醋酸-水溶液连续精馏

1、课 程 设 计 任 务 书 课程名称: 化工原理课程设计设计题目： 醋酸-水溶液连续精馏院 系： 化学工程与食品科学学院学生姓名：学 号： 专业班级： 指导教师： 2012年6月20日目录一摘要二设计条件三设计方案的确定四精馏塔的物料衡算五塔板数的确定六精馏塔的工艺条件及物性数据的计算七精馏塔的塔体工艺尺寸计算八塔板主要工艺尺寸计算九塔板的流体力学验算十塔板负荷性能曲线十一对设计过程的评述和相关问题的讨论一、摘要醋酸学名乙酸，分子式C2H4O2，醋酸是一种重要的基本有机化工原料，主要用于制取醋酸乙烯单体（VCM）、醋酸纤维、醋酐、对苯二甲酸、氯乙酸、聚乙烯醇、醋酸酯及金属醋酸盐等。此外，在染料

2、、医药、农药及粘合剂、有机溶剂等方面有着广泛的用途，是近几年来发展较快的重要的有机化工产品之一。因此醋酸的提纯对我们的生产生活有着比较重大的意义。二、设计条件1、处理量：2.5万吨/年2、料液浓度：0.70（摩尔分数）3、产品浓度：0.99（摩尔分数）4、釜液中醋酸含量：0.05（摩尔分数）5、每年实际生产时间：7200小时/年6、操作条件：塔顶压强4kPa,塔底加热蒸汽压力0.5MPa,单板压降不大于0.7kPa，连续精馏，泡点进料,回流比为最小回流比的2倍。7、塔板类型：筛板或浮阀塔板（F1型）三、设计方案的确定本设计任务为分离水醋酸混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏分离。设计中

3、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内。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内，其余部分经产品冷却后送至储罐。操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。四、精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔产率水的摩尔质量：A =18kg/kmol醋酸的摩尔质量：a=60kg/kmolXF=0.70 若转化为质量分数则为XF=0.886XD=0.99 若转化为质量分数则为XD=0.997XW=0.05 若转化为质量分数则为XW=0.1492、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.3×18+0.7×

4、;60=47.4kg/kmolMD=0.01×18+0.99×60=59.58kg/kmolMW=0.95×18+0.05×60=20.1kg/kmol3、物料衡算由于一年需处理2.5万吨,那么进料量应为：2.5x107÷7200=3272kg/h,而原料液的平均摩尔质量为47.4kg/kmol，那么F=3272÷47.4=73.25kmol/h总物料衡算：73.25=D+W醋酸物料衡算：73.25×0.7=0.99×D+0.05×W联立解得：D=50.65kmol/h W=22.60kmol/h五、塔板

5、数的确定1、理论塔板层数NT的求解醋酸-水属于理想物系，可以采用图解法求理论板层数 由手册查得醋酸-水物系的气液平衡数据，绘出x-y图 求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。自点（0.70,0.70）作垂线即为进料线（q线）该线与平衡线的交点坐标为：yq=0.77 Xq=0.64又由书中公式可知=0.63故最小回流比为：Rmin=1.7R=2Rmin=2×1.7=3.4求精馏塔的气、液相负荷L=RD=3.4×50.65=172.21 kmol/hV=(R+1)D=(3.4+1)×50.65=222.86 kmol/hL= L+F=172.21+73.25

6、=245.46 kmol/hV= V=222.86 kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为：yn+1= xn + xD=0.773 xn+0.227 xD提馏段操作线方程为：y m+1= xm xW=1.1014 xm 0.00507 逐板法求理论板数：对于精馏段由于y1=xD=0.99由相关手册查得相对挥发度为2.05而板上的气液平衡关系为y=那么x1=0.98由精馏段操作线方程可以知道：y2=x1+所以y2=0.98同样的方法求得：x2=0.96y3=0.967 x3=0.935y4=0.947 x4=0.897y5=0.918 x5=0.845y6=0.878 x6=0.778y7=

