精馏塔课程设计-常压、连续精馏塔分离乙醇-正丙醇设计

化工原理课程设计

设计题目：常压、连续精馏塔分离乙醇-正丙醇设计

班级：13级化工一班

姓名：周常通

学号：2013507092

指导教师：李翠华

完成日期：2015 年 12 月 28日

化工系

石河子大学化学化工学院化工原理课程设计考核

学生姓名周常通系化学工程

系专业班级13级化工

一班

指导教师李翠华

课程设计名称常压、连续精馏塔分离乙醇-正丙醇设计

评价指标教师评语得分一、课程设计说明书内容完整（计10分）

设计说明书内容完整（1.目录、2.任务书、3.流程方案选择说明、

4.主体设备工艺设计计算过程、

5.附属设备设计选型、

6.结构设计、

选型、7.工艺设计结果概览、8.结构设计结果概览、9.设计评述、10.

参考文献、11.附录）

少一部分扣2分（不含目录）；少关键部分（4、5、6部分）不得

分，总成绩为不合格。

二、设计内容正确，达到设计任务书规定要求（计50分）

A.设计、计算过程完整，设计依据说明、论证充分，公式、数据引用

正确，计算结果正确，达到任务书规定要求。 (50分)

B.设计、计算过程完整，设计依据说明、论证基本充分，计算结果无

原则性错误，达到任务书规定要求。 (40分)

C.设计、计算过程完整，设计依据说明、论证基本正确，公式、数据

引用基本正确，计算结果基本正确，基本达到要求。（30分）

D.设计、计算过程不太完整，设计依据说明、论证不充分，公式、数

据引用有错，计算结果有错，不能达到任务书要求。（30分以下）

三、课程设计图纸质量（计30分）

A.设计图纸符合国家标准，线性规范，图面质量好，无表达错误，图

内文字工整，图纸数量达到要求。 (30分)

B.设计图纸符合国家标准，图面质量较好，无原则性表达错误，图纸

数量基本达到要求。 (24分)

C.设计图纸符合国家标准，图面质量较好，非原则性表达错误较多，

图纸数量基本达到要求。 (18分)

D.设计图纸质量较差，有不符合国家制图标准之处，出现个别原则性

表达错误，图纸数量未能达到要求。（18分以下）

四、书写格式及规范(计5分)

A.语句通顺、流畅；标点符号、语法正确；叙述简明扼要；思路层次

清晰，概括全面准确；重点突出。（5分）

B.基本达到选型“A”的要求。 (4分)

C.尚能达到选型“A”的要求。 (3分)

D.语句不通；有多处标点符号和语法错误；思路不够清楚。（1分）

五、课程设计创造性分（计5分）

设计方案、流程论证有一定见解，能引用较先进的设计理念或设计

方法，对设计中的问题，能结合所学理论课知识进行分析、总结，提

出改进措施。具有一定独立思考、独立解决问题的能力。 (5分)

评阅老师签字：

日期：年月日

※备注:平时考核缺1/3者，课程设计成绩为不合格。

目录

1.前言 (5)

2.精馏塔设计内容 (5)

2.1设计方案的确定 (5)

2.2精馏塔的物料衡算 (5)

2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (5)

2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (5)

2.2.3物料衡算 (6)

2.3塔板数的确定 (6)

2.3.1理论板层数NT的求取 (6)

2.3.2实际板层数的求取 (7)

2.4精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 (8)

2.4.1操作压力计算（假定塔顶表压：4kPa） (8)

2.4.2操作温度计算 (8)

2.4.3平均摩尔质量计算 (8)

2.4.4平均密度计算 (9)

2.4.5液体平均表面张力的计算 (10)

2.4.6液体平均黏度计算 (10)

3.筛板塔工艺计算 (11)

3.1塔径计算 (11)

3.2筛板塔有效高度的计算 (13)

4. 塔板主要工艺尺寸计算 (13)

4.1溢流装置计算 (13)

l (13)

4.1.1堰长

w

h (14)

4.1.2溢流堰高度

w

4.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af (15)

4.1.4降液管底隙高度h0 (15)

4.2塔板布置 (16)

