化工原理課程設計(乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設計)

1、化工原理課程設計題 目 乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設計 目 錄1. 設計任務書32. 英文摘要前言43. 前言44. 精餾塔優(yōu)化設計55. 精餾塔優(yōu)化設計計算56. 設計計算結果總表227. 參考文獻238. 課程設計心得23精餾塔優(yōu)化設計任務書一、設計題目 乙醇水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設計二、設計條件 1處理量： 16000 （噸/年） 2料液濃度： 40 （wt%） 3產(chǎn)品濃度： 92 （wt%） 4易揮發(fā)組分回收率： 99.99% 5每年實際生產(chǎn)時間：7200小時/年6. 操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強：1.03 atm（絕對壓強）進料熱狀況：泡點進料；三、設計任務 a) 流程的確定與說明

2、； b) 塔板和塔徑計算； c) 塔盤結構設計 i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖； ii. 流體力學驗算； iii. 塔板負荷性能圖。 d) 其它 i. 加熱蒸汽消耗量； ii. 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量e) 有關附屬設備的設計和選型，繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖和精餾塔裝配 圖，編寫設計說明書。乙醇水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設計（某大學化學化工學院）摘要：設計一座連續(xù)浮閥塔，通過對原料，產(chǎn)品的要求和物性參數(shù)的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對乙醇-水精餾工藝流程和主題設備設計。關鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設備。（Department of Chemistry

3、,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 d

4、istillation process and equipment design theme.Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.前 言乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是

5、多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個操作。浮閥塔與20世紀50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單

6、、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標準（JB168-68）內(nèi)，F(xiàn)1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。精餾塔優(yōu)化設計計算在常壓連續(xù)浮閥精餾塔中精餾乙醇水溶液，要求料液濃度為35%，產(chǎn)品濃度為93%，易揮發(fā)組分回收率99%。年生產(chǎn)能力15000噸/年操作條件：間接蒸汽加熱 塔頂壓強：1.03a

7、tm（絕對壓強）進料熱狀況：泡點進料一 精餾流程的確定 乙醇水溶液經(jīng)預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。工藝流程圖見圖二 塔的物料衡算1. 查閱文獻，整理有關物性數(shù)據(jù)水和乙醇的物理性質名稱分子式相對分子質量密度20沸 點101.33kPa比熱容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s導熱系數(shù)(20)/(m.)表面張力(20)N/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.8常壓下乙醇和水

8、的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表常壓下乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)如表16所示。表16 乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.347

9、8.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對分子質量：46；水相對分子質量：1825時的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關系為：式中 25時的乙醇和水的混合液的表面張力，Nm；x乙醇質量分數(shù)，。其他溫度下的表面張力可利用下式求得 式中 1溫度為T1時的表面張力；Nm；2溫度為T2時的表面張力；Nm；TC混合物的臨界

10、溫度，TCxiTci ，K；xi組分i的摩爾分數(shù)； TCi組分i的臨界溫度， K。2. 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù) X=0.207 X=0.818 X=0.0000393. 平均摩爾質量 M=0.20746.07+（1-0.207）18.02=23.8 kg/kmolM= 0.81846.07+ (1-0.818) 18.02=40.96kg/kmolM=0.00003946.07+（1-0.000039）18.02=18.02kg/kmol4. 物料衡算 已知：F=93.37 總物料衡算 F=D+W=93.37 易揮發(fā)組分物料衡算 0.818D+0.000039W=93.370.207=

11、19.33 聯(lián)立以上二式得： D=23.63kg/kmol W=69.74kg/kmol 三 塔板數(shù)的確定1. 理論塔板數(shù)的求取根據(jù)乙醇水氣液平衡表1-6，作圖求最小回流比Rmin和操作回流比因為乙醇-水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當操作線與q線的交點尚未落到平衡線上之前,操作線已經(jīng)與平衡線相切,如圖g點所示. 此時恒濃區(qū)出現(xiàn)在g點附近, 對應的回流比為最小的回流比. 最小回流比的求法是由點a(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求       因泡點進料，在圖1中對角線上自點e（0.207，0.207）作垂線即為進料

