1、4.2筒体与封头274.3除沫器274.4裙座274.5人孔27第五章 塔总体高度的设计285.1塔的顶部空间高度285.2塔的顶部空间高度285.3塔总体高度29第六章 附属设备的计算296.1冷凝器的选择296.2再沸器的选择31主要符号说明33参考文献34总结35第一章 绪论精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程
2、设计是浮阀塔。精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法。本次课程设计是分离乙醇正丙醇二元物系。在此我选用连续精馏浮阀塔。具有以下特点： （1） 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。 （2） 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌
3、形塔板的操作弹性要大得多。 （3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 （4） 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 （5） 液面梯度小。 （6） 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。（7） 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各
4、种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本次设计结果为：理论板数为25块，塔效率为48.0%，精馏段实际板数为17块，提馏段实际板数为33块，实际板数50块。进料位置为第19块板，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，设置了四个人孔，塔高28.58米，通过浮阀板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。关键词：浮阀精馏塔、物料衡算、流体力学检验第二章 塔板的工艺设计2.1精馏塔全塔物料衡算F:进料量（Kmol/s） XF:原料组成D:塔顶产品流量（Kmol/s）XD:塔顶组成W:塔底残液流量（Kmol/s）XW
5、:塔底组成原料乙醇组成: XF= =51.63%塔顶组成: XD=99.23%塔底组成: XW=0.013%进料量: F=25千吨/年=0.0183 Kmol/s物料衡算式:F=D+W F XF=D XD+W XW联立代入求解:D=0.0095Kmol/s W=0.0088 Kmol/s2.2精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算2.2.1 温度及平均相对挥发度的计算因为乙醇-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，采用试差法，通过Excel计算出: （2.1） （2.2）双组分理想溶液相对挥发的计算5: （2.3） 式中：p纯组分液体的饱和蒸汽压，
6、kPa； t温度，； A、B、CAntoine常数。由表5查得； x液相中易挥发组分的摩尔分数； p总压，kPa； pA、pB溶液温度t时纯组分A、B的饱和蒸汽压，kPa；相对挥发度。因为本设计中为常压操作，所以总压：p=104.36 kPa乙醇和正丙醇的Antoine常数：A、B、C查液体蒸汽压的安托因常数表5得：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，先在Excel中设计好相应表格，表格设计思路为：要计算某一组成下混合液的泡点温度以及相对挥发度，则在Excel中假定一t值，代入公式2.1中计算
7、出pA，再将计算得到pA值代入公式2.2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，则假定的t值正确，同时可得到相应的值。计算结果见表2.1。表2.1 塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度以及相对挥发度塔顶产品塔底产品进料液xD = 0.9923xW = 0.00013xF = 0.5163tD=79.17tW=97.99tF=86.59D=2.131W=2.08224F=2.0211（1）精馏段平均温度:=82.88（2）提留段平均温度:=92.292.2.2密度已知:混合液密度:（为质量分数）混合气密度:塔顶温度: =79.17气相组成: 进料温度: =86.59气相
8、组成： =97.99 （1）精馏段液相组成: 所以 （2）提馏段液相组成： 所以 表2.2 醇类密度表温度T,708090100110,754.2742.3730.1717.4704.3759.6748.7737.5726.1714.2由不同温度下乙醇和丙醇的密度,差法求tF tD tW下的乙醇和丙醇的密度 所以2.2.3 混合液体平均表面力根据差法求的表面力 表2.3 醇类液体表面力 mN/m名称温度，60乙醇20.2518.2816.29正丙醇21.2719.4017.50塔顶液相平均表面力的计算: 进料板液相平均表面力的计算:塔底液相平均表面力的计算:（1）精馏段的平均表面力：（2）提馏
9、段的平均表面力：2.2.4 混合物的粘度 表2.4 醇类液体粘度 mPa.s0.6010.4950.3610.8990.6190.444根据差法求不同温度下的粘度 B 查表，得mpas, mpas 查表，得mpa（1）精馏段粘度： mpa（1） 提留段粘度:mpa2.2.5 相对挥发度 （1）精馏段的平均相对挥发度:（2）提留段的平均相对挥发度:2.2.6 气液相体积流量计算 kmol/s（1） 精馏段 kmol/s 已知： kg/kmol kg/kmol 质量流量： 体积流量：（2） 提馏段 饱和液体进料q=1已知：质量流量： 2.3理论塔板数的计算取操作回流比R=5精馏段操作线方程为y=精
10、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-1 计算到xn-1 xF则第n-1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-1 yn-1 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2.5：表2.5逐板法计算理论塔板数结果x编号x的值y编号y的值x10.
11、983913y10.9923x20.969513y20.985295x30.945348y30.973295x40.90617y40.953158x50.846063y50.920512x60.761233y60.870425x70.654613y70.799736x80.538534y80.710889x90.4303480.5163y90.61416x100.324817y100.496774x110.226206y110.374949x120.146914y120.261113x130.090509y130.169578x140.053789y140.104464x150.031245y
12、150.062074x160.017898y160.036049x170.010167y170.020642x180.005744y180.011717x190.003233y190.006611x200.001812y200.003712x210.001011y210.002072x220.000559y220.001147x230.000305y230.000626x240.000162y240.000332X258.13E-055s，故降液管可使用2.5.3 降液管底隙高度 取降液管底隙的流速=0.13m/s 则，取取=0.13m/s 则=，取故降液管设计合理2.6 塔板分布、浮阀数目与
13、排列2.6.1塔板分布 本设计塔径D=1.4m 采用分块式塔板，共4块2.6.2 浮阀数目与排列 （1）精馏段取阀孔动能因子F0=12. 则孔速每层塔板上浮阀数目为取边缘区宽度 破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即其中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t=75mm则排间距：按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数154个按N=154 重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913围塔板开孔率=按t=75mm ,估算排间距取t=75mm , 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数154按N=154 重新核算孔速及阀孔动能因子第三章 塔板的流体力学计算3.1
14、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；h与克服液体表面力的压降相当的液柱高度，m液柱。1. 精馏段（1）干板阻力 因u01u0c1 故（2） 板上充气液层阻力取 则（3）液体表面力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为2.提馏段因u02u0c2 故（2）板上充气液层阻力3.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高
15、度3.2.1精馏段（1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 （2）液体通过液体降液管的压头损失 （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。3.2.2提馏段板上液层高度 3.3雾沫夹带3.3.1精馏段板上液体流经长度：板上液流面积：取物性系数，泛点负荷系数图泛点率=对于小塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足的要求。3.3.2提馏段 取物性系数，泛点负荷系数图由计算可知，符合要求。3.4塔板负荷性能图3.4.1物沫夹带线据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：精馏段 整理得： 即 由上式知物沫夹带线为直线，则在
16、操作围任取两个值算出提馏段 0.7=整理得：即在操作围任取两个值算出 精馏段Ls （m3/s）0.0020.01Vs （m3/s）2.231.99提馏段Ls （m3/s）Vs （m3/s）2.061.833.4.2液泛线由此确定液泛线，忽略式中 而精馏段在操作围任取若干个值，算出相应得值：Ls1 （m3/s）0.0010.0030.0040.007Vs1 （m3/s）2.962.832.772.55Ls2 （m3/s）Vs2 （m3/s）2.822.712.662.503.4.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s 液体降液管停留时间 以作为液体在降液管停留时间的下限，则3.4.4漏液线对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，
