华北科技学院环境工程系
《化工原理》课程设计报告
设计题目 分离乙醇-正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计 学生姓名 杨志荣 学 号 200801034216 指导老师 孙春峰 专业班级 化工B082班
教师评语
设计起止日期：2011年6月13日 至2011年6月26日
成
绩
化工原理课程设计任务书
1.设计题目：
分离乙醇—正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计
2.原始数据及条件：
进料：乙醇含量40%（质量分数，下同），其余为正丙醇
分离要求：塔顶乙醇含量93%；塔底乙醇含量0.01%
生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年开工7200小时
操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强1.03atm(绝压)；泡点进料； R=5 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。
目录
第一章绪论4
第二章塔板的工艺设计5
2.1精馏塔全塔物料衡算5
2.2有关物性数据的计算 5
2.3理论塔板数的计算12
2.4塔径的初步计算14
2.5溢流装置15
2.6塔板分布、浮阀数目与排列16
第三章塔板的流体力学计算18
3.1、气相通过浮阀塔板的压降18
3.2、淹塔19
3.3、雾沫夹带20
3.4、塔板负荷性能图20
3.4.1物沫夹带线20
3.4.2液泛线21
3.4.3相负荷上限21
3.4.4漏液线 22
3.4.5 相负荷下限22
3.5 浮阀塔工艺设计计算结果23
第四章塔附件的设计25
4.1接管 (25)
4.2筒体与封头 (27)
4.3除沫器 (27)
4.4裙座 (27)
4.5人孔 (27)
第五章塔总体高度的设计 (28)
5.1塔的顶部空间高度 (28)
5.2塔的顶部空间高度 (28)
5.3塔总体高度 (28)
第六章附属设备的计算 (28)
6.1冷凝器的选择 (28)
6.2再沸器的选择 (30)
主要符号说明 (32)
结论 (34)
参考文献 ..................................................................................... 错误！未定义书签。
感想 (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20～40％，而接近于筛板塔。
(2) 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。
(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400～660N/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60～80％,为筛板塔的120～130％。
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内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各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，设置了五个人孔，塔高28.425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) X F:原料组成 D:塔顶产品流量(Kmol/s) X D:塔顶组成 W:塔底残液流量(Kmol/s) X W:塔底组成
原料乙醇组成: X F =60
5546454645
+ =51.63%
塔顶组成: X D =601046904690
+=99.23%
塔底组成: X W =60
99
.994601.04601.0+=0.013% 进料量: F=25千吨/年=
3600
7200)60
01
.04699.0(
1000100025?+???=0.0183 Kmol/s
物料衡算式:F=D+W
F X F =D X D +W X W
联立代入求解:D=0.0095Kmol/s W=0.0088 Kmol/s
2.2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α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:
C
t B
A p +-
= lg （2.1）
B
A B
p p p p x --=
（2.2）
双组分理想溶液相对挥发的计算[5]:
B
A p p =
α （2.3）
式中：p °
—纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa ；
t —温度，℃；
A 、
B 、
C —Antoine 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 ；
p A °
、p B °
—溶液温度t 时纯组分A 、B 的饱和蒸汽压，kPa ；
α—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中计算出p A °、p B °，再将计算得到p A °、p B °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α值。
计算结果见表2.1.1。
表2.1.1 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 x D = 0.9923 x W = 0.00013 x F = 0.5163 t D =79.17℃ t W =97.99℃ t F =86.59℃ αD =2.131 αW =2.08224 αF =2.0211
(1)精馏段平均温度:1t =
2d f t t +=2
59
.8617.79+=82.88℃ (2)提留段平均温度:2t =2w f t t +=2
99
.9759.86+=92.29℃
2.2.2密度
已知:混合液密度:B B
A
A
l
a a ρρρ+
=
1
（α为质量分数）
混合气密度:0
04.22TP M
P T V =
ρ
塔顶温度: D t =79.17℃
气相组成D y : 1(1)D D
D D D
x y x ?=
+?- 99.64%D y =
进料温度: F t =86.59℃ 气相组成F y ：1(1)F F
F F F
x y x ?=
+?- 68.97%
F y =
塔底组成: W t =97.99℃ 气相组成W y : 1(1)W W
W W W
x y x ?=+?- 0.026%W y =
(1)精馏段
液相组成1x : 12D F x x x +=
199.23%51.63%
75.43%2x +== 气相组成1y : 12D F y y y += 199.64%68.97%
84.31%
2
y +== 所以1460.754360(10.7543)49.4398L M =?+?-= /kg kmol 1460.843160(10.8431)48.1966V M =?+?-= /kg kmol (2)提馏段
液相组成2x ：22W F x x x +=
20.013%51.63%
25.82%2x +== 气相组成2y : 22W F y y y += 20.026%68.97%
34.50%
2
y +== 所以 2460.258260(10.2582)56.385L M =?+?-= /k g k m o l
2460.345060(10.3450)55.17V M =?+?-= /k g k m o l
表2.2.2 醇类密度表
温度T,℃
70 80 90 100 110 a ρ,3/kg m 754.2 742.3 730.1 717.4 704.3 b ρ,3/kg m
759.6
748.7
737.5
726.1
714.2
由不同温度下乙醇和丙醇的密度,内差法求t F t D t W 下的乙醇和丙醇的密度
86.59o F t C =
90809086.59730.1742.3730.1cF
ρ--=-- 734.26cF ρ=3
/k g m
90809086.59737.5748.7737.5wF ρ--=-- 741.32wF ρ=3
/k g m
10.4510.45734.26741.32
F
ρ-=
+ 738.13F ρ=3
/k g m
79.17o D t C =
80708097.17742.3754.2742.3cD
ρ--=-- 743.29cD ρ=3
/k g m
80708079.17
748.7759.6748.7wD ρ--=-- 749.60wD ρ=3/kg m
10.9910.99743.29749.60
D
ρ-=
+ 743.35D ρ=3
/k g m
97.99o W t C =
1009010097.99717.4730.1717.4cW ρ--=-- 719.95cW ρ=3
/k g m
1009010097.99726.1737.5726.1wW ρ--=-- 728.39wW ρ=3
/k g m
10.000110.0001719.95728.39
W
ρ-=
+ 728.39W ρ=3
/k g m
所以1738.13743.35
740.742
2
F D
L ρρρ++==
=3/kg m
2728.39738.13
733.262
2
W F
L ρρρ++=
=
=3/kg m
46(1)60
LD D D x x M =?+-?