12、線（q線），該線與平衡線的交點坐標為yq= 0.5330，xq= 0.207，此時最小回流比為 ：        由于此時乙醇水系統(tǒng)的平衡曲線有下凹部分，求最小回流比自a點（xD，xD）作平衡線的切線aq并延長與y軸相交于c點，截距為0.25，即      當最小回流比為時，比還要小，已出現(xiàn)恒濃區(qū)，需要無窮多塊塔板才能達到g點。所以對具有下凹部分平衡曲線點物系求Rmin時，不能以平衡數(shù)據(jù)（yq，xq）代入 圖1 M.T.圖解法求NT&#

13、160;    取操作回流比 Rmin =2.3由工藝條件決定 R=2R故取操作回流比 R=4.6求理論板數(shù)塔頂，進料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓組分飽和蒸氣壓/kpa塔頂進料塔底水44.286.1101.33乙醇101.3188.5220.0求平均相對揮發(fā)度塔頂 =2.29進料 =2.189塔底 =2.17全塔平均相對揮發(fā)度為=2.23=2.24理論板數(shù)由芬斯克方程式可知N=13.5且 由吉利蘭圖查的 即解得 =20.8 （不包括再沸器）進料板 前已經(jīng)查出 即 解得 N=4.6故進料板為從塔頂往下的第5層理論板 即=5總理論板層數(shù) =21 （不包括再

14、沸器）進料板位置 =52、全塔效率 因為=0.17-0.616lg根據(jù)塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為，在該溫度下進料液相平均粘計劃經(jīng)濟為=0.2070.32+（1-0.207）0.3206=0.3204=0.17-0.616lg0.32=0.473、實際塔板數(shù) 精餾段塔板數(shù)：提餾段塔板數(shù)： 四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算以精餾段為例：1、 操作壓力為 塔頂壓力： =1.04+103.3=104.34若取每層塔板壓強 =0.7則進料板壓力： =104.34+130.7=113.4kpa精餾段平均操作壓力 =kpa2、溫度 根據(jù)操作壓力，通過泡點方程及安托因方程可得 塔頂 =78.36進料板=

15、95.5 =3、平均摩爾質量 塔頂=0.838 =0.825 = 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol =0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol 進料板： = 0.445 =0.102= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol精餾段的平均摩爾質量= kg/kmol= kg/kmol4、平均密度 液相密度 =塔頂： = =796.7進料板上 由進料板液相組成 =0.102=924.2故精餾段平均液

16、相密度=氣相密度 =5、液體表面張力 = =0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0 =0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20 =6、液體粘度 = =0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521 =0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295 =以提餾段為例1、 平均摩爾質量塔釜 = 0.050 =0.0039 =0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol =0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol提餾段的平均摩爾質量 = kg/kmol = kg/kmo

17、l2、 平均密度 塔釜，由塔釜液相組成 =0.0039 =0.01 = =961.5故提餾段平均液相密度 =氣相密度 =五 精餾段氣液負荷計算V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63= mL=RD=2.3215.25=35.38= m六 提餾段氣液負荷計算V=V=50.63=0.382 mL=L+F=35.38+74.83=110.2=0.0006 m七 塔和塔板主要工藝尺寸計算1塔徑首先考慮精餾段：參考有關資料，初選板音距=0.45m取板上液層高度=0.07m故 -=0.45-0.07=0.38m=0.0239查圖可得 =0.075校核至物系表面張力為9.0mN/m時的C，即

18、 C=0.075=0.064 =C=0.064=1.64 m/s可取安全系數(shù)0.70，則 u=0.70=0.71.64=1.148 m/s故 D=0.645 m按標準，塔徑圓整為0.7m，則空塔氣速為0.975 m/s2 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 =(13-1)0.45=5.4m提餾段有效高度為 =(20-1)0.45=8.55m在進料孔上方在設一人孔，高為0.6m故精餾塔有效高度為:5.4+8.55+0.6=14.55m3 溢流裝置采用單溢流、弓形降液管 堰長 取堰長 =0.75D =0.750.7=0.525m 出口堰高 =選用平直堰，堰上液層高度由下式計算 = 近似取E=1.

