化工原理课程设计-乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计.docx

化工原理课程设计题 目 乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计 目 录 1. 设计任务书2. 英文摘要前言 3. 前 言14. 精馏塔优化设计55. 精馏塔优化设计计算56. 设计计算结果总表227. 参考文献238. 附 录239. 致 谢10. 课程设计心得精馏塔优化设计任务书一、设计题目 乙醇水溶液连续精馏塔优化设计二、设计条件 1处理量： 40000 （吨/年） 2料液浓度： 35 （wt%） 3产品浓度： 90 （wt%） 4易挥发组分回收率： 99.5% 5每年实际生产时间：7200小时/年6. 操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）进料热状况:泡点进料三、设计任务 a) 流程的确定与说明； b) 塔板和塔径计算； c) 塔盘结构设计 i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； ii. 流体力学验算； iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它 i. 加热蒸汽消耗量； ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。乙醇水溶液连续精馏塔优化设计摘要：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。关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。（department of chemistry,university of south china,hengyang 421001）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.keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.前 言乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。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，也极具溶解性，所以，想要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的，塔内装有若干层塔板或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型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是f1型和v-4型。f1型浮阀的结果简单、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，才用轻阀。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。浮阀塔不宜处理易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。精馏塔优化设计计算在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为90%，易挥发组分回收率99.5%。年生产能力40000吨/年操作条件：直接蒸汽加热 塔顶压强：1.03atm（绝对压强）进料热状况：泡点进料一 精馏流程的确定 乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图二 塔的物料衡算1. 查阅文献，整理有关物性数据1 和乙醇的物理性质名称分子式相对分子质量密度20沸 点101.33kpa比热容(20)kg/(kg.)黏度(20)mpa.s导热系数(20)/(m.)表面张力(20)n/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.8常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇水系统txy数据如表16所示。表16 乙醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%液相气相液相气相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：1825时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：式中 25时的乙醇和水的混合液的表面张力，nm；x乙醇质量分数，。其他温度下的表面张力可利用下式求得 式中 1温度为t1时的表面张力；nm；2温度为t2时的表面张力；nm；tc混合物的临界温度，tcxitci ，k；xi组分i的摩尔分数； tci组分i的临界温度， k。2. 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 xf=0.3546.070.3546.07+0.6518.02=0.174 xd=0.946.070.946.07+0.118.02=0.779 x=0.00546.070.00546.07+0.99518.02=0.00193. 平均摩尔质量 m=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.90 kg/kmolm= 0.77946.07+ (1-0.779) 18.02=39.87kg/kmolm=0.001946.07+（1-0.0019）18.02=18.07kg/kmol4. 物料衡算 已知：f=400001000720027.84=199.55 总物料衡算 f+s=d+w=kmol/h 易挥发组分物料衡算 fxf=dxd+wxw 联立以上二式得 d= w= s= 三 塔板数的确定1. 理论塔板数的求取根据乙醇水气液平衡表1-6，作图xdxy(77.9,77.9)(0,32)xdrmin+1求最小回流比rmin和操作回流比因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g点所示. 