化工原理课程设计-乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计.doc

一、 中英文摘要 摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。首先根据设计任务，确定操作条件。比如：操作压力的确定、进料状态等的确定。然后设计工艺流程草图。根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。最后计算塔的工艺尺寸、浮阀的流体力学演算、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。abstract: the design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme. at first,according to the designing task to determine the conduction of the operation,for example,determine the power on the operation,the state of feeding,the draft of the distillation process.on the basis of the program,determining the specific paramiters,then the whole design can be determined.at last,design the process size of the tower,the loading capability of the tower board,then choose the auxiliary epuipment according to the design.keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.1.1塔设备的类型 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，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，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，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。1.2 板式塔与填料塔的比较及选型1.2.1板式塔与填料塔的比较 生产能力单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。 分离效率研究表明，在减压，常压和低压操作下，填料塔的分离效率明显低于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔的。 压力降一般情况下，板式塔的每个理论级压降约在0.41.1kpa，填料塔约为0.010.27kpa，通常，板式塔的压降高于填料塔5倍左右。压降低不仅能降低操作费用，节约能耗。对于精馏过程，可使塔釜温度降低，有利于热敏性物系的分离。 操作弹性填料塔的操作弹性取决于塔内件的设计，而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛，液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。 结构 ，制造及造价等一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造，维修也较为方面，但填料塔的造价通常高于板式塔。1.2.2塔设备的选型工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。传统的设计中，蒸馏过程多选用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。二、 概述乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板和充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是f1型和v-4型。f1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（jb168-68）内，f1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1，生产能力大。2，操作弹性大。3，塔板效率高。4，气体压强降及液面落差较小。5，塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。1. 设计依据课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用。（1） 操作压力精馏可在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑。一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提高操作压力还可提高塔的处理能力，但增加塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度也有所下降。降低操作压力，组分的相对挥发度增大，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度降低，且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用。故我们采用塔顶压力为常压进行操作。（2） 进料状况进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，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。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。但泡点进料需预热，热耗很大。在此次设计中，我们选用30c冷夜进料。（3） 加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。