乙醇水溶液连续精馏塔的设计.doc

目录 绪论-1 第一章 精馏原理及化工上的应用 - 2 第二章 设计方案的确定及流程说明- -4 2.1塔型选择 -4 2.2操作流程 -5 第三章 塔的工艺计算. 6 3.1整理有关数据 . 6 3.2理论塔板数的确定. 6 3.3全塔物料衡算 . 6 3.4进料板组成 . 7 3.5全塔总效率的估算和实际塔板的求取第四章 塔的工艺条件及物性计算. 10 4.1平均温度. 10 4.2操作压强. 11 4.3平均摩尔质量 . 11 4.4平均密度 . 12 4.5平均粘度的计算 . 14 4.6相对挥发度的计算 . 15 4.7表面张力的计算 . 15 4.8气液相质量流量和体积流量的计算 . 16 4.9塔径的计算 . 18 第五章 塔板主要工艺尺寸的计算 . 19 5.1 溢流装置 . 19 5.2 浮阀数及排列方式 . 21 第六章 塔板的流体力学验算 . 23 6.1 塔板压降 . 23 6.2 降液管液泛校核 . 266.3 液体在降液管内停留时间 . 266.4 雾沫夹带量校核 . 276.5 严重漏液校核. 26 第七章 塔板负荷性能图. 297.1漏液线 . 297.2液沫夹带线 . 28 7.3液相负荷下限线 . 29 7.4液相负荷上限线 . 30 7.5液泛线 . 31 参考文献 . 36摘 要：本设计是以乙醇水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系乙醇水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数为 41块，回流比为 5.46算出实际板数为106 块，进料位置为第 94块，通过板式塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。 关键字：乙醇、水、二元精馏，筛板式连续精馏精馏塔第一章 精馏原理及化工上的应用 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。 1.2精馏塔对塔设备的要求 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 1.4常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。 本次课程设计是分离乙醇水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下特点： (1) 筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不利于实际生产中使用 (2) 筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，造价便宜。 (3) 筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。 (4) 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。 第二章 设计方案的确定及流程说明 根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为1.5万t/年，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。 2.1设计思路 首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的部分液态进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而另一部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。 2.1设计流程 乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热。第三章 塔的工艺计算 3.1整理有关数据已知原料中乙醇组成为30%（质量分数，下同），馏出液组成为95%，釜底液组成不高于0.2%，乙醇的摩尔质量为46.07 kg/kmol；水的摩尔质量18.02 kg/kmol，将用质量分数所表示的乙醇的组成换算成用摩尔分数表示,原料液组成：馏出液组成：釜底液组成：进料液平均摩尔质量为： kg/kmol馏出液平均摩尔质量为： kg/kmol釜底液平均摩尔质量为； kg/kmol3.2理论塔板数的确定根据附录 汽液相平衡数据作出t-x-y相图图解法：根据汽液相平衡数据在x-y相图上画出相平衡曲线，并画出对角线作为辅助线。q线的画法：由于冷液进料q1，过e（,）向上作垂线ef即可得到q线。由于平衡曲线具有下凹部分，过a点作切线与平衡曲线相切于g点，与纵轴交于点b0，/(+1)并与q线交于d点求出切线在纵轴上的截距，得=3.41操作回流比取最小回流比的1.6倍，即R=3.411.6=5.46精馏段操作线的画法：精馏段操作线方程与对角线的交点为a(,)，求出精馏段操作线在纵轴上的截距/(R+1)=0.881/(5.46+1)=0.136，在纵轴上标出点b，直线ab即为精馏段操作线。精馏段操作线与q线的交点为d。提馏段操作线的画法：提馏段操作线与对角线的交点为c(,)，连接c、d两点即得到提馏段操作线cd。画阶梯求得理论塔板数为41块(由于直接蒸汽加热没有再沸器)，进料板位置为37，精馏段理论板数为36，提馏段理论板数为5。