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求 作图可知 b=0.32 b=0.32 rmin =1.43由工艺条件决定 r=1.6r故取操作回流比 r=2.29（2）理论板数塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压td=78.4-78.679.82-75.99=td-78.677.9-75.99=78.5tf=83.75-85.217.41-12.64=tf-85.217.4-12.64=83.75tw=99.2-99.50.23-0.12=tw-99.50.19-0.12=99.31lgp=a-b/(t+c)组分饱和蒸气压/kpa塔顶进料塔底水44.655.0498.85乙醇102.03 125.17 220.08求平均相对挥发度塔顶 =102.0344.6=2.29进料 =125。1755.04=2.27塔底 =220.0898.85=2.23全塔平均相对挥发度为m=2.232.29=2.26=2.272.29=2.28理论板数n由芬斯克方程式可知n=lg0.7791-0.7791-0.00190.0019lg2.26-1=8.23且 r-rminr+1=2.29-1.432.29+1=0.261 由吉利兰关联图曲线近似式 n-nminn+1=0.75-0.75r-rminr+10.5668 即n-nminn+1=0.400 解得 n=14.38 取整数n=15（包括蒸馏釜）进料板 nmin=lgxd1-xd1-xfxflgm-1=lg0.7791-0.7791-0.1740.174lg2.28-1=2.42 前已经查出即nt-nminnt+1=0.4 nt-2.42nt+1=0.4解得 n=4.7故进料板为从塔顶往下的第5层理论板 即=5总理论板层数 =15（包括蒸馏釜）进料板位置 =52、全塔效率 因为=0.49(m)-0.245根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为88.90，在该温度下进料液相平均粘计划经济为=0.1740.4+（1-0.174）0.3203=0.334=0.49(2.260.334)-0.245=0.5243、实际塔板数 精馏段塔板数：n=4et=8提馏段塔板数：n= 10et=20四、塔的工艺条件及物性数据计算精馏段1、 操作压力为 塔顶压力： =1.04+103.3=104.34若取每层塔板压强 =0.7则进料板压力： =104.34+80.7=109.94kpa精馏段平均操作压力 =104.34+109.942=107.14kpa2、温度 根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得 塔顶 =78.5进料板=83.75 =78.5+83.752=81.123、平均摩尔质量 塔顶=0.779 =0.806 = 0.77946.07+（1-0.779）18.02=39.87 kg/kmol =0.80646.07+（1-0.806）18.02=40.63 kg/kmol 进料板： = 0.517 =0.174= 0.51746.07+（1-0.517）18.02=32.53 kg/kmol=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.90 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量=39.87+32.532= 36.20kg/kmol=40.63+22.92= 31.76kg/kmol4、平均密度 液相密度 =塔顶： = 0.9736.5+0.1972.8 =754.8进料板上 由进料板液相组成 xf=0.174=0.17446.070.17446.07(1-0.174)18.02=0.35=0.35731.2+0.65969.3=870.1故精馏段平均液相密度=754.8+870.12=812.45气相密度 v精 =pm精rt=107.1436.28.314（273.15+81.12）=1.325、液体表面张力 = =0.77917.5+(1-0.779)0.628=13.77 =0.17417.1+(1-0.174)0.62=3.49 =13.77+3.492=8.636、液体粘度 = =0.7790.45+(1-0.779)0.362=0.430 =0.1740.40+(1-0.174)0.340=0.350 =0.43+0.352=0.39提留段塔底压力pw=109.94+0.720=123.94kpa提留段平均操作压力pm=109.94+123.942=116.94kpa1、 平均摩尔质量塔釜 = 0.024 =0.0019 =0.02446.07+(1-0.024)18.02=18.69 kg/kmol =0.001946.07+(1-0.0019)18.02=18.12 kg/kmol提馏段的平均摩尔质量 = 32.53+18.692=25.61kg/kmol =22.9+18.122=20.51kg/kmol2、 平均密度 塔釜，由塔釜液相组成 =0.0019 =0.024 =0.024726+0.976957.93 =950.64故提馏段平均液相密度 =950.64+870.12=910.37气相密度 vm=116.9425.618.314372.46=0.967 五 精馏段气液负荷计算v=（r+1）d=(2.32+1)15.25=50.63= ml=rd=2.3215.25=35.38= m六 提馏段气液负荷计算v=v=50.63=0.382 ml=l+f=35.38+74.83=110.2=0.0006 m七 塔和塔板主要工艺尺寸计算1塔径首先考虑精馏段：参考有关资料，初选板音距=0.45m取板上液层高度=0.07m故 -=0.45-0.07=0.38m=0.0239查图可得 =0.075校核至物系表面张力为9.0mn/m时的c，即 c=0.075=0.064 =c=0.064=1.64 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.71.64=1.148 m/s故 