7、0.826 x7=0.698由于x7=0.698xF=0.70,因此精馏段所需理论板层数为6层，第7层为加料板对于提馏段：其操作线方程为y m+1= 1.1014 xm0.00507由于x1=x7=0.698则y2=1.1014×0.6980.00507=0.7637由气液平衡关系式可知 x2=0.612 则y3=0.669 同理可知：x3=0.496y4=0.541 x4=0.365y5=0.397 x5=0.243y6=0.263 x6=0.148y7=0.158 x7=0.0839y8=0.0873 x8=0.0445由于x8=0.0445xW=0.05故提馏段所需理论板层数为

8、7层综上所述理论板层数为NT=14 (不包含再沸器)进料板位置为自塔顶往下的第7层即为NF=7六、精馏塔的工艺条件及物性数据的计算1.操作压力的计算塔顶操作压力Pa=101.325+4=105.325kPa每层塔板压降P=0.7 kPa进料板压力PF=105.325+0.7×7=110.225 kPa塔底操作压力为101.325+500=601.325 kPa提馏段最后一块板的压力为P=110.225+0.7×7=115.125 kPa精馏段平均压力Pn=(105.325+110.225)÷2=107.775 kPa提馏段平均压力为PM=(110.225+115.

9、125)÷2=112.675 kPa全塔平均压力为P平=（107.775+112.675）÷2=110.225 kPa2.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由于xD=y1=0.99，x1=0.98液相平均摩尔质量MXD=0.02×18+0.98×60=59.16 kg/kmol气相平均摩尔质量MYD=0.01×18+0.99×60=59.58kg/kmol进料板平均摩尔质量计算：由于x7=0.698, y7=0.826则MX7=0.302×18+0.698×60=47.316 kg/kmolMY7=0.174&

10、#215;18+0.826×60=52.692 kg/kmol塔底平均摩尔质量计算：由于y8=0.0873 x8=0.0445则MX8=0.9555×18+0.0445×60=19.869 kg/kmolMY8=0.9127×18+0.0873×60=21.667 kg/kmol那么精馏段平均摩尔质量MXn=(59.16+47.316)÷2=53.238 kg/kmolMYn=(59.58+52.692)÷2=56.136 kg/kmol那么提馏段平均摩尔质量MXn=(47.316+19.869)÷2=33.593

11、 kg/kmolMYn=(52.692 +21.667)÷2=39.18 kg/kmol3.各部分温度计算由相关相图查询可知道塔顶温度TD=117.3进料温度TF=110.5塔底温度TW=100.3那么精馏段平均温度Tn=(117.3+110.5)÷2=113.9提馏段平均温度Tm=(110.3+100.3)÷2=105.3精馏塔平均温度为T平=（113.9+105.3）÷2=109.64.各部分液相密度计算塔顶：由于塔顶温度TD=117.3， 1/=i/i所以D=1÷（ 0.99÷941+0.01÷945）=941kg/m

12、3F=1÷（0.70÷951+0.30÷952）=951.3 kg/m3W=1÷（0.05÷962+0.95÷958）=958.2 kg/m3平=（D+F+W）÷3 =950.2 kg/m3七、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算对于气相，由PV=nRT可以得到v=，其中P平=110.225 kPa，MY平=（56.136+39.18）÷2=47.658 kg/kmolR=8.314 T=109.6+273.15=382.75K代入得v=1.651 kg/m3而液相的平均密度L=950.2 kg/m3由于umax

13、=，校正查出的负荷系数C=C20()0.2C是操作物系的负荷系数 为操作物系的液体表面张力，mN/m根据史密斯关联图可查得C继而可求出umax，求得umax=1.92m/s求出umax，乘以安全系数，便得适宜的空塔气速u，即u=0.6umax=0.6×1.92=1.152 m/s依据流量公式可计算塔径，即D=D塔径，m VS塔内气体流量，m3/s u 空塔气速,m/s 由于精馏段和提馏段的VS可能不一样，因此要分开计算由VS=，可得精馏段的VS=222.86×56.136÷3600÷1.651=2.10 m3/s提馏段的VS=222.86×39