3.3全塔物料衡算按年运行时间平均为300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为38690t/年馏出液流量kmol/h总物料易挥发组分一般情况下=0精馏段操作线方程：将=0.144代入精馏段操作线方程得=0.258，即点d坐标为(0.144,0.258)提馏段操作线方程：将点d坐标代入提馏段操作线方程得：=1.78联立解得：kmol/hkmol/hkmol/h精馏段：液体流量L=RD=5.46125.83=687.03kmol/h蒸汽流量V=(R+1)D=(5.46+1)125.83=812.86kmol/h提馏段：液体流量L=W=1488.12kmol/h蒸汽流量=836.02kmol/h进料：乙醇流量：777.930.144=112.02kmol/h水的流量：777.93-112.02=665.91kmol/h馏出液：乙醇流量：125.830.881=110.86kmol/h水的流量：125.86-110.86=14.974kmol/h釜液：乙醇流量：1488.120.000783=1.1652kmol/h水的流量：1488.12-1.1652=1486.95kmol/h3.4进料板组成由x-y相图可知进料板乙醇摩尔分率为则体积分率为3.5全塔总效率的估算和实际塔板的求取塔顶与塔底的平均温度由t-x-y相图查出该温度下溶液的组成其相对挥发度为：根据醇类液体粘度表，利用内插法算出该温度下乙醇粘度为0.435mPas根据水的粘度表，由内插法算出该温度下水的粘度为0.3206mPas乙醇水混合液在该温度下的粘度为：全塔总效率：实际塔板数：精馏塔工艺参数汇总:3.415.46365410.3798106乙醇(kmol/h)水(kmol/h)总量(kmol/h)进料F112.02665.91777.93馏出液D110.8614.974125.83釜液W1.16521486.951488.12加热蒸气836.02836.02第四章塔的工艺条件及物性计算4.1平均温度由t-x-y相图读出进料板、塔顶、塔釜温度分别为： 精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：4.2操作压强塔顶压强=101.3kPa，取每层塔板压强P=0.5kPa则进料板压强=101.3+360.5=119.3kPa塔釜压强=119.3+50.5=121.8kPa精馏段平均操作压强=(101.3+119.3)/2=110.3kPa提馏段平均操作压强=(119.3+121.8)/2=120.6kPa4.3平均摩尔质量根据乙醇水的t-x-y相图可知：进料板：kg/kmolkg/kmol塔顶：kg/kmol塔底：kg/kmolkg/kmol精馏段的平均摩尔质量：kg/kmolkg/kmol提馏段的平均摩尔质量：kg/kmolkg/kmol4.4平均密度根据醇类液体密度表，乙醇密度：温度 6080100密度765.7742.3717.4根据水的密度表，温度 60708090100密度983.2977.8971.8965.3958.4由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底相应温度下的乙醇的密度分别为：736.45、744.44、717.90由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底相应温度下的水的密度分别为：968.75、972.90、958.68进料板溶液密度：馏出液密度：釜底液密度：精馏段液相平均密度：提馏段液相平均密度：根据求得精馏段汽相平均密度：提馏段汽相平均密度：4.5平均粘度的计算根据醇类液体粘度表，乙醇粘度：温度 6080100粘度 mPas0.6010.4950.361由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底相应温度下的乙醇的粘度分别为：0.463mPas、0.505mPas、0.364mPas根据水的粘度表，由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底相应温度下的水的粘度分别为：0.3367mPas、0.3647mPas、0.2850mPas根据，进料板溶液粘度：mPas馏出液粘度：mPas釜底液粘度：mPas精馏段溶液平均粘度：mPas提馏段溶液平均粘度：mPas4.6相对挥发度的计算根据相平衡曲线，X（mol%）Y（mol%）进料板0.140.49塔顶0.8810.881塔底0.0007830.0100进料板溶液相对挥发度：馏出液相对挥发度：釜底液相对挥发度：4.7表面张力的计算混合液体的临界温度可利用下式求得：，已知乙醇的临界温度=516.15K，水的临界温度=647.35K进料板：=0.14516.15+0.86647.35=628.98K塔顶：=0.881516.15+0.119647.35=531.76K塔底：=0.000783516.15+0.999217647.35=647.25K乙醇水混合液的表面张力可利用下式求得：，25下醇类水溶液的表面张力，如下表：质量分率%20406080100表面张力mN/m37.929.625.123.622.0由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底25下的乙醇水溶液的表面张力分别为：22.86mN/m、23.74mN/m、71.90mN/m则相应温度下，进料板：mN/m塔顶：mN/m塔底：mN/m精馏段平均表面张力：mN/m提馏段平均表面张力：mN/m4.8气液相质量流量和体积流量的计算进料液：馏出液：釜底液：精馏段：提馏段：塔的工艺条件及物性汇总：进料板塔顶塔底质量分率0.30.950.002摩尔分率0.140.8810.000783平均摩尔质量(kg/kmol)21.9542.7318.04温度()84.7078.1799.60密度(kg/)885.00753.28958.04粘度(mPas)0.35210.48580.2851相对挥发度5.90112.89表面张力18.0017.4153.88tx mol%V（kmol/h）（kg/h）F84.7022.0590.144777.9317075.619.29D78.1742.7320.881125.835376.77.14W99.6018.0420.0007831488.1226845.728.02L81.4432.34687.0322218.627.12V81.4437.25812.863027921720.97L92.1520.001488.122917.232.30(or )92.1525.02836.0220917.221054.074.9塔径的计算精馏段液气动能参数为：取板间距=0.4m，板上液层高度=0.07m，则图中的参变量值m查史密斯关联图，得由所给出的工艺条件校正得：最大允许气速：m/s取安全系数0.8，则空塔速度为塔径估算：提馏段液气动能参数为：根据参变量值m，查史密斯关联图，得由所给出的工艺条件校正得：最大允许气速：m/s取安全系数0.6，则空塔速度为塔径估算：按标准塔径尺寸圆整，取D=2.4m；那么实际塔截面积：精馏段实际空塔速度：安全系数：在0.60.8范围间，合适。