化工原理乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计

1、化工原理乙醇水溶液连续精馏塔优化设计 目 录乙醇水溶液连续精馏塔优化设计4前 言5精馏塔优化设计计算6一 精馏流程的确定6二 塔的物料衡算6三 塔板数的确定9四塔的工艺条件及物性数据计算11五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算14六塔板主要工艺尺寸的计算15七塔版流体力学验算18浮阀塔板工艺设计计算结果23心得体会24参考文献25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17500 吨年 2料液浓度 35 wt 3产品浓度 93 wt 4易挥发组分回收率 99 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绝对压强进料热状况泡点进料a 流程的确定

2、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 乙醇水溶液连续精馏塔优化设计南华大学化学化工学院湖南衡阳 421001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体设备设计关键词精馏塔 浮阀塔 精馏塔的附属设备 Department of ChemistryUniversity of South ChinaHengyang 421001distillation p

3、rocess and equipment design themeKeywords rectification column valve tower accessory equipment of the rectification column前 言精馏是分离液体混合物含可液化的气体混合物最常用的一种单元操作在化工炼油石油化工等工业中得到广泛应用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

4、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

5、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93易挥发组分回收率99年生产能力17500吨年操作条件间接蒸汽加热 塔顶压强1013kpa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

6、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二 塔的物料衡算查阅文献整理有关物性数据水和乙醇的物理性质名称分子式相对分子质量密度20沸 点10133kPa比热容 20 Kg kg 黏度 20 mPas导热系数 20 m 表面张力 20 Nm水1802998100418310050599728乙醇46077897832391150172228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11所示表11 乙醇水系统txy数据沸点t乙醇摩尔数沸点t乙醇摩尔数气相液相气相液相99900040053822735

7、64499800405181333245878997005077806420962229950121578014892647099202329079855268662899003137257956102702998750394517926564727197650798767895689274699581611634787572367693913416299278675997926879741391678479828183852126447497827838784918375174151677828597864082325755574781589418941乙醇相对分子质量46水相对分子质量18

8、25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Nmx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Nm2温度为T2时的表面张力NmTC混合物的临界温度TCxiTci Kxi组分i的摩尔分数 TCi组分i的临界温度 K2料液及塔顶塔底产品的摩尔分数 X 0174 X 0839 X 000223平均摩尔质量 M 017446071-01741802 229 kgkmolM 08394607 1-0839 1802 4155kgkmolM 0002246071-000221802 1808kgkmol4物料衡算 已知F

9、10614 总物料衡算 F DW 10614 易挥发组分物料衡算 0839D00022W 106140174 联立以上二式得 D 2179kgkmol W 8435kgkmol 三 塔板数的确定乙醇水属理想物系可采用图解法求理论板层数 1 由手册查得乙醇水物系的气液平衡数据绘出xy图见下图 2 求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比在图1中对角线上自点a 08390839 作切线ab交y 轴于点00000301故 求得 17取操作回流比为 R 2 2×179 358 3 求精馏塔的气液相负荷L RD 358×2179 780kmolhV R1 D 1358 

10、5;2179 9980 kmolh 78010614 18414 kmolh9980 kmolh 4 求操作线方程精馏段操作线方程为y 提馏段操作线方程为 5 图解法求理论塔板层数采用图解法求理论塔板层数如图1所示求解结果为总理论塔板层数 15 包括再沸器 进料板位置 13作图如1-1图1-12全塔效率查表得 0516 mPa·s 0366 mPa·s 0361 mPas 0284 mPas 223 2 049028 2 0385 049 05093实际塔板数 精馏段塔板数提馏段塔板数 四塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例1操作压力 塔顶压力 1013kpa若取每层塔板

11、压强 07kpa则进料板压力 10131207 1097kpa精馏段平均操作压力 kpa2温度 根据操作压力通过泡点方程及安托因方程可得 塔顶 7836进料板 8253 3平均摩尔质量 塔顶 0839 0851 083946071-08391802 4155 kgkmol 085146071-08511802 4188 kgkmol 进料板 0445 0102 044546071-04451802 3050 kgkmol 010246071-01021802 2088 kgkmol精馏段的平均摩尔质量 kgkmol kgkmol4平均密度 1 气相密度 由理想气体状态方程计算即 kgkmol

12、2 液相平均密度依下式计算即1塔顶液相平均密度的计算由7836查手册得74464 kg 9706 kg kg进料板液相平均温度的计算由8253 查手册得740132 kg 970823 kg进料板液相的质量分率 kg精馏段液相平均密度为 7575887719 2 81739 kg5液体表面张力 塔顶液相平均表面张力的计算由7836 查手册得18477 mNm 6294 mNm0839×184770161×6294 2563mNm进料板液相平均表面张力的计算由8253查手册得18120mNm 62301 mNm0174×18120 1-0174 ×6230

13、1 5461mNm精馏段液相平均表面张力为 25635461 2 4012 mNm6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算即 塔顶液相平均捻度的计算由 7836查手册得 0485 mPa·s 0366 mPa·s 08390161解出 0463mPa·s进料板液相平均黏度的计算由 8253 查手册得 0479 mPa·s 0348 mPa·s 解出 0372 mPa·s精馏段液相平均表面张力为 04630372 2 0418 mPa·s五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1塔径的计算精馏段的气液 相体积流率为 278744 0774

