化工原理课程设计(乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计)

1、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： 15000 （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：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15000吨/年 操作条件：间接蒸汽加热塔顶压强：1.03atm （绝对

2、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，整理有关物性数据水和乙醇的物理性质 常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇水系统t x y 数据如表16所示。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：=67. 83364-2. 9726x +0. 09604x 2-0. 00163x 3+1. 34810-5x 4-4

3、. 31410-8x 5式中 25时的乙醇和水的混合液的表面张力，N m ； x 乙醇质量分数，。其他温度下的表面张力可利用下式求得1T C -T 2 2T C -T 1式中 1温度为T 1时的表面张力；N m ；2温度为T 2时的表面张力；N m ； T C 混合物的临界温度，T C x i T ci ，K ； x i 组分i 的摩尔分数； T Ci 组分i 的临界温度， K 。 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数1. 2X F =0.35/46.07=0.1740.35/46.07+0.65/18.020.93/46.07=0.8380.93/46.07+0.07/18.020.01/46.0

4、7X W =0.00390.01/46.07+0.99/18.02X D =2. 平均摩尔质量M F =0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmolM D = 0.83846.07+ (1-0.83818.02=41.52kg/kmol M W =0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol3. 物料衡算15000103已知：F=74.83kmol /h720027.84总物料衡算 F=D+W=74.83易挥发组分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174 联立以上二式得：D=15.25kg/kmol W=5

5、9.57kg/kmol三 塔板数的确定 1. 理论塔板数N T 的求取根据乙醇水气液平衡表1-6，作图 求最小回流比R min 和操作回流比R 。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(x D , x D 向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求R min 作图可知 b=0.342 b=由工艺条件决定 R=1.6Rmin 故取操作回流比 R=2.32求理论板数N T塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压求平均相对挥发

6、度 塔顶x D=0.342 R min =1.45 R +1p i P A 101.3D = =2.29P B 44.2进料F =188.5=2.189 86.1塔底W =220.0=2.17101.33全塔平均相对挥发度为 W ' m 理论板数N T 由芬斯克方程式可知X D 1-X W l g 1-X D X W N min =l g m且0.8381-0.0039l çg 1-0.8380.0039-1-1=7.96 =l g 2.23R -R min 2.32-1.45=0.262R +12.32+1N T -N min N -7.97=0.41 即T =0.41N

7、T +2N T +2由吉利兰图查的解得 N T =14.2 （不包括再沸器）进料板N minx D 1-x Flg ç1-x D x F ='lg m0.8381-0.174lg ç1-0.8380.174-1=2.97-1=lg 2.24前已经查出N T -N min N -2.97=0.41 即 T =0.41N T +2N T +2解得 N=6.42故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即N F =7 总理论板层数 N T =14.2 （不包括再沸器） 进料板位置 N F =7 2、全塔效率E T因为E T =0.17-0.616lgm 根据m =0.1740.

8、41+（1-0.174）0.3206=0.336E T =0.17-0.616lg0.336=0.4623、实际塔板数精馏段塔板数：N 精=6=13 E T9. 2=20 E T提馏段塔板数：N 提=四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例： 1、 操作压力为塔顶压力：PmP D =1.04+103.3=104.34若取每层塔板压强 则进料板压力：P =0.7P F =104.34+130.7=113.4kpa精馏段平均操作压力 2、温度Pm =113.44+104.34=108.89kpa2t m根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得 塔顶 进料板t D =78.36 C t F =9

9、5.5 Ct m 精=78.36+95.5=86.93 C23、平均摩尔质量M 塔顶x D =y 1=0.838 y D =0.825M VD = 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmolM LD=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol 进料板：y F = 0.445 x F =0.102M VF M LF= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol =0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量41.5+30.5=36.01

10、 kg/kmol 241.15+20.88M L , 精=31.00 kg/kmol 2M V , 精=4、平均密度 mL , mw A +w B 液相密度 1L , m L , A= =L , B 塔顶： 1L , m 0.930.0753 L , m =796.7Kg /m +789972.5x A =0.102 进料板上 由进料板液相组成w A =10.10246.07=0.225 0.10246.07+(1-0.102 18.02=LF , m 796.7+924.2=860.5 2LF , m =924.2Kg /m 3故精馏段平均液相密度L , m 精=气相密度 796.7+924

11、.2=860.5Kg /m 3 2V , m108.8936.01=1.31Kg /m 3 8.314(273+86.93V , m 精=PM 提RT 5、液体表面张力 mnm =x i ii =1m . D =0.83817.8+(1-0.8380.63=15.0mN /m m , F =0.10216.0+(1-0.1020.62=2.20mN /mm , 精=15.01+2.20=8.59mN /m 26、液体粘度L , mL , m =x i ii =1nL , D =0.8380.55+(1-0.8380.37=0.521mP a . s L , F =0.1020.34+(1-0.