4.2.1塔板的分块 (16)

4.2.2边缘区宽度确定 (16)

4.2.3开孔区的计算 (16)

4.3.1筛孔直径 (16)

4.3.2开孔率 (17)

5.塔板流体力学校核 (17)

5.1塔板压降校核 (17)

5.1.1干板阻力计算 (17)

5.1.2 汽体通过液层的阻力hl计算 (18)

5.1.3液层表面张力的阻力hσ计算 (18)

5.1.4液沫夹带 (19)

5.1.5漏液 (19)

5.1.6液泛 (19)

5.2负荷性能图 (20)

5.2.1漏液线 (20)

5.2.2液沫夹带线 (21)

5.2.3液相下限线 (22)

5.2.4液相上限线 (22)

5.2.5液泛线 (22)

6.塔高及接管尺寸 (25)

6.1 塔体高度 (25)

6.1.1精馏塔有效高度的计算 (25)

6.2塔体结构 (25)

6.2.1塔顶空间 (25)

6.2.2塔釜空间 (25)

6.2.3人孔 (25)

6.2.4进料板间距 (25)

6.3接管尺寸 (26)

6.3.1进料管 (26)

6.3.2回流管的直径DR (26)

6.3.3塔底出料管的直径DW (26)

6.4辅助设备的选型 (26)

6.4.1热量衡算 (26)

Q (27)

6.4.2加热蒸汽所带进的热量:B

6.5冷凝器的选择 (28)

Q： (28)

6.5.1热负荷C

6.5.2冷却水的用量qm (28)

6.5.3总传热系数 (28)

6.5.4泡点回流对数平均温差 (28)

6.6再沸器的选择 (29)

7.筛板塔设计计算结果 (29)

8.符号说明 (30)

9.参考文献 (30)

10.设计小结 (31)

11.附图 (32)

1.前言

乙醇是用途广泛和用量极大的工业原料之一，在国民经济各部门中占有重要地位，与人民生活有着密切的关系。乙醇广泛应用于食品、化工、医药、染料、国防等行业，同时也是十分重要的清洁能源。精馏技术目前还是分离乙醇的主要方法。

塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，分为板式塔和填料塔两大类。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢制成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。而筛板塔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。

近几十年来，人们对筛板塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计筛板塔比较合适。本次设计就是针对乙醇—正丙醇体系，而进行的常压筛板精馏塔的工艺设计及其塔体等选型。进行物料衡算，由t-x-y 间的关系取数据，确定相对挥发度和回流比求出相平衡方程和操作线方程，然后算得理论塔板数并由全塔效率确定实际塔板数，最后对塔高、塔径、溢流装置等各个部件进行计算与核算校验（如负荷性能图），最终得到符合工艺要求的精馏塔并能完成生产任务。 2.精馏塔设计内容 2.1设计方案的确定

本设计任务为分离乙醇—正丙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采取连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热到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冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，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。

2.2精馏塔的物料衡算

2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

乙醇的摩尔质量 M A =46.07kg/kmol 正丙醇的摩尔质量 M B =60.10kg/kmol

4.0=F x 92.0=D x

h kmol x Fx D Fx D F F D /50.2392

.04

.089.5695.0Dx =??==?=

ηη 034.0=W x

2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

()kmol /kg 488.5410.604.0-107.464.0M F =?+?=

()kmol /kg 1924.4710.060.92-146.070.92M D =?+?= ()kg/kmol 623.5910.06034.0-107.460.034M W =?+?= 2.2.3物料衡算

原料处理量 h /kmol 89.56488

.543100

F ==

总物料衡算 h kmol /39.3350.2389.56D -F W W D F =-==?+= 乙醇物料衡算

034.039

.3392

.050.234.089.56F =?-?=-=?+=W Dx Fx x Wx Dx x D F W W D F

综合h

kmol W h kmol D h

kmol F /39.33/50.23/89.56===

2.3塔板数的确定

2.3.1理论板层数NT 的求取

乙醇-正丙醇属理想物系可采用图解法求理论板层数。

① 由手册查的乙醇-正丙醇物系的汽液平衡数据，绘出x-y 图，见下平衡图

② 求最小回流比及操作回流比

采用作图法求最小回流比。在平衡图中对角线上，自点e(0.4,0.4)做垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为f(0.4,0.587)