14、 83× 由 式中C由式计算其中的由史密斯关联图查取图的横坐标为 取板间距 030m 板上液层高度 005m 则 030-005 025m查图得 0053 0053 0061 0061 153 ms取安全系数为065则空塔气速为 065 065×153 0997ms D 0995m按标准塔径圆整后为 D 10m塔截面积为 0785 实际空塔气速为 0986ms2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 24-1 ×030 69m提馏段有效高度为 6-1 ×030 15m 在进料板上方开一人孔其高度为08 m固精馏塔的有效高度为 691508 92 m六塔板主

15、要工艺尺寸的计算1溢流堰装置计算因塔径 m可选用单溢流弓型降液管采用凹型收液盘各计算如下 1 堰长取 062 062×10 062 m 2 溢流堰高度由 选用平直堰堰上液层高度由下式计算即近似取 1则 0008 m取板上清液层高度 mm故 006-0008 0052 m 3 弓形降液管宽度和截面积 由 062查图得 0061 0120故 0061 0061×0785 00479 012 012×10 0120 m依下式验算液体在降液管中停留时间即 1730s 5 s固降液管设计合理 4 降液管底隙高度取 则 mm0006 m故降液管低

16、隙高度设计合理选用凹型受液盘深度 mm2塔板布置 1 塔板的分块因 mm 故塔板采用分块式查表得塔板分为3块 2 边缘区宽度确定取0070 m m 3 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算即其中 - 01200070 0310 m -0035 0465 m故 2 0310 0530 4塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子 10用下式求孔速即 88求每层塔板上的浮阀数即N 72浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一横排的孔心距t 90mm 0090m则可按下式估算排间距t即 0081m 81mm考虑到塔的直径比较大必须采用分块试式塔板而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积因此排间距不宜采

17、用81mm应小于此值故取 75mm 0075m按t 90mm 75mm以等腰三角形叉排方式做图排得阀数72个按N 72重新核算孔速以及阀孔动能因数 90 1022阀孔动能因数变化仍在912范围塔板开孔率 1108七塔版流体力学验算1 气相通过浮阀塔板的压强降 干板阻力 1374ms因 故按下式计算干板阻力即h 0035m液拄板上充气液层阻力本设备分离乙醇和水的混合液即液相为水可取充气系数依下式知 h 05006 003m液柱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板的压强降所相当的液柱高度为 00350030 0065m液拄则 单板压降 006581739981 52

18、1212 淹塔 为了防止淹塔现象的发生要求控制降液管中清液层高度可用下式计算即与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度h前已算出 0065m液柱液体通过降液管的压头损失因设进口堰故按下式计算即 00070液柱板上液层高度前已选定板上液层高度为 0060m则 006500600070 0132m取 05又已选定 030m 0036m则 05030036 0168m可见符合防止淹塔的要求雾沫夹带 按下两式计算泛点率即泛点率 及泛点率 板上液体流径长度 10-2012 076m板上液流面积 0785-20061 0663m乙醇和水为正常系统可查表取物性系数K 10又查得泛点负荷系数C 0083将以上数

19、值带入得泛点率 575按计算泛点率得泛点率 6057以上两式计算出的泛点率都在80以下故可知雾沫夹带能量够满足 01kg 液 kg气的要求3塔板负荷性能图 1 雾沫夹带线依式做出既泛点率 按泛点率为80计算如下整理得0039710336 0044或由式1知雾沫夹带线为直线则在操作范围内任取两个值依式1算出相应的值列于表1-2中可据此做出雾沫夹带线1表1-20000 00021108 1056 2液泛线 根据 由上式确定液泛线忽略式中得因物系一定塔板结构尺寸一定则及等均为定值而与又有如下关系即式中阀孔数N与孔径也为定值因此可将上式简化成 与的如下关系即 00661 0095-1196-1366或

20、 1437-18094-20666在操作范围内任取若干个值依式2算出相应的值列于表1-3中表1-30000 00005 0001 00021437 1307 1230 1109 根据表中数据做出液泛线23液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s依式可知液体在降液管中的停留时间为以作为液体在降液管中停留时间的下限则求出上限液体流量值常数在图上液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线34漏液线 对于F1型重阀依 5计算则又知则得 以F 5作为规定气体最小负荷的标准则-4据此作出与液体流量无关的水平漏液线45液相负荷下限线 取堰上液层高度0008m作为液相负荷下限条件依的计算

21、式计算出的下限值依此作出液相负荷的下限线该线为与气相流量无关的竖直线5取E 1则-5根据本题附表12及式345可分别做出塔板负荷性能图上的12345共5条线见图1-2由塔板负荷性能图可以看出任务规定的气液负荷下的操作点A设计点处于适宜操作区内的适中位置塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制操作下限由漏页控制按照固定的液气比由图2查出塔板的上限为雾沫夹带控制下限为漏液控制所以 112 0388 操作弹性 289图1-2浮阀塔板工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径 D10板间距 03m塔板形式浮阀塔空塔气速 u0997 ms 堰长 062m堰高 0052m板上液层高度 0008m降液管底隙高度 0016m浮阀数 N个72阀孔气速 990 ms 阀孔动能因数 1022临界阀孔气速 1501 ms 孔心距 t0090m排间距 0081m单板压降 52121pa液体在降液管内停留时间 173s降液管内清液层高度 006m泛点率 575气相负荷上限 112 ms 气相负荷下限 0388 ms 操作弹性289心得体会此次课程设计让我受益匪浅使我对精馏塔有了更深一步的了解精馏塔有许多分类标准其中根据塔内气液接触构件的结构形式 可以将精馏塔分为塔式和填料式两大类板式塔内设置一定数量的塔板气体以鼓泡状蜂窝状形式穿过板上的液层进行传质和传热在正常操作条件下气相为