0.992346(10.9923)6046.11LD M =?+-?=/kg kmol
46(1)60LF F F x x M =?+-?
0.516346(10.5163)6052.77LF M =?+-?=/kg kmol
46(1)60LW W W x x M =?+-?
0.0001346(10.00013)6060.00LW M =?+-?=/kg kmol
146.1152.77
49.4422LD LF L M +M +M =
==/kg kmol 260.0052.77
56.3922
LW LF L M +M +M =
==/kg kmol 46(1)60VD D D y y M =?+-?
0.996446(10.9964)6046.05VD M =?+-?=/kg kmol
46(1)60VF F F y y M =?+-?
0.689746(10.6897)6050.34VF M =?+-?=/kg kmol
46(1)60VW W W y y M =?+-?
0.0002646(10.00026)6060.00VW M =?+-?=/kg kmol
146.0550.34
48.2022VD VF V M +M +M =
==/kg kmol 260.0050.34
55.1722
VW VF V M +M +M =
==/kg kmol 50.34273.15104.36
1.7572
2.4101.325(27
3.1586.59)
VF ρ??=
=??+3/kg m
46.05273.15104.36
1.6422
2.4101.325(27
3.1579.17)
VD ρ??=
=??+3/kg m
60.00273.15104.36
2.03022.4101.325(27
3.1597.99)
VW ρ??=
=??+3/kg m
1 1.757 1.642
1.702
V ρ+=
=3/kg m
2
1.757
2.030 1.8942
V ρ+==3/kg m
2.2.3 混合液体平均表面张力
根据内差法求的表面张力
表2.2.3 醇类液体表面张力 mN/m
名称
温度，℃
60 80 100 乙醇
20.25 18.28 16.29 正丙醇
21.27 19.40 17.50
塔顶液相平均表面张力的计算:
79.17o D t C =
180608079.17
18.2820.2518.28
DA --=--? 18.36DA ?= /mN m
80608079.17
19.4021.2719.40
DB --=--? 19.48DB ?= /mN m
0.9918.36(10.99)19.4818.37D A DA B DB ωω?=?+?=?+-?=/mN m 进料板液相平均表面张力的计算:
97.99o W t C =
1008010097.99
16.2918.2816.29WA --=--? 16.49WA ?= /m N m
1008010097.99
17.5019.4017.50
WB --=--? 17.69WB ?= /m N m
0.000116.49(10.0001)17.6917.69W A WA B WB ωω?=?+?=?+-?=/mN m 塔底液相平均表面张力的计算:
86.59o F t C =
1008010086.59
16.2918.2816.29
FA --=--? 17.62FA ?= /mN m
1008010086.59
17.5019.4017.50
FB --=--? 18.77FB ?= /mN m
0.4517.62(10.45)18.7718.25F A FA B FB ωω?=?+?=?+-?=/mN m (1)精馏段的平均表面张力：118.3718.25
18.3122D F ?+?+?=
==/mN m (2)提馏段的平均表面张力：217.6918.25
17.9722
F W ?+?+?===/mN m
2.2.4 混合物的粘度
表2.2.4 醇类液体粘度 m P a s
? 名称
温度，℃
60 80 100 乙醇
0.601 0.495 0.361 正丙醇
0.899 0.619 0.444 根据内差法求不同温度下的粘度
B 182.88o t
C = 查表，得0.476μ=乙醇mPa s ?, 0.594μ=丙醇mPa s ? 192.29o t C = 查表，得0.413μ=乙醇mPa s ?, 0.511μ=丙醇mPa s ? (1)精馏段粘度：
111(1)x x μμμ=+-乙醇丙醇
0.4760.75430.594(10.7543)0.5046=?+?-= mPa s ?
(1)提留段粘度:
''222(1)x x μμμ=+-乙醇丙醇
0.4130.25820.511(10.2582)0.4857=?+?-=mPa s ?
2.2.5 相对挥发度
(1)精馏段的平均相对挥发度: 1 2.131 2.0824
2.10722
D F ?+?+?=
== (2)提留段的平均相对挥发度: 2 2.0211 2.0824
2.05222
W F ?+?+?===
2.2.6 气液相体积流量计算
5R = 0.0095
D = kmol/s （1） 精馏段
50.00950.0475L RD ==?= kmol/s
(1)(51)0.00950V R D =+=+?
= kmol/s 已知：149.44L M = kg/kmol 148.20V M = kg/kmol
1740.74L ρ= 3/kg m 11.70V ρ= 3/kg m 质量流量：1149.440.0475 2.348L L M L ==?= /kg s 1148.200.057 2.747V V M V ==?= /kg s 体积流量：31
11
2.348
3.1710740.74
s L L L ρ-=
=
=? 3/m s
1
11
2.747
1.6161.70
s V V V ρ=
=
= 3/m s （2） 提馏段 饱和液体进料q=1
'0.047510.01830.0658L L qF =+=+?= /kmol s
'(1)0.057V V q F =+-= /kmol s
已知：256.39L M = kg/kmol 255.17V M = kg/kmol
2733.26
L ρ= 3/kg m 11.894V ρ= 3/kg m 质量流量：'2256.390.0658 3.710L L M L ==?= /kg s '2255.170.057 3.145V V M V ==?= /kg s
体积流量：32
22
3.170
4.32310733.26
s L L L ρ-=
=
=? 3/m s
2
22
3.145
1.661.894
s V V V ρ=
=
= 3/m s 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=1654.08333.06
9923.06511+=+=+++x x R x x R R D 精馏段气液平衡方程(1) 2.107 1.107y
y
x y
y
αα==
---
提馏段操作线方程为00002.01544.1-='
-''=x x V W
x V L y w 提馏段气液平衡方程(1) 2.052 1.052y
y
x y
y
αα=
=
---
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
x D =y 1 x 1 y 2 x 2 y 3 … x n
计算到x n < x F 则第n 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
x n y n x n+1 … x N
计算到x N < x W 则理论塔板数为N 块。 由Excel 计算结果见表2.3：
表2.3逐板法计算理论塔板数结果 x 编号 x 的值 y 编号
y 的值
x 1 0.983913 y 1 0.9923 x 2 0.969513 y 2 0.985295 x 3 0.945348 y 3 0.973295 x 4 0.90617 y 4 0.953158 x 5 0.846063 y 5 0.920512 x 6 0.761233 y 6 0.870425 x 7 0.654613 y 7 0.799736 x 8 0.538534 y 8
0.710889 x 9 0.430348<0.5163
y 9 0.61416 x 10 0.324817 y 10 0.496774 x 11 0.226206 y 11 0.374949 x 12 0.146914 y 12 0.261113 x 13 0.090509 y 13 0.169578 x 14 0.053789 y 14 0.104464 x 15 0.031245 y 15 0.062074 x 16 0.017898 y 16 0.036049 x 17 0.010167 y 17 0.020642 x 18 0.005744 y 18 0.011717 x 19 0.003233 y 19 0.006611 x 20 0.001812 y 20 0.003712 x 21 0.001011 y 21 0.002072 x 22 0.000559 y 22 0.001147 x 23 0.000305 y 23 0.000626 x 24 0.000162 y 24
0.000332 X 25
8.13E-05<0.00013
y 25 0.000167
采用逐板计算法求得理论板层数N T =25（包括再沸器）,加料板为第9块理论板， 其中精馏段有8块，提留段有17块。
（1）精馏段 已知 2.107α=10.5046L mPa s μ=?