故最小回流比为

78.14

.0587.0587

.092.0R min =--=

--=

q

q q D x y y x

取操作回流比为

乙醇-正丙醇平衡数据（p=101.325kPa ） 序号 液相组成 气相组成 沸点/℃ 1 0.000 0.000 97.16 2 0.126 0.240 93.85 3 0.188 0.318 92.66 4 0.210 0.339 91.60 5 0.358 0.550 88.32 6 0.461 0.650 86.25 7 0.546 0.711 84.98 8 0.600 0.760 84.13 9 0.663 0.799 83.06 10 0.844 0.914 80.59 11 1.000 1.000 78.38

67.278.15.15.1R min =?==R

③ 求精馏塔的汽、液相负荷。

h kmol RD L /745.6250.2367.2=?== ()()h kmol /245.8650.23167.2D 1R V =?+=+=

h kmol F L L /635.11989.56745.62'=+=+= h kmol V V /245.86'== ④ 求操作线方程。 精馏段操作线方程

251.0727.092.0245

.8650

.23245.86745.62V L y +=?+=

+=x x x V D x D 提馏段操作线方程

0132.0387.1034.0245

.8639.33245.86635.119'V'L'y -=?-=-=

x x x V W x W ⑤ 图解法求理论板层数。

采用图解法求理论板层数，如平衡图1所示。求解结果为 总理论板层数 NT=17(包括再沸器) 进料板位置

NF=7

图解法求理论板层数

2.3.2实际板层数的求取

精馏段实际板层数 N 精=7÷0.595=11.76≈12 提馏段实际板层数 N 提=10÷0.595=16.8≈17 2.4精馏塔工艺条件及有关物性数据计算

2.4.1操作压力计算（假定塔顶表压：4kPa ） 塔顶操作压力 p D =101.3+4=105.3kPa 每层塔板压降 kPa p 5.0=?

进料板压力 p F =105.3+0.5×12=111.3kPa

塔釜压力 p W =105.3+0.5×29=119.8kPa 精馏段平均压力 p m =(105.3+111.3)÷2=108.3kPa 提馏段平均压力 p`m =(111.3+119.8)÷2=115.5kPa 2.4.2操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇、正丙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：

塔顶温度 t D =79.82℃ 进料板温度 t F =87.88℃ 塔釜温度 t W =95.26℃

精馏段平均温度 t m =(79.82+87.88)÷2=83.85℃ 提馏段平均温度 t`m =(87.88+95.26)÷2=91.57℃ 2.4.3平均摩尔质量计算 (1) 塔顶平均摩尔质量计算

由x D =y 1=0.92,查平衡曲线，得 x 1=0.856

kmol kg M VD m /1924.4710.6008.007.4692.0=?+?= ()kmol kg M LD m /09.4810.60856.0107.46856.0=?-+?= (2) 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 y F =0.573 查平衡曲线得 x F =0.389

()kmol kg M VFm /06.5210.60573.0107.46573.0=?-+?= ()kmol kg M LFm /64.5410.60389.0107.46389.0=?-+?= (3) 提馏段平均摩尔质量计算 x W =0.034，y 29=0.052

kmol kg M kmol

kg M LWm VWm /62.5910.60)034.01(07.46034.0`/37.5910.60)052.01(07.46052.0`=?-+?==?-+?= (4) 精馏段平均摩尔质量

()kmol kg M Vm /625.492/06.5219.47=+=

()kmol kg M Lm /365.512/64.5409.48=+= (5) 提馏段平均摩尔质量

()()kmol

kg M kmol

kg M Lm Vm /50.552/365.5162.59`/50.542/625.4937.59`=+==+=

2.4.4平均密度计算

（1）气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即 ()

