3 730.1 717.4 704.3 正丙醇b ρ,3/kg m759.6748.7737.5726.1714.2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 019.86=95.73877.7414.0175.7344.0177.7415.73719.86907.7485.737809075.7341.73019.86903.7421.7308090=-+==--=--=--=--F FbF b aF aρρρρρρ 15.74431.75099.0109.74499.0131.7507.74852.78806.7597.748708009.7443.74252.78802.7543.742708052.780=-+==--=--=--=--=D DbD bD aD aD D Ct ρρρρρρ 58.72975.72902.0142.72102.0175.7291.72683.961006.7371.7269010042.7214.71783.961001.7304.7179010083.96=-+==--=--=--=--=W WbW bW aW aW o W Ct ρρρρρρ 所以27.734295.73858.729255.741215.74495.738221=+=+==+=+=F W L DF L ρρρρρρ k m o l kg M M M kmol kg x x M kmolkg x x M kmol kg x x M LF LD L WW LW F F LF D D LD /80.49249.5311.462/64.5960)1(46/49.5360)1(46/11.4660)1(461=+=+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=ol56.57kg/km 253.4959.642M M LF LW L2=+=+=Mk 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 /09.55286.5031.592/47.48286.5008.462/31.5960)1(46/86.5060)1(46/08.4660)1(4621=+=+==+=+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯= 84.1295.173.167.1260.173.195.1)83.9615.273(4.2231.5915.27360.1)52.7815.273(4.2208.4615.27373.1)19.8615.273(4.2286.5015.27321=+==+==+⨯⨯==+⨯⨯==+⨯⨯=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60C 080C 0100C 0乙醇m mN a /,σ 20.25 18.28 16.29 正丙醇m mN b /,σ21.2719.4017.50求得在W F D t t t 、、下乙醇和正丙醇的表面张力（mN/m ）44.1854.19)9923.01(43.189923.0)1(54.1940.1952.788027.2140.19608043.1828.1852.788025.2028.18608052.780=⨯-+⨯=-+==--=--=--=--=bD D aD D D bD bDaD aD D x x Ct σσσσσσσ28.1881.18)4651.01(66.174651.0)1(81.1840.198019.8640.1950.178010066.1728.188019.8628.1829.168010019.86F 0=⨯-+⨯=-+==--=--=--=--=bF aF F F bF bF aF aF F x x Ct σσσσσσσ76.1780.17)0259.01(61.160259.0)1(80.1750.1783.9610040.1950.178010061.1629.1683.9610028.1829.168010083.96=⨯-+⨯=-+==--=--=--=--=bW W aW W W bW bWaW aW o W x x Ct σσσσσσσ（1）精馏段的平均表面张力：36.182/)(1=+=D F σσσ （2）提馏段的平均表面张力：02.182/)(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60C 080C 0100C 0乙醇s mPa a ∙,μ0.601 0.495 0.361正丙醇s mPa b ∙,μ0.899 0.619 0.444smPa smPa Ct b b a a .5984.0619.08036.82619.0444.080100.4792.0495.08036.82495.0361.08010036.82111101=--=--=--=--=μμμμsmPa smPa Ct b b a a o .5183.0444.051.91100619.0444.080100.4179.0361.051.91100495.0361.08010051.9122222=--=--=--=--=μμμμ（1)：精馏段粘度：sm P a x x b a .5093.0)7287.01(5984.07287.04792.0)1(11111=-⨯+⨯=-+=μμμ（2)提馏段粘度：sm P a x x b a .4937.0)2455.01(5183.02455.04179.0)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温度/C 0)(kPa p A )(kPa P Bi α78.52 102.11 47.81 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 86.19 137.32 65.87 2.08 88.00 146.96 70.86 2.07 90.00 158.26 76.73 2.06 92.00 170.28 83.00 2.05 94.00 183.04 89.68 2.04 96.83202.4499.882.03（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=⨯⨯⨯±⨯⨯⨯⨯⨯=α3.3理论塔板的计算由于泡点进料，q=1，即q 为一直线，且4651.0==F q x x()()9478.14651.019923.0108.24651.09923.0108.211111min=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--⨯--=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡----=q D q D x x x x R αα 70.39478.19.19.1m in =⨯==R Rs kmol RD L /03032.0008194.070.3=⨯==已知：精馏段操作线方程：2111.07872.0111+=+++=+n D n n x R xx R R y 提段操作线方程：006615.02554.11-=-+--++=+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。