所以48.05046.0107.249.049.0245.0245.0=??==L T a E μ
块块精1762.1648
.08≈===
T T P E N N （2）提馏段 已知 2.052α= 20.4857L mPa s μ=?
所以490.04857.0052.249.049.0245.0245.0=??==L T a E μ
块块提3365.3249
.0117≈=-==
T T P E N N 全塔所需实际塔板数：块提精503317=+=+=P P P N N N
全塔效率：%0.48%10050
1
25%100*=?-==P T T N N E
加料板位置在第19块。
2.4 塔径的初步计算
（1）精馏段 由u =(安全系数)*
max u ,安全系数=0.6-0.8， max L V V
u c ρρρ-=
横坐标数值：
31/21/2
1111 3.1710740.74()()0.0411.616 1.7s L s V L V ρρ-??=?= 取板间距：Ht=0.45m , h L =0.07m .则Ht- h L =0.38m
查图可知C 20=0.082 , 0.20.2
12018.31()0.082(
)0.0812020
C C σ==?= max 740.74 1.70
0.081 1.6891.70
u -=?
= /m s
1max 0.70.7 1.689 1.18u u ==?= /m s 11144 1.616
1.323.14 1.18
s V D u π?=
==? m 圆整：1 1.4D = m ，横截面积：2
0.785 1.4 1.539T A =?= 2m
空塔气速：'
1 1.616
1.051.539
u =
= /m s （2）提馏段
横坐标数值：
31/21/2
2222 4.32310733.26()()0.05101.66 1.894s L s V L V ρρ-??=?= 取板间距：Ht=0.45m , h L =0.07m .则Ht- h L =0.38m
查图可知C 20=0.082 , 0.20.2
22017.97()0.082(
)0.0802020
C C σ==?= max 733.26 1.894
0.080 1.5721.894
u -=?
= /m s
2max 0.70.7 1.572 1.10u u ==?= /m s
22244 1.66
1.3873.14 1.10
s V D u π?=
==? m 圆整：1 1.4D = m ，横截面积：20.785 1.4 1.539T A =?= 2m
空塔气速：'
1 1.66
1.081.539
u =
= /m s 2.5 溢流装置
2.5.1堰长W l
取0.650.65 1.40.91W l D m ==?= 溢流堰高度W
h
W L OW h h h =- 选择平直堰
堰上层高度2/3
2.84
(/)1000OW h W h E L l =
?
（1）精馏段 2/3
2.840.00031736001()0.01510000.91OW h m
?=??=
0.070.0150.055L ow W h h h m =-=-=
（2）提馏段 2/32.840.00043233600
1()0.01910000.91OW h m ?'=
??=
0.07
0.0190.0L o w W h h h m
'''=-=-= 2.5.2弓形降液管宽度d W 和截面积f A 由
0.65W
l D = 查得0.0663F T A A =， 0.118d W D
=
则20.06630.0663 1.5390.102F T A A m ==?=，0.165d
W m =
验算降液管内停留时间
精馏段：10.1020.45
14.480.00317F T S A H s L θ?===
提留段：20.1020.45
10.620.004323
F T S A H s L θ'?'===
停留时间θ>5s ，故降液管可使用
2.5.3 降液管底隙高度0h
（1）精馏段
取降液管底隙的流速0u =0.13m/s 则100.00317
0.0270.910.13
o w Ls h m l u =
==?，取0.03o h m = （2）提馏段
取0u ′=0.13m/s 则0
h '=200.004323
0.03650.910.13
w Ls m l u '==?，取'0.04o h m = 故降液管设计合理
2.6 塔板分布、浮阀数目与排列 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F 0=12. 则孔速0
011
12
9.20/1.7
V F u m s ρ==
= 每层塔板上浮阀数目为212001 1.616
147/40.7850.0399.20
S V N d u π=
==??个
取边缘区宽度0.08Wc m = 破沫区宽度0.08S W m =
计算塔板上的鼓泡区面积，即22212sin ()180a x A x R x R R π-?
?=-+???
? 其中 1.4
0.080.6222
C D R W m =
-=-= 90t mm '= 1.4
()(0.165
0.08)0.455
22
d S D x W W m =-+=-+=
所以222120.45520.4550.620.4550.62sin () 1.021800.62a A m π-?
?=??-+=???? 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： 1.02
92.51500.075
s T A t mm A '===?
按t=75mm ,65t mm '=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
01 1.616
8.73/0.7850.039154u m s '==??
018.73* 1.711.38F '==
阀孔动能因子变化不大，仍在9—13范围内
塔板开孔率=01 1.05
12.03%8.73
u u '==
(2)提馏段
取阀孔动能因子F 0=12. 则孔速0
022
12
8.72/1.894
V F u m s ρ==
= 每层塔板上浮阀数目为222
002 1.66
159/40.7850.0398.72
S V N d u π'===??个
按t=75mm , 估算排间距 1.0285.51590.075
s T A t mm A '=
==? 取t=75mm , 65t mm '=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
022
1.66
8.97/0.7850.039154
u m s '==?? 028.97 1.89412.34F '=?=
阀孔动能因子变化不大，仍在9—13范围内
塔板开孔率=
02 1.0812.04%8.97
u u '==
第三章 塔板的流体力学计算
3.1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
张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降△P p 可由 p c l h h h h σ=++和p p p h g ρ=计算
式中 h c ——与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m 液柱； h l ——与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m 液柱； h σ——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m 液柱。
1. 精馏段
(1)干板阻力 1.8251.82501173.173.1
7.85/1.70
c V u m s ρ===
因u 01>u 0c1 故2
2
10111 1.79.205.34 5.340.05322740.749.8
V c L u h m g ρρ?=?