综合考虑，我们采用间接蒸汽加热的方式（4）热能的利用蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被有效利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的，但其能位较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后再用于加热釜液。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可取得节能的效果。例如，可采用设置中间再沸器和中间冷凝器的流程。2. 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。3. 设计内容及任务（一） 设计内容乙醇-水 精馏分离板式塔设计（二） 设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（进料量）20000吨/年操作周期7200小时/年进料组成50%（质量分率，下同）塔顶产品组成93.5%塔底产品组成1%2、操作条件操作压力：塔顶为常压进料热状态：自选加热蒸汽：低压蒸汽3、设备型式：筛板、浮阀塔板4、厂址：安徽地区（三）设计内容1、设计方案对选择及设计流程说明2、塔的工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔条件图7、设计评述1) 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为145.9kmol/h,由于产品黏度较小，流量增大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选择浮阀塔。2) 操作条件（1） 操作压力：塔顶压强为常压101325pa（2） 单板压降：0.7kpa（3） 进料状况：30c冷夜进料（4） 回流比：自选（5） 加热方式：间接蒸汽加热（6） 冷却水进口温度：30c三、 塔的工艺计算1. 工艺过程1.1. 物料衡算 =50% =93.5% 进料口乙醇摩尔分数： =0.263塔顶产品中乙醇的摩尔分数： 由 得塔顶产品流量：塔底产品流量： 由 得 塔底产品中乙醇的摩尔分数： 表1 物料衡算数据记录f109.517kmol/h0.263d33.517kmol/h0.849w76kmol/h0.024由气液平衡数据，画出下表，由图查出组成的乙醇-水溶液泡点为82c，在平均温度为（82+30）/2=56下，由化工原理（第三版，王志魁）附录查得乙醇与水的有关物性为：乙醇的摩尔热容：乙醇的摩尔汽化潜热：水的摩尔热容：水的摩尔汽化潜热：比较水与乙醇的摩尔汽化潜热可知，系统满足衡摩尔流的假定。加料液的平均摩尔热容：加料液的平均汽化热：1.2. 最小回流比及操作回流比的确定（1）q线方程：做出下图，得q线与平衡线的交点（0.286，0.516），即， 由，得（2）过点（0.849，0.849）做平衡线的切线，交y轴于点（0，0.365）由，得取较大的回流比，故根据，取r=1.21.3. 精馏段和提馏段操作线的确定 精馏段液相流量：kmol/h 精馏段汽相流量： 精馏段操作线方程： 提馏段液相流量： kmol/h 提馏段汽相流量： 提馏段操作线方程： 1.4. 理论及实际塔板数的确定a 用图解法求解理论板数在y-x图上分别画出提馏段方程和精馏段方程，利用图解法可以求出理论塔板数为7块（含塔釜）。其中第4理论板为进料板。见下图b 用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：（1）由相平衡方程式，可得根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得： 因此可以求得：平均相对挥发度的求取：(2)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：塔顶： ， 塔釜： , 塔顶和塔釜的算术平均温度： 由化工原理（第三版，化学工业出版社，王志魁）书中附表12查得：在88.33c下， ， 根据公式 得（4） 由奥康奈尔关联式：c 求解实际塔板数n= 取n=141.5. 塔的结构设计1.5.1. 精馏塔塔径的计算a. 查得有关乙醇与水的安托因方程：由化工原理（第三版，化学工业出版社，王志魁）书中附表10查得乙醇：得: 水：得：将代入 进行试差，求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：1) 塔顶：， 试差得2) 进料板位置： 精馏段实际板层数：每层塔板压降：进料板压力： 进料板：，试差得3) 提馏段实际板层数： 塔釜压力： 塔釜：， 试差得求得精馏段及提馏段的平均压力及温度：精馏段：提馏段：b. 平均摩尔质量的计算： 塔顶： 进料板： 塔釜： 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量： 表2 平均摩尔质量的计算塔顶精馏段平均摩尔质量39.324kg/kmol41.772kg/kmol33.568kg/kmol进料板36.8766kg/kmol提馏段平均摩尔质量27.494kg/kmol25.364kg/kmol22.1734kg/kmol塔釜18.112kg/kmol18.9822kg/kmolc. 平均密度的计算：1) 汽相平均密度计算：精馏段汽相平均密度： 提馏段汽相平均密度： 2) 液相平均密度计算：塔顶：， 得： 进料板：，,得塔釜：，0.01 得：精馏段液相平均密度： 提馏段液相平均密度： 表3 液相平均密度的计算塔顶塔釜0.9340.01957.85kg/m进料板精馏段液相平均密度0.216提馏段液相平均密度d. 液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算：塔顶：，由化工原理（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录二十，得： 进料板：，查手册：， 得： 塔釜：，查附录：， 得： 精馏段液体表面平均张力： 提馏段液体表面平均张力： 表4 液体平均表面张力计算塔顶塔釜进料板精馏段液体表面平均张力提馏段液体表面平均张力e. 液体平均黏度计算： 液体平均黏度按下式计算：塔顶：，查由化工原理（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录十二， 得： 进料板：，查附录：， 得： 塔釜：，查附录：， 得： 精馏段液体平均黏度：提馏段液体平均黏度：表5 液体平均黏度计算塔顶塔釜进料板精馏段液体平均黏度提馏段液体平均黏度f. 