提馏段实际空塔速度：安全系数：在0.60.8范围间，合适。第五章塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置选用单流型降液管，不设进口堰。5.1.1降液管尺寸取溢流堰长，即，由图2-20弓形降液管的结构参数图查得：，因此弓形降液管所占面积：弓形降液管宽度为：精馏段液体流量：液体在降液管的停留时间为：，合适提馏段液体流量：液体在降液管的停留时间为：，合适5.1.2溢流堰尺寸由以上设计数据可求出：溢流堰长为：采用平直堰，堰上液层高度可由计算，式中E近似取1，即精馏段：溢流堰高为：提馏段：溢流堰高为：液体由降液管流入塔板不设进口堰，并取降液管底隙处液体流速，那么，降液管底隙高度为：（精馏段）（提馏段）5.2浮阀数及排列方式5.2.1浮阀数初取阀孔动能因数，精馏段阀孔气速为：每层塔板上浮阀个数为：（个）提馏段阀孔气速为：每层塔板上浮阀个数为：（个）5.2.2浮阀的排列按所设定的尺寸画出塔板，并在塔板的鼓泡区内依排列方式进行试排，确定出实际的阀孔数。已知，选取无效边缘区宽度、破沫区宽度鼓泡区面积可利用算出，浮阀的排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的空心距t=75mm，则等腰三角形的高度：（精馏段）（提馏段）由于塔直径D=2400mm，需采用分块塔板六块（其中两块弓形板、通道板一块和矩形板三块）。考虑到个分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距t应小于计算值，故取t=60mm（精馏段）和t=80mm（提馏段）。现按t、t的等腰三角形叉排方式作图，如图所示，可排出精馏段、提馏段阀孔数分别为500个和410个，重新核算以下参数：阀孔气速:（精馏段）（提馏段）动能因数：（精馏段）（提馏段）动能因数在912之间，合适。塔板开孔率：（精馏段）（提馏段）开孔率在10%14%之间，合适。第六章塔板流体力学验算6.1塔板压降干板阻力临界孔速为：（精馏段）（提馏段）因阀孔气速大于其临界阀孔气速，故干板阻力为：（精馏段）（提馏段）板上充气液层阻力。本设备分离乙醇水混合液，液相为水，可取充气系数则板上充气液层阻力位：液体表面张力造成的阻力。（精馏段）（提馏段）所以，塔板压降：（精馏段）（提馏段）单板压降：（精馏段）（提馏段）单板压降偏高（一般对于常压精馏塔应在260530Pa为宜）。6.2降液管液泛校核为了防止降液管液泛现象发生，要求控制降液管内清液层高度，由于不设进口堰，液体通过降液管的压头损失为：（精馏段）（提馏段）则（精馏段）（提馏段）取降液管中泡沫层相对密度=0.5，前已选定板间距，（精馏段），（提馏段）。则（精馏段）（提馏段）可见，符合防止降液管液泛要求。6.3液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于5s，才能使得液体所夹带气体的释出。（精馏段），（提馏段）可见，所夹带气体可以释出。6.4雾沫夹带量校核计算泛点率F，即及板上液体流径长度：板上液流面积：由图2-32查得精馏段、提馏段泛点负荷因素分别为和，并根据表2-8取物性系数K=1.0，将以上数据代入：及（精馏段）同理，提馏段的泛点率分别用两公式计算得0.646和0.556。对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。上两式计算得泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足0.1kg（液）/kg（气）的要求。6.5严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算出精馏段、提馏段的动能因数和，可见不会发生严重漏液。第七章 塔板负荷性能图7.1气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因动能因数.低于5时会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量：（精馏段）（提馏段）7.2过量雾沫夹带线根据前面雾沫夹带校核可知，对于大塔，取泛点率F=0.8，那么整理得：（精馏段）雾沫夹带线为直线，由两点即可确定。当时，；当时，。由这两点便可绘出精馏段雾沫夹带线。同理，对于提馏段，当时，；当时，。由这两点便可绘出提馏段雾沫夹带线。7.3液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m。取，就可作出液相负荷下限线。取E=1，代入则可求出：7.4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3s，取=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则：7.5液泛线求出与的关系，就可在操作范围内任意取若干点，从而绘出液泛线。其中精馏段，将计算出的a、b、c、d之值代入上式方程并整理得：0.0010.0050.0080.010.0120.01510.389.829.419.118.798.25同理：提馏段与的关系为：0.0010.0050.0080.010.0120.01510.8810.289.839.509.148.51参考文献：1李功样、陈兰英、余林.化工单元操作过程与设备(上册)M.广州.华南理工大学出版社.2010.62刘光启、马连湘、刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷)M.北京.化学工业出版社.2002.53李功样、陈兰英、崔英德.常用化工单元设备设计M.广州.华南理工大学出版社.2009.8