=?=?? (2) 板上充气液层阻力
取ε0=0.5 0.07L h m = 则100.50.070.035L L h h m ε==?=
(3)液体表面张力所造成的阻力
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10.0530.0350.088P h m =+=
1110.088740.749.8638.81p P L p h g Pa ρ?==??=
2.提馏段
（1）干板阻力 1.8251.82502273.173.1
7.40/1.894
c V u m s ρ===
因u 02>u 0c2 故2
2
20222 1.8948.725.34 5.340.05422733.269.8
V c L u h m g ρρ?=?
=?=?? （2）板上充气液层阻力
取ε0=0.5 0.07L h m = 则200.50.070.035L L h h m ε==?= （3）液体表面张力所造成的阻力
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
20.0540.0350.089P h m =+= 2220.089733.269.8639.54p P L p h g P a ρ?==??=
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
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 10.088p h m = (2)液体通过液体降液管的压头损失
3122
10 3.17100.153(
)0.153()0.00250.910.027
S d W L h m L h -?==?=? (3)板上液层高度
0.07L h m = 则10.0880.00250.070.1605d H m =++= 取
，已选定0.45T H m '= 0.05
5W h m = 则1()0.5(0.450.055)0.253W T h H m ?+=?+=
可见
所以符合防止淹塔的要求。
3.2.2提馏段
(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 20.089p h m = (2)液体通过液体降液管的压头损失
3222
20 4.323100.153(
)0.153()0.00260.910.0365
S d W L h m L h -?==?='? ⑶板上液层高度
0.07L h m = 则10.0890.00260.070.1616d H m =++= 取
，已选定0.45T H m '= '0.05
1W h m = 则1()0.5(0.450.051)0.251W T h H m ?+=?+=
可见
所以符合防止淹塔的要求。
3.3雾沫夹带 3.3.1精馏段
板上液体流经长度：2 1.420.165 1.07L D Z D W m =-=-?= 板上液流面积：22 1.53920.102 1.335b F T A A A m =-=-?= 取物性系数
，泛点负荷系数图0.103F C =
泛点率=
31.70
1.616
1.36 3.1710 1.07
740.74 1.7059.72%1.00.103 1.335
-+???-=?? 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0.1(/)V e kg kg <液气的要求。
3.3.2提馏段
取物性系数
，泛点负荷系数图0.101F C =
泛点率=
31.894
1.66
1.36 4.32310 1.07
733.26 1.89467.32%1.00.101 1.335
-+???-=?? 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： ⑴精馏段
1.70
1.36 1.07740.74 1.700.8 1.00.103 1.335
S
S
V L +?-=?? 整理得： 0.110.0480 1.455S S V L =+ 即 2.29230.31S S V L =-
由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出
⑵提馏段
0.7= 1.894
1.36 1.07733.26 1.8940.8 1.00.101 1.335
S
S
V L ''+?-=
??
整理得： ''0.1080.0509 1.455S S V L =+
TOC \o "1-3" \h \u 一设计任务书.. PAGEREF _Toc7399 2 二塔板的工艺设计 (5) （一）设计方案的确定 (5) （二）精馏塔的物料衡算 (5) 1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 (5) 2. 物料衡算 (6) (三)物性参数的计算 (6) 1.操作温度的确定 (7) 2. 密度的计算 (7) 3.混合液体表面张力的计算 (11) 4.混合物的粘度 (12) 5.相对挥发度 (13) (四)理论板数及实际塔板数的计算 (14) 1.理论板数的确定 (14) 2.实际塔板数确定 (18) (五)热量衡算 (18) 1.加热介质的选择 (18)
2. 冷却剂的选择： (19) 3.比热容及汽化潜热的计算 (19) (六)塔径的初步设计 (23) 1.汽液相体积流量的计算 (23) 2.塔径的计算与选择 (23) (七)溢流装置 (25) 1.堰长 (25) 2.弓形降液管的宽度和横截面积 (25) 3.降液管底隙高度 (26) 4.塔板分布 (26) 5. 浮阀数目与排列 (26) （八)汽相通过浮阀塔板的压降 (29) 1.精馏段 (29) 2.提馏段 (30) （九)淹塔 (30) 1.精馏段 (30) 2.提馏段 (31) （十)雾沫夹带 (31)
（十一)塔板负荷性能图 (32) 1.雾沫夹带线 (32) 2.液泛线 (34) 3.液相负荷上限线 (35) 4.漏液线 (35) 5.液相负荷下限线 (35) 三、塔总体高度计算 (38) 1.塔顶封头 (39) 2.塔顶空间 (39) 3.塔底空间 (39) 5.进料板处板间距 (40) 6.裙座 (40) 四、塔的接管 (40) 1.进料管 (40) 2.回流管 (41) 3.塔底出料管 (41) 4.塔顶蒸汽出料管 (41) 5.塔底蒸汽管 (42)
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 m 2.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
化工原理课程设计任务书 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0.5（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0.7Kpa。 分离要求：塔顶乙醇含量0.90；回收率为0.95；全塔效率0.55。 操作条件：塔顶压强1.03atm(绝压)；泡点进料； R/Rmin=1.6 。 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=1.8Rmin=1.6×1.34=2.144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99.97℃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
· 成绩 华北科技学院 化工原理课程设计 说明书 设计题目：分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计 姓名：熊先清 ` 专业：化学工程与工艺 班级：化工B091 学号： 4112 指导教师：高丽花李辰明 设计时间：2012年6月10日至2012年6月22日完成时间：2012年6月22日 评语： 目录 ] 目录错误!未定义书签。 一设计任务书错误!未定义书签。 二塔板的工艺设计错误!未定义书签。