12、1020.29=0.295mP a . s L , M 精=0.521+0.295=0.408mP a . s 2以提馏段为例1、 平均摩尔质量M塔釜 y w = 0.050 x w =0.0039M Vw =0.05046.07+(1-0.05018.02=19.42 kg/kmol M Lw =0.003946.07+(1-0.003918.02=18.12 kg/kmol提馏段的平均摩尔质量30.50+19.42=24.96 kg/kmol 220.88+18.12M L , 提=19.5 kg/kmol 2M V , 提=2、 平均密度L , m1L , m =w A L , A +w

13、 B L , B塔釜，由塔釜液相组成x A =0.0039 w A =0.011= Lw , m 35.3831.01=0.00035 3600860.5/m 3 Lw , m =961.5Kg故提馏段平均液相密度L , m 提=961.5+924.2=942.85Kg /m 3 2气相密度V , mL , m 提=PM 提RT = 113.4424.96=0.92Kg /m 3 8.314(273+98.01五 精馏段气液负荷计算V=（R+1）D=(2.32+115.25=50.63kmol /hV S =V M V , 精3600V , m 精LM L 精3600L , m 精=50.63

14、36.01=0.375 m 3/s 36001.31L=RD=2.3215.25=35.38kmol /h L s =35.3831.01=0.00035 m 3/s 3600860.5六 提馏段气液负荷计算V =V=50.63kmol /hV s ' =V ' M V 提3600V , m 提L ' M L 提3600L , m 提=0.382 m3/s L =L+F=35.38+74.83=110.2kmol /h L s ' =0.0006 m3/s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H T =0.45m取板上液层高度

15、h L =0.07m故 H T -h L =0.45-0.07=0.38mL s 0.00035 0.375V s 查图可得 C 20=0.075校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C ，即 C=C 20 200.28.59=0.075 200.2=0.064u max m/s 可取安全系数0.70，则u=0.70u max =0.71.64=1.148 m/s故 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Z 精=（N 精-1）H T =(13-10.45=5.4m提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =(20-10.45=

16、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 l w取堰长 l w =0.75Dl w =0.750.7=0.525m 出口堰高h w =h L -h ow选用平直堰，堰上液层高度h ow 由下式计算2.84L h E h ow =1000L w 近似取E=1.03,则h ow =0.017 2/3故 h w =0.07-0.017=0.053m 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f由l w =0.750查化工设计手册 DW dD =0.17, 得 A fA T =0.08故 W d =0.

17、17D=0.12 A f =0.084(D 2=0.031m 2 停留时间 =A f H TL s =39.9s (>5s符合要求 降液管底隙高度 h h =h w -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 F =9孔速 u V sd u 2浮阀数 n=4=0.3754=39(个 0.0398.072取无效区宽度 W c =0.06m安定区宽度 W s =0.07m开孔区面积 2-1x A a =2R sin 180R D -W c =0.29m 2D x=-(W d +Ws =0.16m 2 R=故 0.16A a =20.29

18、2sin -1=0.175m 1800.29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=八 塔板流体力学校核 A a 0.175=0.06m n a 390.0751、气相通过浮塔板的压力降，由下式 h p=h c +h f +h 干板阻力V u 21.318.072h c =5.34=5.34=0.027m 液柱2L g 2860.59.81 液层阻力x 取充气系数数 =0.5,有 h f =h L =0.50.07=0.035m 液柱 液体表面张力所造成阻力x 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：h p =0.

19、027+0.035=0.062m常板压降 P p 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=h p L g =0.062860.59.81=523.4P a (<0.7KP a , 符合设计要求 。H d (H T +h w ，其中H d =h p +h L +h d由前计算知 h p =0.061m,按下式计算L s h d =0.153 l w h 板上液层高度20.000375=0.153 0.5250.0472=0.00002mh L=0.07m,得：h d=0.062+0.07+0.00002=0.132m取=0.5,板间距今为0.45m, h w =0.

20、053m,有 (H T +h w =0.5(0.45+0.053=0.252m由此可见：H d <(H T +h w ，符合要求。雾沫夹带 由下式可知 e V <0.1kg液/kg气5.710u ae V = H -h f T-63.25.710-60.375/(0.359-0.025 = 85910-30.45-2.50.073.2=0.069浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。 泛点率 F b100%l L =D-2W d =0.7-20.12=0.46A b =A T -2A f式中l L 板上液体流经长度，m;=0.3875-20.031=0.325A b 板上液流面

21、积，m 2；C F 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 F b 100%=80%=0.80 将上式整理得 0.039V s +0.626L s =0.0328V S 与L S 分别取值获得一条直线，数据如下表。 2、泛液线通过式H d=h p +h l +h d 以及式h p =h c +h f +h 得+h L +h d =h c +h f +h +h L +H d（H T +hw ）=hp由此确定液泛线方程。2v u 0L 3600L s 2/32.84+0.153(S 2

22、+(1+0 h w +E( （H T +hw ）=5.34L 2g L w h 01000l w简化上式得V s 与L s 关系如下 V S22/3=0.71-805.52L 2S -7.08L S 计算数据如下表。 3 、液相负荷上限线 求出上限液体流量L s 值（常数）以降液管内停留时间=5 则 L s ,max 4、漏夜线 对于=A f H T=0.03950.45=0.00356m 3 /s5F 1型重阀， 由F 0=u =5，计算得u 0=,V s =4d 02n u 0=4d 02n则 V s ,min=0.7850.039240=0.209m 3/s 5、液相负荷下限线. 去堰上

23、液层高度h ow =0.006m2.84L s ,min 2/3E =0.006 根据h ow 计算式求L s 的下限值1000l wL s ,min. 取E=1.03=0.00028m 3/sV S , m 3/sS 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V s ,max =0.630 mK ，即3/s ，气相下限V s ,min =0.209 m 3/s ，求出操作弹性 K=V s ,max V s ,min=0.630=3.010.209十 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=qm1r 1 Q=qm2r 2Q 单位时间内的传热量，J/s或W ； q m1,