3/76.115.27385.83314.8625

.493.108m kg RT M P m Vm m Vm =+??==

ρ i i Lm a ρρ//1∑= 塔顶液相平均密度的计算：

由t D ==79.82℃ ,查手册得

3

3B 3A /8.7427

.748/08.03.742/92.01/7.748/3.742m kg m kg m kg LDm

=+===ρρρ， 进料板液相平均密度的计算： 由t F =87.88℃，查手册得

33A /5.737,/1.730m kg m kg B ==ρρ 进料板液相的质量分数为

3/06.7355

.737/672.01.730/328.01

328

.010

.60611.007.46389.007

.46389.0m kg a LFm

A =+==?+??=

ρ

精馏段液相平均密度为

()3Lm /2.7392/6.7358.742m kg =+=ρ (2)提馏段平均密度计算 气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即 3/08.257

.91314.850

.545.115````m kg RT M P m Vm m Vm =??==

ρ

液相平均密度计算

表四：不同温度下的乙醇-正丙醇的密度 温度t/℃ 70 80 90 100 乙醇（A ）ρA （kg/m 3） 754.2 742.3 730.1 717.4 正丙醇（B ）（kg/m 3） 759.6 748.7 737.5 726.1

由t w =92.56℃得

塔釜：33A /22.735,/28.728m kg m kg B ==ρρ

3/98.73422

.735/966.028.728/034.01

m kg LWm =+=

ρ

提馏段液相平均密度计算

()3/02.7352/06.73598.734`m kg Lm =+=ρ

2.4.5液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算，即 i i x σσ∑=Lm

塔顶液相平均表面张力的计算： 由t D =79.82℃,查手册得

m

mN m

mN m LDm B /52.179.1808.04.1792.0/9.18,/mN 4.17A =?+?===σσσ

进料板液相平均表面张力的计算 由t F =87.88℃,查手册得

m

mN m

mN m LFm B /68.173.18611.07.16389.0/3.18,/mN 7.16A =?+?===σσσ

提路段液相平均表面张力的计算 由t w =92.56℃得

m

mN m

mN m mN LWm B /94.170.18966.03.16034.0/0.18,/3.16A =?+?===σσσ

精馏段液相平均表面张力为

()()m mN m mN Lm Lm /81.172/94.1768.17`/60.172/68.1752.17=+==+=σσ

2.4.6液体平均黏度计算

液相平均黏度依下式计算，即

表五：不同温度下的乙醇-正丙醇的表面张力

温度t/℃ 70 75 80 85 90 95 100 乙醇mN ·m -1 18.2 17.9 17.4 17.0 16.4 16.1 15.7 正丙醇mN ·m -1 19.8 19.5

18.9

18.5 18.1 17.6 17.2

表六：不同温度下乙醇-正丙醇黏度

温度t/℃ 70 75 80 85 90 95 100 乙醇（A ）mPa ·s 0.51 0.480 0.426 0.410 0.370 0.345 0.325 正丙醇（B)mPa ·s 0.85 0.750 0.685 0.640 0.565 0.495 0.460

i i Lm x μμlg lg ∑= 塔顶液相平均黏度计算： 由t D =79.82℃,查手册得

s

mPa s

mPa s mPa m LDm ·442.0685.0lg 08.0426.0lg 92.0lg ·685.0,·426.0LD B A =?+?===μμμμ解出

进料板液相平均黏度的计算：

由t F =87.88℃,查手册得

610

.0lg 611.0399.0lg 389.0lg ·610.0,·399.0L A ?+?===Fm B s

mPa s mPa μμμ

解出 s mPa LFm ·517.0=μ 由t w =92.56℃，得

548

.0lg 966.0360.0lg 034.0lg ·548.0,·360.0?+?===LWm B A s

mPa s mPa μμμ

解出 s mPa LWm ·540.0=μ 精馏段液相平均黏度为

()()s mPa s mPa Lm Lm ·482.02/540.0422.0`·470.02/517.0422.0=+==+=μμ

3.筛板塔工艺计算 3.1塔径计算

精馏段的气、液相体积流量为

V

V

L Lm s Vm Vm s C

u s m LM L s

m VM V ρρρρρ-==??==

=??==max 3Lm 3/001211.02

.7393600365

.51745.623600/675.076.13600625.49245.863600

式中C 由2

.012020C C ??

?

??=σ计算，其中的C 20由史密斯关联图查取，图的横坐标为

0368.076.12.7393600675.03600001211.02

12

1=?