（一）设计方案的确定错误!未定义书签。 （二）精馏塔的物料衡算错误!未定义书签。 1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数错误!未定义书签。 2.物料衡算错误!未定义书签。 (三)物性参数的计算错误!未定义书签。 ~ 1.操作温度的确定错误!未定义书签。 2.密度的计算错误!未定义书签。 3.混合液体表面张力的计算错误!未定义书签。 4.混合物的粘度错误!未定义书签。 5.相对挥发度错误!未定义书签。 (四)理论板数及实际塔板数的计算错误!未定义书签。 1.理论板数的确定错误!未定义书签。 2.实际塔板数确定错误!未定义书签。 ， (五)热量衡算错误!未定义书签。 1.加热介质的选择错误!未定义书签。 2.冷却剂的选择错误!未定义书签。 3.比热容及汽化潜热的计算错误!未定义书签。 4.热量衡算错误!未定义书签。 (六)塔径的初步设计错误!未定义书签。 1.汽液相体积流量的计算错误!未定义书签。 2.塔径的计算与选择错误!未定义书签。 ] (七)溢流装置错误!未定义书签。 1.堰长l W错误!未定义书签。 2.弓形降液管的宽度和横截面积错误!未定义书签。 3.降液管底隙高度错误!未定义书签。 (八)塔板分布、浮阀数目与排列错误!未定义书签。 1.塔板分布错误!未定义书签。 2. 浮阀数目与排列错误!未定义书签。 二、塔板的流体力学计算错误!未定义书签。 ~ （一）汽相通过浮阀塔板的压降错误!未定义书签。 1.精馏段错误!未定义书签。 2.提馏段错误!未定义书签。 （二）淹塔错误!未定义书签。 1.精馏段错误!未定义书签。 2.提馏段错误!未定义书签。 （三）雾沫夹带错误!未定义书签。 （四）塔板负荷性能图错误!未定义书签。 : 1.雾沫夹带线错误!未定义书签。 2.液泛线错误!未定义书签。
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：乙醇含量35%（wt%）；温度：25℃；压力：100kPa；泡点进料； 分离要求：塔顶馏出液中乙醇含量99%（wt%）；塔釜乙醇含量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=1.5R m 2.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
四、基本要求 教研室主任签名： 年月日 摘要 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等领域中被广泛应用。精馏是使易挥发组分进入气相，难挥发组分进入液相，从而使液体混合物分离。本次设计任务为处理25000吨/年的乙醇和正丙醇混合物。 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。本设计通过物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作来设计一个具有可行性的合理的浮阀塔。 关键词浮阀塔乙醇正丙醇回流比
1 设计任务 物料组成：为乙醇30%、正丙醇70%（摩尔分率）； 产品组成:塔顶乙醇含量》99%，塔底釜液丙醇含量》98%； 操作压力：101.325kPa(塔顶绝对压力)； 回流液温度：为塔顶蒸汽的露点； 加热体系：间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）； 冷凝体系：冷却水进口温度20℃，出口温度45℃； 热量损失：设备热损失为加热蒸汽供热量的5％； 料液定性：料液可视为理想物系； 年处理量：15000吨； 工作日：每年工作日为65天，每天24小时连续运行； 进料方式：饱和液体进料，q值为1； 塔板类型:浮阀塔板。 厂址选地：马鞍山市当涂县乌溪镇 2 设计方案 蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，虽然本课程设计中年处理量较小（15000吨/年），但仍采用连续蒸馏的方式。 蒸馏过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸馏。本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作，塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小。 由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式采用间接水蒸气加热，设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。
工艺流程设计： 图：原料液的走向 考虑到蒸气压力对设备要求等各方面的影响，选用的蒸气压力为5kg f/cm2
图冷凝水的走向 换热器内物料走壳程，冷却水走管程 3 精馏塔物料衡算 3.1 物料衡算 已知数据：乙醇的摩尔质量M A =46.07kg/kmol, 正丙醇摩尔质量M B =60.1kg/kmol X f =0.30 X D =0.99 X W =0.02 原料处理量F=（15000×1000）／（65×24×M A ）=208.71kmol/h 总物料流量衡算W D F += 塔底物料流量衡算：w D F D x x x x F W --? = =208.71×﹙0.99-0.30﹚／﹙0.99-0.02﹚ =148.46 kmol/h =-=W F D 60.24 kmol/h 3.2 摩尔衡算 原料液及塔顶、塔底产品的流量和平均摩尔质量 ()B F A F F M x M M ?-+?=1x =55.89 kg/kmol ()B D A D VDM M x M x M ?-+?=1=46.21 kg/kmol ()B W A W W M x M x M ?-+?=1=59.82 kg/kmol
一设计任务书 (2) 二塔板的工艺设计 (3) （一）设计方案的确定 (3) （二）精馏塔的物料衡算 (3) 1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 (3) 2. 物料衡算 (4) (三)物性参数的计算 (4) 1.操作温度的确定 (5) 2. 密度的计算 (5) 3.混合液体表面张力的计算 (11) 4.混合物的粘度 (12) 5.相对挥发度 (14) (四)理论板数及实际塔板数的计算 (15) 1.理论板数的确定 (15) 2.实际塔板数确定 (18) (五)热量衡算 (19) 1.加热介质的选择 (19) 2. 冷却剂的选择： (19) 3.比热容及汽化潜热的计算 (19) (六)塔径的初步设计 (25) 1.汽液相体积流量的计算 (25) 2.塔径的计算与选择 (26)
(七)溢流装置 (29) 1.堰长 (29) 2.弓形降液管的宽度和横截面积 (30) 3.降液管底隙高度 (31) 4.塔板分布 (31) 5. 浮阀数目与排列 (32) （八)汽相通过浮阀塔板的压降 (35) 1.精馏段 (35) 2.提馏段 (36) （九)淹塔 (37) 1.精馏段 (37) 2.提馏段 (38) （十)雾沫夹带 (38) （十一)塔板负荷性能图 (40) 1.雾沫夹带线 (40) 2.液泛线 (41) 3.液相负荷上限线 (43) 4.漏液线 (43) 5.液相负荷下限线 (44) 三、塔总体高度计算 (47) 1.塔顶封头 (47) 2.塔顶空间 (47)
3.塔底空间 (48) 5.进料板处板间距 (48) 6.裙座 (48) 四、塔的接管 (50) 1.进料管 (50) 2.回流管 (50) 3.塔底出料管 (51) 4.塔顶蒸汽出料管 (51) 5.塔底蒸汽管 (51) 五、塔的附属设备设计 (52) 1.冷凝器的选择 (52) 2.再沸器的选择 (53) 六、参考文献.............................................................. . (54) 七、设计评述.............................................................. . (55)
精馏实验 一、原始数据： 液相组成x 气相组成y 沸点℃1/x 1/y 0 0 97.16 0.126 0.24 93.85 7.9365 4.1667 0.188 0.318 92.66 5.3191 3.1447 0.21 0.339 91.6 4.7619 2.9499 0.358 0.55 88.32 2.7933 1.8182 0.461 0.65 86.25 2.1692 1.5385 0.546 0.711 84.98 1.8315 1.4065 0.6 0.76 84.13 1.6667 1.3158 0.663 0.799 83.06 1.5083 1.2516 0.844 0.914 80.59 1.1848 1.0941 1 1 78.38 1.0000 1.0000 Cp KJ/Kmol/K 乙醇r KJ/Kmol 822.2064 2.9050