14、.18÷3600÷1.651=1.47 m3/s所以D=1.524m D=1.275m按标准塔径圆整得D=1.6m D=1.3m综上所述取塔径为1.6m2.精馏塔有效高度的计算根据Z=（1）HTZ塔的有效段高度，mNT塔内所需的理论板层数ET总板效率HT塔板间距，m根据奥康奈尔方法可知ET=0.49（）0.245塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度，对多组分系统，应取关键组分间的相对挥发度。塔顶与塔底平均温度下的液相黏度，mPa·s对于多组分系统的 可以这么计算=液相中任意组分i的黏度，mPa·s液相中任意组分i的摩尔分数八、塔板主要工艺尺寸计算1.溢流装置

15、计算可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘由于D=1.6m，查表可知标准参数为塔截面积AT=2.011m2 塔板间距取HT=0.5m弓形降液管堰长 lw=1.171m 弓形降液管宽度Wd=0.255m降液管面积Af=0.207 m2 lw/D=0.732溢流堰高度hW=hLhOW2.塔板布置由于D=1.6m1.2m，应该采用分块式塔板取阀孔动能因子F0=10，由u0=则孔速u0=10÷=7.78m/s而每层塔板上的浮阀数N= 而孔阀直径d0=0.039m可得N=226九、塔板的流体力学验算1.塔板压降气体通过浮阀塔板的压强降hp=hc+hl+h 干板阻力hc的计算由u= 所以u=7.

16、98m/s由于u0u，那么可以这样计算干板阻力hc=19.9 得hc=0.03m 板上充气液层阻力取充气系数0=0.5，由hl=0hL得到hl=0.5 hL 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液注高度为hp=hc+hl=0.03+0.5 hL则单板压降Pp= hpLg=279.36+4656 hL2.雾沫夹带由于泛点率=×100其中K表示物性参数查表得K=1.0 塔截面积AT=2.011m2泛点负荷系数CF查图得CF=0.125 VS=2.10 m3/sv=1.651 kg/m3 L=950.2 kg/m3得到泛点率=44.7低

17、于80，故可知雾沫夹带量能够满足要求十、塔板负荷性能图1.雾沫夹带线根据泛点率=×100其中板上液体流径长度ZL=D2Wd=1.62×0.255=1.09m板上液流面积Ab= AT2 Af=2.0112×0.207=1.597m令泛点率=×100=80代入相关数据整理得到VS=3.8335.5LS在操作范围内任取若干个LS值，根据VS=3.8335.5LS计算相应的VS值，并据此可作出相关图2.液泛线（HT+HW）=hp+hl+hd=hc+hl+ho+hL+hd由此公式可确定液泛线3.液相负荷上限线液体在降液管内停留的时间为=35s 我们要保证液体的最大

18、流量在降液管中的停留时间不低于35s以=5s为液体在降液管中停留时间的下限，则（LS）max=0.0207m3/s4.漏液线 对于F1型重阀，依u0=，以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，又由N=可得(VS)min=N，代入相关数据的(VS)min=1.05 m/s据此可作出与液体流量无关的水平漏液线5.液相负荷下限线由hOW=E(),我们取hOW=0.006m那么有E=0.006取E=1，则(LS)min=0.000999 m3/s浮阀塔板工艺设计计算结果序号项目数值1平均温度 ,109.62回流比3.43相对挥发度2.054平均压力 Pm,kPa110.2255气相流量 Vs,（m³/s）2.10 6液相流量 Ls, （m³/s）0.0017理论塔板数（不含再沸器）148液相平均密度kg/m3950.29气相平均密度kg/m31.65110塔径 ,m1.611板间距 ,m0.512溢流形式单溢流13降液管形式弓形14弓形降液管宽度Wd，m0.25515降液管面积Af ，m20.20716堰长 ,m1.17117塔截面积AT， m22.01118堰上液层高度 ,m0.00619孔阀直径，m0.03920每层塔板上的浮阀数N2262