乙醇正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案Word文件下载.docx

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一般经验值为。

本设计采用，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xF=0.30+0.001×

（26-20）=0.306

塔顶产品组成xD=0.92+0.001×

（26-20）=0.926

塔底产品组成xW=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+WFxF=DxD+Wxw

乙醇物料衡算100×

0.309＝0.929×

D＋0.029×

W

联立解得D=31.111kmol/h,W=68.889kmol/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。

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，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。

（1.1）（1.2）

双组份理想溶液相对挥发度的计算：

乙醇及正丙醇的Antoine常数：

（1-1）

乙醇

A=7.33827

B=1652.05

C=231.48

正丙醇

A=6.74414

B=1375.14

C=193.0

采用试差法：

假定一t值，代入公式（1.1）算出，再将计算得到，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，同时可得到相应的值。

计算结果见表：

（1-2）

塔顶产品

塔底产品

进料液

℃

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

则平衡方程为：

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,,

取回流比

（1）精馏塔的气、液相负荷：

（2）求操作线方程

精馏段操作线方程

提馏段操作线方程

（3）逐板法求理论板层数

塔顶为全凝器：

精馏段：

此时进入提留段：

全塔理论板数为（不包括再沸器）

其中精馏段为6块，提留段为8块，第七块为进料板

1.3.3全塔效率

（A代表乙醇，B代表正丙醇）

根据安托因定律：

查文献得87.915℃下的黏度为

由经验式可得：

全塔效率：

1.4实际板层数的求取

精馏段实际板层数

提镏段实际板层数

第二章塔的物性数据计算

2.1操作压力的计算

塔顶操作压力pD=100kPa

每层塔板压降Δp=0.7kPa

进料板压力

塔釜压力

精馏段平均压力

提馏段平均压力

2.2.操作温度的计算

塔顶温度tD=79.330℃

进料板温度tF=89.900℃

塔底温度tW=96.500℃

精馏段平均温度=℃

提馏段平均温度℃

2.3平均摩尔分数的计算

2.3.1塔顶平均摩尔质量的计算

由xD=y1=0.926,代入平衡方程得x1=0.858

气相：

液相：

2.3.2进料板平均摩尔质量的计算

第七块为进料板x7=0.292y7=0.461

2.3.3塔底平均摩尔质量的计算

由塔底x15=0.016，则y15=0.033

精馏段平均摩尔质量：

气相：

=

提馏段平均摩尔质量：

2.4平均密度的计算

2.4.1气相平均密度的计算

由理想气体状态方程计算，即

精馏段气相平均密度

提馏段气相平均密度

2.4.2液相平均密度的计算

液相平均密度依下式计算；

⑴塔顶液相平均密度的计算

由tD=79.330℃，查手册得=743.097kg/m3,=749.430kg/m3

塔顶液相质量分数计算

⑵进料板液相平均密度的计算

由tF=89.900℃,查手册的=730.220kg/m3,=737.612kg/m3

进料板液相质量分数计算

⑶塔底液相平均密度的计算

由tW=96.500℃，查手册得=721.845kg/m3,=730.090kg/m3

塔底液相质量分数计算

精馏段液相平均密度

提馏段液相平均密度

2.5液相平均表面力的计算

液相平均表面力依下式计算

2.5.1塔顶液相平均表面力的计算

（2-1）

名称

60℃

80℃

90℃

100℃

20.25

18.28

17.29

16.29

21.27

19.40

18.45

17.50

℃

2.5.2进料板液相平均表面力的计算

2.5.3塔底液相平均表面力的计算

℃

精馏段液相平均表面力

提馏段液相平均表面力

2.6液相平均黏度的计算

液相平均黏度依下式计算

2.6.1塔顶液相平均黏度的计算

（2-2）

0.601

0.495

0.406

0.361

0.899

0.619

0.522

0.444

2.6.2进料板液相平均黏度的计算

2.6.3塔底液相平均黏度的计算

℃

精馏段液相平均黏度

第三章精馏塔的塔体工艺尺寸计算

3.1塔径的计算

3.1.1精馏段的气、液相体积流率为

由,式中,C20由史密斯关联图查取，图的横坐标

取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m，则

查图得C20=0.074,校正到表面力为18.313

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整后D=1.4m

塔截面积为=×

实际空塔气速为

3.1.2提馏段气、液相体积流率为

史密斯关联图的横坐标为

查图得C20=0.0690,校正到物系表面17.967mN/m.

空塔气速为

按标准塔径圆整后D=1.4m

塔截面积为×

实际空塔气速为

精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

提馏段有效高度为

在进料板上方设两个人孔，其高度为1.6m，故精馏塔的有效高度为

3.2塔板主要工艺尺寸的计算

3.2.1溢流装置计算

应塔径D=1.4m，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②溢流堰高度hw

由hw=hL-how,选用平直堰，堰上液层高度

近似取E=1，则

精馏段

提馏段

取板上清液层高度hL=60mm,故

提馏段hw=0.06－0.0129=0.0471m

精馏段=0.06－0.0205=0.0395m

③弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由，查弓形降液管的参数图，

得,

故

依下式验算液体在降液管中停留时间，即

精馏段

提馏段

故降液管设计合理

④降液管底隙高度ho

精馏段取uo'

=0.08m/s，提馏段取uo'

=0.18m/s，则

精馏段降液管底隙高度

提馏段降液管底隙高度

故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度hw'

=50mm

3.2.2塔板布置

①塔板的分布

因D≥1400mm，故塔板采用分块式。

查塔板分块数表得

塔径mm

800

塔板分块数

3

4

5

6

塔板分为4块。

②边缘区宽度的确定

取安定区宽度,边缘区宽度

③开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下式计算，即

故

④筛孔计算及其排列

苯-甲苯物系无腐蚀性，可选用δ=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=3×

d0=3×

5=15mm

筛孔数目=个

开孔率为，

每层塔板的开孔面积

精馏段气体通过筛孔的气速

提馏段气体通过筛孔的气速

3.3筛板的流体力学验算

3.3.1塔板压降

①干板阻力hc计算

干板阻力依下式计算

由，查干筛孔的流量系数图得

c0=0