二、数据处理 全回流 塔顶 折光率 质量浓度 摩尔分数 温度℃ ① 1.3625 81.3 ② 1.3625 平均 1.3625 0.8364 0.8696 塔底 折光率 ① 1.3758 ② 1.3740 平均 1.3749 0.2597 0.3139 7板 折光率 ① 1.3725 ② 1.3725 平均数 1.3725 0.3713 0.4351 8板 折光率 ① 1.3741 ② 1.3752 平均数 1.3747 0.2713 0.3269 计算示例： （1）折光率3625.12 3625 .13625.1=+= n （2）质量分数8364.0209.643625.1*512.46-=+= （3）摩尔分数=8696.060 8364 .0-1468364.0468364 .0=+ 正丙醇r KJ/Kmol Cp KJ/Kmol/K 713.2920 2.7165 混合液rm KJ/Kmol Cpm KJ/Kmol/K 735.0749 2.7542 料液摩尔分数与折光率关系 料液 摩尔分数 摩尔分数 乙醇 0% 100% 折光率 1.3805 1.359
乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案
乙醇-正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案 流程的设计及说明 1 设计思路 蒸馏方式的确定 蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，精馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却等设备，蒸馏过程按操作方式不同可分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主，间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合小规模，多品种或多组分物系的初步分离。本次设计采用连续筛板精馏塔，常压精馏。 2 装置流程的确定 （1）物料的储存和输送 在流程中设置原料罐，产品罐及离心泵。原料可泵直接送入塔内，使程序连续稳定的进行。 （2）参数的检测和调控 流量，压力和温度是生产中的重要参数，必须在流程中的适当位置装设仪表，以测量这些参数。同时，在生产过程中，物料的状态。加热剂和冷却剂的状态都不可能避免的会有一些波动，因此必须在流程中设置一定的阀门。 （3）冷凝装置的确定 本设计采用塔顶全凝器，以便于准确地对控制回流比。 （4）热能的利用 精馏过程是组分多次部分汽化和多次部分冷凝的过程，耗能较多，因此选择适宜的回流比使过程处于最佳条件下进行，可使能耗至最低。
3 操作条件的确定 (1) 操作压力的选取 本次设计采用常压操作。除热敏性物料外，凡通过常压精馏不难实现分离要求，并能利 用江河水或循环水将镏出物冷凝下来的系统。 (2)加料状态的选择 本设计选择q=1时进料，原因是使塔的操作稳定，精，提镏段利用相同塔径，便于制 造。 (3) 加料方式 蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。 (4)回流比的选择 一般经验值为min )0.21.1(R R -=。本设计采用min 5.1R R =，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
青岛科技大学 化工课程设计 设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师： 化工学院—化学工程与工艺专业135班 日期2/11
目录一设计任务书 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 （二）精馏塔设计模拟 （三）塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列 （四）塔板的流体力学计算 1）气相通过浮阀塔板的压强降 2）淹塔 3)雾沫夹带 （五）塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 2）液泛线 3）液相负荷上限 4）漏液线 5）液相负荷上限 （六）塔工艺数据汇总表格 三塔的附属设备的设计 （一）换热器的选择 1)预热器 2)再沸器的换热器 3)冷凝器的换热器 （二）泵的选择 四塔的内部工艺结构 （一）塔顶 （二）进口 ①塔顶回流进口 ②中段回流进口 （三）人孔 （四）塔底 ①塔底空间 ②塔底出口 五带控制点工艺流程图 六主体设备图 七附件 （一）带控制点工艺流程图 （二）主体设备图 八符号表 九讨论 十主要参考资料
一设计任务书 【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务 【设计依据】如表一 表一 【设计内容】 1）塔板的选择； 2）流程的选择与叙述； 3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计； 4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择； 5）带控制点工艺流程图及主体设备图。 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇—正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇—正丙醇的T-x-y 相图，如图一：
图一：乙醇—正丙醇的T-x-y相图 由图一可得乙醇—正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是84.40o C （二）精馏塔设计模拟 1.初步模拟过程 运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并不断进行调试，模拟过程及结果如下：
华北科技学院环境工程系 《化工原理》课程设计报告 设计题目 分离乙醇-正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计 学生姓名 杨志荣 学 号 200801034216 指导老师 孙春峰 专业班级 化工B082班 教师评语 设计起止日期：2011年6月13日 至2011年6月26日 成 绩
化工原理课程设计任务书 1.设计题目： 分离乙醇—正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计 2.原始数据及条件： 进料：乙醇含量40%（质量分数，下同），其余为正丙醇 分离要求：塔顶乙醇含量93%；塔底乙醇含量0.01% 生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年开工7200小时 操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强1.03atm(绝压)；泡点进料； R=5 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。
目录 第一章绪论4 第二章塔板的工艺设计5 2.1精馏塔全塔物料衡算5 2.2有关物性数据的计算 5 2.3理论塔板数的计算12 2.4塔径的初步计算14 2.5溢流装置15 2.6塔板分布、浮阀数目与排列16 第三章塔板的流体力学计算18 3.1、气相通过浮阀塔板的压降18 3.2、淹塔19 3.3、雾沫夹带20 3.4、塔板负荷性能图20 3.4.1物沫夹带线20 3.4.2液泛线21 3.4.3相负荷上限21 3.4.4漏液线 22 3.4.5 相负荷下限22 3.5 浮阀塔工艺设计计算结果23 第四章塔附件的设计25 4.1接管 (25) 4.2筒体与封头 (27) 4.3除沫器 (27) 4.4裙座 (27) 4.5人孔 (27) 第五章塔总体高度的设计 (28) 5.1塔的顶部空间高度 (28) 5.2塔的顶部空间高度 (28) 5.3塔总体高度 (28) 第六章附属设备的计算 (28) 6.1冷凝器的选择 (28) 6.2再沸器的选择 (30) 主要符号说明 (32) 结论 (34) 参考文献 ..................................................................................... 错误！未定义书签。 感想 (35)