气液相体积流率计算： 精馏段汽相体积流率： 液相体积流率： 提馏段汽相体积流率： 液相体积流率：表6 气液相体积流率计算g. 塔径的确定 塔径的确定，需求，c由下式计算：由smith图查取。取板间距，板上液层高度，则（1） 精馏段塔径的确定：图的横坐标0.022查smith图，smith图得0.0826取安全系数为0.7，则空塔气速为： 则精馏塔塔径（2） 提馏段塔径的确定：图的横坐标为： 查smith图，得取安全系数为0.7，则空塔气速为则精馏塔塔径（3） 按标准塔径圆整后， 塔截面积：精馏段实际空塔气速为： 提馏段实际空塔气速为： 1.5.2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算：m 提馏段有效高度的计算： 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m因此塔的有效高度为2. 塔板主要工艺尺寸的计算2.1. 溢流装置计算 因塔径d=1m，可选用单溢流弓形降液管a.堰长lw单溢流：lw=（0.60.8）d，取lw=0.61=0.6mb.溢流堰高度hw因为hl=hw+how选用平直堰，堰上液层高度how可用francis计算， 即精馏段：ll=0.000783600=2.8 m3/h液体收缩系数计算图，查上图得，e=1.02, 则how=（2.84/1000）1.02（2.8/0.6）2/3=0.00849m取板上清夜层高度h2=0.05m, 故hw=0.05-0.00849=0.04151m 提馏段：lh=0.001483600=5.328m3/h 查得 e=1.045，则how=(2.84/1000)1.045（5.4/0.6）2/3=0.0137m取板上清夜层高度hl=0.05m, 故hw=0.05-0.0137=0.0363m2.2. 降液管2.2.1 降液管高度和截面积因为，查下图（弓形降液管参数图）得：, 所以， 弓形降液管参数图依下式验算液体在降液管中的停留时间：精馏段：5s提馏段：5s 故降液管设计合理。2.2.2 降液管底隙高度降液管底隙高度依下式计算：取，则 精馏段： ，即 提馏段： ，即故降液管底隙高度设计合理。2.3. 塔板布置2.3.1. 塔板的分块因为d=1000mm,故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。2.3.2. 边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度：ws=0.07m 边缘区宽度：wc=0.035m2.3.3. 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算：其中故2.3.4. 浮阀塔计算及其排列采用f1型重阀，重量为33g，孔径为39mma. 浮法数目 浮法数目按下式计算：气体通过阀孔的速度：取动能因数f=1.1 则精馏段：，个提馏段：， 个b. 排列由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。设相近的阀孔中心距t=75mm，画出阀孔排列图（如下图）：通道板上可排阀孔26个.弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为n=26+242=74个.c. 校核1) 精馏段： 气体通过阀孔的实际速度： 阀孔排列图 实际动能因素： 2) 提馏段： 气体通过阀孔的实际速度： 实际动能因素： 3) 开孔率： 开孔率在10%14%之间，且实际动能因数f0在912间，满足要求。3. 流体力学验算3.1. 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 单板压降：hp=hc+hl+h阀片全开前： 阀片全开后: 取板上液层充气因数0=0.5，那么 hl=0(hw+ how)=0 hl=0.50.05=0.025m气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算：但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。(1) 精馏段：hp=hc+hl+h=0.045+0.025=0.07m(2) 提馏段：hp=0.027+0.025=0.052m3.2. 漏液验算(1) 精馏段： 气体通过阀孔时的速度： 6(2) 提馏段 气体通过阀孔时的速度： 63.3. 液泛验算降液管内泡沫液层高度可按下式计算：hd=hp+hw+how+hd=hp+hl +hd（ht+hw）浮法塔的页面落差一般不大，常可忽略不计(1) 精馏段 hp =0.07m , hl =0.052m塔板上不设进口堰时： hd=0.07+0.052+0.000033=0.122033m取=0.5 ，（ht+hw）=0.5（0.35+0.04151）=0.196mhd（ht+hw）(2) 提馏段 hp=0.052m , hl=0.05m 塔板上不设进口堰时： hd=0.052+0.05+0.000053=0.102053m取=0.5 ，（ht+hw）=0.5（0.35+0.0363）=0.19315mhd（ht+ hw）3.4. 雾沫夹带验算泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值： , zl=d-2wd ， ab=at-2af(1) 精馏段：0.7(2) 提馏段：.5150.73.5. 液体在降液管内的停留时间(1) 精馏段： (2) 提馏段： 4. 操作性能负荷图4.1. 气相负荷下限线(1) 精馏段：(2) 提馏段： 4.2. 过量雾沫夹带线 取f=0.7(1) 精馏段：得： vs=-25.67l+1.133(2) 提馏段： 得： 4.3. 液相负荷下限线(1) 精馏段： 得：(2) 提馏段： 得：4.4. 液泛负荷上限线 4.5. 泛液线泛液线方程：(1) 精馏段：b=ht+（-1-0）hw=0.50.35+（0.5-1-0.5）0.04151=0.133490.063v2 s=0.13349-1062.5l2 s-1.577l2/3 s(2)提馏段： b=ht+（-1-0）hw=0.50.35+（0.5-1-0.5）0.0363=0.13870.037v2 s=0.1387-341.45l2 s-1.577l2/3 s4.6. 