d=0.645 m按标准，塔径圆整为0.7m，则空塔气速为0.975 m/s2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 =(13-1)0.45=5.4m提馏段有效高度为 =(20-1)0.45=8.55m在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m故精馏塔有效高度为:5.4+8.55+0.6=14.55m3 溢流装置采用单溢流、弓形降液管 堰长 取堰长 =0.75d =0.750.7=0.525m 出口堰高 =选用平直堰，堰上液层高度由下式计算 = 近似取e=1.03,则 =0.017 故 =0.07-0.017=0.053m 降液管的宽度与降液管的面积 由查化工设计手册 得 =0.17,=0.08 故 =0.17d=0.12 =0.08=0.031 停留时间 =39.9s (5s符合要求) 降液管底隙高度 =-0.006=0.053-0.006=0.047m3、 塔板布置及浮阀数目击者及排列 取阀孔动能因子 =9 孔速 =8.07m浮阀数 n=39(个)取无效区宽度 =0.06m安定区宽度 =0.07m开孔区面积 r=0.29mx=0.16m故 =0.175m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m估算排间距h h=0.06m八 塔板流体力学校核1、气相通过浮塔板的压力降，由下式 干板阻力 =0.027 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有 =0.50.07=0.035 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.027+0.035=0.062m常板压降 =0.062860.59.81=523.4(0.7k,符合设计要求)。2、 淹塔为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中 由前计算知 =0.061m,按下式计算 =0.153=0.153=0.00002m板上液层高度 =0.07m,得： =0.062+0.07+0.00002=0.132m取=0.5,板间距今为0.45m,=0.053m,有 =0.5(0.45+0.053)=0.252m由此可见：，符合要求。3、 雾沫夹带 由下式可知 0.1kg液/kg气 =0.069浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。 泛点率=100%=d-2=0.7-20.12=0.46=-2=0.3875-20.031=0.325式中板上液体流经长度，m; 板上液流面积，； 泛点负荷系数，取0.126; k特性系数，取1.0. 泛点率= =36.2% (80%,符合要求)九 塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线按泛点率=80%计 100%=80% 将上式整理得 0.039+0.626=0.0328与分别取值获得一条直线，数据如下表。0.000350.000850.8350.8272、泛液线 通过式以及式得 = 由此确定液泛线方程。 =简化上式得关系如下 计算数据如下表。 0.000350.000550.000650.000850.82150.81390.81050.8040 3、液相负荷上限线 求出上限液体流量值（常数） 以降液管内停留时间=5s 则 4、漏夜线 对于型重阀，由，计算得 则 5、液相负荷下限线 去堰上液层高度=0.006m 根据计算式求的下限值 取e=1.03 经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如图由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点 p（0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区内。 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液气比，即气相上限=0.630 ，气相下限=0.209 ，求出操作弹性k，即 k=3.01十 精馏塔的主要附属设备 1 冷凝器 （1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。 （2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 热流体为78.36的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20的水 q=qm1r1 q=qm2r2 q单位时间内的传热量，j/s或w； qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s; r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，j/kgr1=600 kj/ r2=775 kj/ qm1=0.153kg/sq=qm1r1=0.153600000=91800j/sq=qm2r2=775000 qm2=91800 qm2=0.12 kg/s传热面积： a= =21.2 k取700wm-2/ a=2 再沸器 （1）再沸器的选择：釜式再沸器 对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。 （2）加热蒸汽消耗量 q=qm1r1 q=qm2r2 q单位时间内的传热量，j/s或w； qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s; r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，j/kg r1=2257 kj/ r2=1333 kj/ qm2=0.43kg/s q=qm2r1=0.431333=573.2 kj/s=2257 qm1 蒸汽消耗量qm1为0.254 kg/s表 浮阀塔板工艺设计计算结果序号项目数值1平均温度tm，86.932平均压力pm，kpa108.89