成绩 学院 化工原理课程设计 说明书 设计题目：分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计 姓名： 专业：化学工程与工艺 班级： 学号： 指导教师： 设计时间：2012年6月10日至2012年6月22日完成时间：2012年6月22日 评语：
目录 目录 (2) 一设计任务书 (4) 二塔板的工艺设计 (4) （一）设计方案的确定 (4) （二）精馏塔的物料衡算 (4) 1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 (4) 2.物料衡算 (4) (三)物性参数的计算 (5) 1.操作温度的确定 (5) 2.密度的计算 (6) 3.混合液体表面张力的计算 (9) 4.混合物的粘度 (11) 5.相对挥发度 (12) (四)理论板数及实际塔板数的计算 (12) 1.理论板数的确定 (12) 2.实际塔板数确定 (14) (五)热量衡算 (14) 1.加热介质的选择 (14) 2.冷却剂的选择 (15) 3.比热容及汽化潜热的计算 (15) 4.热量衡算 (17) (六)塔径的初步设计 (19) 1.汽液相体积流量的计算 (19) 2.塔径的计算与选择 (20) (七)溢流装置 (22) 1.堰长l W (22) 2.弓形降液管的宽度和横截面积 (23) 3.降液管底隙高度 (23) (八)塔板分布、浮阀数目与排列 (24) 1.塔板分布 (24) 2. 浮阀数目与排列 (24) 二、塔板的流体力学计算 (26) （一）汽相通过浮阀塔板的压降 (26) 1.精馏段 (27) 2.提馏段 (27) （二）淹塔 (28) 1.精馏段 (28) 2.提馏段 (28) （三）雾沫夹带 (29) （四）塔板负荷性能图 (30) 1.雾沫夹带线 (30) 2.液泛线 (31)
华北科技学院 化工原理课程设计 说明书 设计题目：分离乙醇 -正丙醇混合液的精馏塔设计 姓 名： 熊先清 专 业： 化学工程与工艺 班 级： 化工B091 学 号： 200901034112 指导教师： 高丽花李辰明 设计时间：2018年6月10日至 2018年6月22日 完成时间：2018年6月22日 评语： 目录 目录1 一设计任务书3 二塔板的工艺设计 3
< 一）设计方案的确定 3 <二）精馏塔的物料衡算 3 1?原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 3 2物料衡算4 （三 > 物性参数的计算4 1?操作温度的确定4 2密度的计算5 3.混合液体表面张力的计算9 4混合物的粘度10 5相对挥发度11 （四 > 理论板数及实际塔板数的计算12 1?理论板数的确定12 2?实际塔板数确定13 （五 > 热量衡算14 「加热介质的选择14 2?冷却剂的选择14 3上匕热容及汽化潜热的计算14 4?热量衡算17 （六 > 塔径的初步设计19 1?汽液相体积流量的计算19 2?塔径的计算与选择 20 （七 >溢流装置22 1堰长l w22 2?弓形降液管的宽度和横截面积22 3?降液管底隙高度23 （八 > 塔板分布、浮阀数目与排列24 1?塔板分布24 2.浮阀数目与排列24 二、塔板的流体力学计算 26 <一）汽相通过浮阀塔板的压降26 1精馏段26 2提馏段27 <二）淹塔27 1精馏段27 2提馏段28 <三）雾沫夹带28 <四）塔板负荷性能图29 1?雾沫夹带线29 2?液泛线30 3液相负荷上限线 31 4?漏液线32
5液相负荷下限线 32 三、塔总体高度计算 35 1?塔顶封头35 2?塔顶空间35 3?塔底空间35 4.人孔36 5.进料板处板间距 36 6裙座36 四、塔的接管37 1?进料管37 2回流管37 3?塔底出料管37 4?塔顶蒸汽出料管38 5.塔底蒸汽管38 五、塔的附属设备设计38 1?冷凝器的选择38 2再沸器的选择39 六、总结40 七、参考文献40 -设计任务书 【设计题目】分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计【设计条件】进料：乙醇含量 40%<质量分数，下同），其余为正丙醇 分离要求：塔顶乙醇含量 93%;塔底乙醇含量0.01% 生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液 25000吨，年工7200小时操作条件：间接蒸汽加 热；塔顶压强 1.03atm（绝压 > ;泡点进料；R=5 【设计计算】 二塔板的工艺设计 < 一）设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇 -正丙醇混合液。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 <二）精馏塔的物料衡算1?原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数
乙醇-正丙醇体系的精馏实验研究 摘要：在常压操作条件下，利用筛板塔对乙醇-正丙醇体系进行了实验研究，采用间歇精馏与连续精馏结合的方法，得到了摩尔分数达97.41%(乙醇)的塔顶产品，实现了较为高效的分离效果，实验考察了回流比、加热电压、进料量等操作参数对精馏过程的影响，测定了塔内温度分布曲线，确定了第八块塔板为灵敏板，并根据实验提出了创新性建议。 关键词：筛板塔，连续精馏，间歇精馏，乙醇-正丙醇体系 Experimental S tudy on D istillation of Ethanol-n-propanol S ystem Abstract:The experiment was carried out in ethanol-n-propanol system at normal pressure by using sieve-tray.When adopt the method of combination of continuous distillation and batch distillation,the mole fraction of product in the top of tower was obtained up to97.41%(ethanol). In this study,a more efficient separation was achieved.The effects of operating parameters including reflux ratio,heating voltage and velocity of feed on the distillation process was investigated，and the temperature distribution curve of the sieve-tray tower was measured.It was found that the eighth block tray was the sensitive plate.Also,some innovative proposals were presented for the experiment. Key Words:Sieve-tray;Continuous Distillation;Batch Distillation;Ethanol-n-propanol System 精馏是化工生产中常用的分离方法，是利用液体混合物中各组分的挥发度差异进行分离的操作过程，在化工等领域有广泛的应用。在连续精馏中，料液自塔的中部某适当位置连续加入塔内。塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液的一部分回入塔顶，成为回流液，其余作为馏出液连续排出。在塔内上半部，上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品[1]。间歇精馏又称分批精馏，是小批量、高附加值化工产品生产中常用的分离技术[2]。间歇精馏为非定态过程，全塔均为精馏段，釜液组成降至一定值后一次性排出。本文采用精馏实验装置对乙醇-正丙醇体系的分离进行了相关研究。
乙醇与正丙醇物系分离精馏塔课程设计 1. 设计条件 生产能力：30000吨/年(每年按300天生产日计算) 原料状态：乙醇含量45% (wt% ;温度：25 C ;压力：100kPa;泡点进料； 分离要求：塔顶馏出液中乙醇含量不低于90%(wt% ;塔釜乙醇含量不 高于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=1.9F m 120 C饱和水蒸汽加热，加热蒸汽的压力为200kPa; 设备热损失为加热蒸汽供热量的5% 冷却水进口温度20C，出口温度35C; 2. 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