操作性能负荷图(1) 精馏段：精馏段性能负荷图（见附图）由图可知，该塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可读得：(vs)max=1.114m3/s , (vs)min=0.391m3/s所以，塔的操作弹性为 (2) 提馏段：提馏段性能负荷图（见附图）由图可知，该塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可读得：(vs)max=1.488m3/s , (vs)min=0.459m3/s所以，塔的操作弹性为5. 各接管尺寸的确定5.1. 进料管查得30时，a=787 kg/m3 ，b=995.7 kg/m3 ，故 进料体积流量; 取适宜的输送速度uf=2.0m/s, 故经圆整选取热轧无缝钢管(gb8163-87)，规格：385mm实际管内流速：釜残液的体积流量： 取适宜的输送速度：uf=1.5m/s, 则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：323mm实际管内流速： 5.2. 回流液管回流液体积流量：利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度ul=0.5m/s那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格：503mm实际管内流速：5.3. 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度uv=20m/s，那么 经圆整选取拉制黄铜管，规格：2605mm实际管内流速：四、 辅助设备的计算及选型1. 冷凝器热负荷 按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用30的水作为冷却剂，逆流操作，则 q=wr1r1=vmvdr1 查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度82.27下， 乙醇汽化潜热：ra=850kj/kg 水的汽化潜热：rb=2375kj/kgr1=rixi=8500.779046+（1-0.7790）237518=39906.65kj/kmol故q=107.5439906.65/3600=1372.15kj/s又由于q=katm则因为 k=750j/s(m2k)所以 2. 再沸器热负荷 采用饱和水蒸气间接加热，逆流操作，则 q=wh2r2 查得塔釜温度103.57下乙醇汽化潜热ra=800kj/kg 水的汽化潜热：rb=2250kj/kgr2=rixi=8000.002846+（1-0.0028）225018=40489.64kj/kmol故q=（l-w）mflr=(229.54-107.54)40489.64=1372.15kj/s又由于q=katm因为k=900j/s(m2k)所以 五、 设计结果一览表浮阀塔工艺设计结果项目数值塔径d/m1.0板间距ht/m0.35板上液层高度hl/m0.05空塔气速精馏塔u/(ms-1)1.167提馏塔u/(ms-1)1.179溢流堰长度lw/m0.60溢流堰高度精馏段hw/m0.04151提馏段 hw/m0.0363降液管截面积af/m20.043降液管高度wd/m0.115降液管底隙高度精馏段h0/m0.020提馏段 h0/m0.0392浮阀数n/个（等边三角形叉排）74开孔率 %11.25%实际动能因数f0精馏段10.514提馏段10.514阀孔气速精馏段u0/(ms-1)9.58提馏段u 0/(ms-1)10.48孔阀中心距t/m0.06塔板压降精馏段 hp/m0.07提馏段hp/m0.052液体在降液管内的停留时间精馏段/s19.39提馏段/s10.033降液管内的清液高度精馏段hd/m0.122033提馏段hd/m0.102053气相负荷下限精馏段0.362提馏段0.4404液相负荷下限精馏段0.000726提馏段0.00149液相负荷上限0.003操作弹性精馏段2.488提馏段2.617六工艺流程图主体设备图（见autocad图） 七板式塔的结构与附属设备1. 塔体结构1）塔顶空间 取2）塔底空间（1）塔底依存储量停留4s （2）因直接加热故不需要加热器（3）塔底液面至最下层塔板间留有1.0m间距 故塔底空间取1.1m 人孔 每隔6层设一人孔，其板间距为0.6m，人孔直径为0.6m，其伸出塔体筒长为250mm，人孔中心距操作台约1m. 共有14层塔板，共设人孔3个 塔高 取 裙座高度 =15.925m八泵的选用（1） 进料泵：选用离心泵，泵入口温度为常温，取为25，特点为流量稳定，扬程较高；（2） 产品泵：单机离心泵，入口温度为常温，流量较小，扬程较低；（3） 塔底泵：单机离心泵，流量变动范围大，流量较大，泵入口温度高，一般大与100，故塔底不须冷凝器。料液泵的计算：进料液中，乙醇的摩尔分率为0.1435，摩尔质量为22.0407kg/kmol,摩尔流量为f=109.517kmol/h,故质量流量为:2. 原料预热器设原料液温度为25，经预热器加热温度达到泡点，既约为80，则平均温度为（25+80）/2为52.5，此时水的比热为4.397kj/kg,乙醇的比热为2.847kj/kg.k均比热为4.397*85.65%+2.847*14.35%=4.17kj/kgk进料液流量为/3600=109.51*22.0407/3600=0.6705kg/s,故换热器供热为： 3塔顶回流冷凝器 因为塔的处理量较大，且塔板数很多，回流冷凝器置于塔顶将造成安装，检修等的诸多不便，且造价也相应增加，故可将冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶输送回流，在冷凝器和泵之间须设回流罐，既为强制循环式。本设计可选用次循环方式，且回流罐置于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝液借压差流入回流罐中，可减少台架，且便于维修，主要用于常压或加压蒸馏，符合设计要求。因冷却介质为水，乙醇水体系被冷却为液体，塔顶蒸汽流量v=69.4878kol/h,质量流率为, 蒸汽汽化的潜热等于换热器放出的热量，既q=mr,t=80.9时,乙醇与水的汽化潜热分别为644kj/kg,1390kj/kg,则所须换热器吸热为 4冷却产品的换热