19、03,則 =0.017 故 =0.07-0.017=0.053m 降液管的寬度與降液管的面積 由查化工設計手冊 得 =0.17,=0.08 故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031 停留時間 =39.9s (>5s符合要求) 降液管底隙高度 =-0.006=0.053-0.006=0.047m3、 塔板布置及浮閥數(shù)目擊者及排列 取閥孔動能因子 =9 孔速 =8.07m浮閥數(shù) n=39(個)取無效區(qū)寬度 =0.06m安定區(qū)寬度 =0.07m開孔區(qū)面積 R=0.29mx=0.16m故 =0.175m浮閥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估算排間

20、距h h=0.06m八 塔板流體力學校核1、氣相通過浮塔板的壓力降，由下式 干板阻力 =0.027 液層阻力 取充氣系數(shù)數(shù) =0.5,有 =0.50.07=0.035 液體表面張力所造成阻力此項可以忽略不計。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：=0.027+0.035=0.062m常板壓降 =0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合設計要求)。2、 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象了生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中 由前計算知 =0.061m,按下式計算 =0.153=0.153=0.00002m板上液層高度 =0.07m,得： =0.062+0.07+0.000

21、02=0.132m取=0.5,板間距今為0.45m,=0.053m,有 =0.5(0.45+0.053)=0.252m由此可見：<，符合要求。3、 霧沫夾帶 由下式可知 <0.1kg液/kg氣 =0.069浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學工程手冊。 泛點率=100%=D-2=0.7-20.12=0.46=-2=0.3875-20.031=0.325式中板上液體流經(jīng)長度，m; 板上液流面積，； 泛點負荷系數(shù)，取0.126; K特性系數(shù)，取1.0. 泛點率= =36.2% (<80%,符合要求)九 塔板負荷性能圖 1、霧沫夾帶線按泛點率=80%計 100%=80% 將上式整理得

22、0.039+0.626=0.0328與分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表。0.000350.000850.8350.8272、泛液線 通過式以及式得 = 由此確定液泛線方程。 =簡化上式得關系如下 計算數(shù)據(jù)如下表。 0.000350.000550.000650.000850.82150.81390.81050.8040 3、液相負荷上限線 求出上限液體流量值（常數(shù)） 以降液管內(nèi)停留時間=5s 則 4、漏夜線 對于型重閥，由，計算得 則 5、液相負荷下限線 去堰上液層高度=0.006m 根據(jù)計算式求的下限值 取E=1.03 經(jīng)過以上流體力學性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。如圖由塔板負荷性

23、能圖可以看出： 在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點 P（0.00083，0.630）（設計點），處在適宜的操作區(qū)內(nèi)。 塔板的氣相負荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液氣比，即氣相上限=0.630 ，氣相下限=0.209 ，求出操作彈性K，即 K=3.01十 精餾塔的主要附屬設備 1 冷凝器 （1）冷凝器的選擇：強制循環(huán)式冷凝器 冷凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。 （2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量 熱流體為78.36的93%的乙醇蒸汽，冷流體為20的水 Q=qm1r1 Q=qm2r2

24、 Q單位時間內(nèi)的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kgr1=600 kJ/ r2=775 kJ/ qm1=0.153kg/sQ=qm1r1=0.153×600000=91800J/sQ=qm2r2=775000 qm2=91800 qm2=0.12 kg/s傳熱面積： A= =21.2 K取700W·m-2/ A=2 再沸器 （1）再沸器的選擇：釜式再沸器 對直徑較大的塔，一般將再沸器置于踏外。其管束可抽出，為保證管束浸于沸騰器液中，管束末端設溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區(qū)。其液面以上空間為氣液分

25、離空間。釜式再沸器的優(yōu)點是氣化率高，可大80%以上。 （2）加熱蒸汽消耗量 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q單位時間內(nèi)的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg r1=2257 kJ/ r2=1333 kJ/ qm2=0.43kg/s Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1 蒸汽消耗量qm1為0.254 kg/s表 浮閥塔板工藝設計計算結果序號項目數(shù)值1平均溫度tm，86.932平均壓力Pm，kPa108.893液相流量LS，m3/s0.000354氣相流量VS，m3/s0.3755實際塔板數(shù)336塔徑，m0.707板間