四、基本要求 教研室主任签名: 2011 年10 月14
摘要 本设计对年处理量为3 万吨乙醇-正丙醇的筛板连续精馏塔进行了设计。设计的开始先找出乙醇和正丙醇的有关数据，利用插值法快捷地计算出进料液、产品液、釜残液的温度和相应的气相组成，并且计算出相对挥发度；采用龙军提出的确定精馏塔适宜回流比的经验公式确定了适宜操作回流比为4.142 ；通过逐板计算法用Excel 快速计算出理论塔板数为23块，并进一步确定精馏塔的实际塔板数为44 块；分别对此精馏塔的精馏段及提馏段的塔体工艺尺寸进行了设计，并对设计之后的浮阀塔板进行了流体力学的验算；绘制出塔板负荷性能图，从而得出精馏段的操作弹性为2.58 ，提馏段的操作弹性为2.44 ；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；板式精馏塔；精馏塔设计；乙醇；正丙醇
1 设计任务 物料组成: 为乙醇30%、正丙醇70%( 摩尔分率) ; 产品组成:塔顶乙醇含量》99%, 塔底釜液丙醇含量》98%; 操作压力: 101.325kPa(塔顶绝对压力); 回流液温度: 为塔顶蒸汽的露点; 加热体系: 间接蒸汽加热, 加热蒸汽压力为5kgf/cm2( 绝压) ; 冷凝体系: 冷却水进口温度20℃, 出口温度45℃; 热量损失: 设备热损失为加热蒸汽供热量的5％; 料液定性: 料液可视为理想物系; 年处理量: 15000吨; 工作日: 每年工作日为65天, 每天24小时连续运行; 进料方式: 饱和液体进料, q值为1; 塔板类型:浮阀塔板。 厂址选地: 马鞍山市当涂县乌溪镇 2 设计方案 蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜( 再沸器) 、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同, 分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大, 产品质量稳定等优点, 虽然本课程设计中年处理量较小( 15000吨/年) , 但仍采用连续蒸馏的方式。 蒸馏过程根据操作压力的不同, 可分为常压、减压和加压蒸
馏。本设计中, 由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物, 因此常压操作, 塔顶蒸汽压力为大气压, 全塔的压力降很小。 由任务书给定, 进料热状况为泡点进料, 加热方式采用间接水蒸气加热, 设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。 工艺流程设计:
图: 原料液的走向 考虑到蒸气压力对设备要求等各方面的影响, 选用的蒸气压力为5kg f/cm2 3 精馏塔物料衡算 3.1 物料衡算 已知数据: 乙醇的摩尔质量M A=46.07kg/kmol, 正丙醇摩尔质量M B=60.1kg/kmol X f=0.30 X D=0.99 X W=0.02 原料处理量F=( 15000×1000) ／( 65×24×M A) =208.71kmol/h 总物料流量衡算W = F+ D
乙醇正丙醇分离设计 Company number：【0089WT-8898YT-W8CCB-BUUT-202108】
化工原理课程设计任务书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
乙醇和正丙醇物系分离系统设计方案 1 绪论 目前研究最为热门的精馏塔可算是填料塔，也是取得许多成果的领域。规整填料及各种高效填料开发成功后，在工业上的应用范围逐步扩大，打破了填料只适用于小塔的概念，而且在减压和常压精馏场合呈现出了取代板式塔的趋势，尤其是在老塔的扩充改造中。 板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功取代泡罩塔是效益巨大的成果，板式塔的设计已达到较高的水平，结果比较可靠。具有各种特点的新型塔板的开发研究不断展开。 随着筛板塔泡罩塔的不断改进，浮阀塔产生了，它结合了两者的优点有具有自己的特点。本设计中我们选用浮阀塔，浮阀塔具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。但在设计中使用不当，会引起阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。由于浮阀塔的上述优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制突起的斜台状，这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。浮阀塔多用不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。本设计是采用浮阀塔板连续精馏分离乙醇和正丙醇的混合溶液，由于浮阀塔的研究比较成熟，因此本设计的结果有较高的可信度。
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 装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。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 蒸馏操作有5种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和泡点进料。故本次设计采用泡点进料。 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。
物料组成：为乙醇30%、正丙醇70%（摩尔分率）； 产品组成:塔顶乙醇含量》99%，塔底釜液丙醇含量》98%； 操作压力：(塔顶绝对压力)； 回流液温度：为塔顶蒸汽的露点； 加热体系：间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）； 冷凝体系：冷却水进口温度20℃，出口温度45℃； 热量损失：设备热损失为加热蒸汽供热量的5％； 料液定性：料液可视为理想物系； 年处理量：15000吨； 工作日：每年工作日为65天，每天24小时连续运行； 进料方式：饱和液体进料，q值为1； 塔板类型:浮阀塔板。 厂址选地：马鞍山市当涂县乌溪镇 2 设计方案 蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，虽然本课程设计中年处理量较小（15000吨/年），但仍采用连续蒸馏的方式。 蒸馏过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸馏。本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作，塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小。 由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式采用间接水蒸气加热，设置再沸器。塔底设冷凝回流装置。 工艺流程设计：
图：原料液的走向 考虑到蒸气压力对设备要求等各方面的影响，选用的蒸气压力为5kg f/cm2
图冷凝水的走向 换热器内物料走壳程，冷却水走管程 3 精馏塔物料衡算 物料衡算 已知数据：乙醇的摩尔质量M A =46.07kg/kmol, 正丙醇摩尔质量M B =60.1kg/kmol X f = X D = X W = 原料处理量F=（15000×1000）／（65×24×M A ）=h 总物料流量衡算W D F += 塔底物料流量衡算：w D F D x x x x F W --? = =×﹙ kmol/h =-=W F D kmol/h 摩尔衡算 原料液及塔顶、塔底产品的流量和平均摩尔质量 ()B F A F F M x M M ?-+?=1x =55.89 kg/kmol ()B D A D VDM M x M x M ?-+?=1=46.21 kg/kmol ()B W A W W M x M x M ?-+?=1=59.82 kg/kmol