?

? ?????=???

?

??V

L

h h V L ρρ

取板间距H T =0.40m 板上液层高度h L =0.06m,则 m h H T T 34.006.040.0=-=-

查史密斯关联图2得C 20

=0.073

0712.02060.17073.020C C 2

.02

.020=?

?

?

???=?

?

?

??=L σ

s m u /457.176

.176

.12.7390712

.0max =-=

取安全系数为0.7，则空塔气速为

m

u V D s

m u u s 918.00199

.1675.044/0199.1457.17.07.0max =??===?==ππ

按标准塔径圆整后为D=1.0m 。

塔截面积为

222T m 785.014

D 4A =?==π

π

实际空塔气速为

s m u /860.0785

.0675

.0==

提馏段的气、液相体积流量为

s

m M L L s

m M V V Lm Lm s Vm Vm s /00251.002

.735360050

.55635.119`3600```/628.008.2360050

.54245.86`3600```33=??==

=??==

ρρ

V

V

L C

u ρρρ-=max

式中C 由2

.012020C C ??

?

??=σ计算，其中的C 20由史密斯关联图查取，图的横坐标为

0751.008.202.7353600628.0360000251.0````2

12

1=??

? ?????=???

? ??V

L h

h

V L ρρ

取板间距H T =0.40m 板上液层高度h L =0.06m,则 m h H T T 34.006.040.0=-=- 查史密斯关联图得C 20=0.067

0655.02081.17067.020`C C 2

.02

.020=?

?

?

???=?

??

??=L σ

s m u /230.108

.208

.202.7350655

.0max =-=

取安全系数为0.7，则空塔气速为

m

u V D s

m u u s 963.0861

.0628.044/861.0230.17.07.0max =??===?==ππ

按标准塔径圆整后为D=1.0m 。

塔截面积为

222T m 785.014

D 4A =?==π

π

实际空塔气速为

s m u /8.0785

.0628

.0==

3.2筛板塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

()()m H Z T 4.440.01-12/1-N =?==精精 提馏段有效高度为

()()m 4.640.01-17H 1-N Z T =?=提提 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为

m 6.118.04.64.48.0Z =++=++=提精Z Z

4.塔板主要工艺尺寸计算

4.1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。 4.1.1堰长w l

取 m D l w 66.00.166.066.0=?== 4.1.2溢流堰高度w h ow L w h h h -=

选用平直堰，堰上液层高度how 由下式计算，即

32

)(100084.2w

h

ow l L E h =

精馏段：h m L h /36.43600001211.03=?=

32.1266.0/36.4/5.25.2==w h l L 66.000.1/66.0/==D l w

液体收缩系数E 由下图查得 查上图得E=1.025, 则m h ow 01.0)66

.036.4(025.1100084.23

/2=??=

取板上清夜层高度：m h L 06.0=，故m h W 05.001.006.0=-=

提馏段：h m L h /036.9360000251.03'=?=

53.2566.0/036.9/5.25

.2'==W h l L 66.01/66.0/==D l W 查得042.1=E ，则m h OW

00169.0)66

.0036.9(042.1100084.23

/2'

=??= 取板上清夜层高度：m h L 06.0=, 故m h W 0431.00169.006.0'

=-=

平均0466.02/)0431.005.0(=+=w h 图3：液流收缩系数图

3）、弓形降液管宽度Wd 和截面积Af 由8.0=D

l w

查图

4.1.3弓形降液管宽度Wd 和截面积Af

图4:弓形降液管的参数图

由

66.0=D

l w

查图知 0722.0/=T f A A 124.0/=D W d

所以：2m 0567

.0785.0722.0722.0=?==T f A A m D W d 124.000.1124.0124.0=?==

由式 h

T

f L H A 3600=θ

精馏段： s s L H A h T f 573.183600001211.04

.00567.036003600>=???==

θ 提馏段： s s L H A h T f 503.93600

00251.04

.00567.03600'3600'>=???==

θ 故降液管设计合理

4.1.4降液管底隙高度h0

依据公式：00'3600

/u l L h w h = 取s m u /12.0`0=，则