乙醇水溶液連續(xù)精餾塔化工課程設計

1、第一章 設計概述1.1塔設備在化工生產中的作用與地位塔設備是是化工、石油化工和煉油等生產中最重要的設備之一。它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。可在塔設備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產品質量和環(huán)境保護等各個方面都有重大影響。塔設備的設計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。1.2塔設備的分類塔設備經(jīng)過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結構，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同的角度對塔設備進行分

2、類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相界面的塔，長期以來，人們最長用的分類按塔的內件結構分為板式塔、填料塔兩大類。1.3板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質設備，種類繁多，根據(jù)目前國內外的現(xiàn)狀，主要的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。1.3.1泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下優(yōu)點：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞，能適應多種介質泡罩塔的不足之處在于結構復雜、造價高、安

3、裝維修方便以及氣相壓力降較大。1.3.2篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀50年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點：（1）.生產能力大（提高2040）（2）.塔板效率高（提高1015）（3）.壓力降低（降低3050），而且結構簡單，塔盤造價減少40左右，安裝維修都比較容易1。1.3.3浮閥塔 20世紀50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質過程。浮閥式之所以廣泛的應用，是由于它具有以下優(yōu)點：（1）.處理能力大（2）.操作彈性大（3）.塔板效率高（4）.壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易

4、脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有f1型和v-4型，f1型浮閥的結構簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。f1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。v-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強降，閥片除腿部相應加長外，其余結構尺寸與f1型輕閥無異，v-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。第二章 設計方案的確定及流程說明2.1 塔型選擇根據(jù)生產任務，若按年工作日300天，每天開動設備24小時計算，產品流量為10.8t/h，由于產品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產效率，選用篩板塔。2.2 操作流程乙醇水溶液經(jīng)預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。

5、塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。流程示意圖如下圖圖1：精餾裝置流程示意圖第三章 塔的工藝計算3.1查閱文獻，整理有關物性數(shù)據(jù)（1）水和

6、乙醇的物理性質表31：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（2）常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表32表32 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.

7、2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4

8、189.41乙醇相對分子質量：46；水相對分子質量：183.1.1進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數(shù) 3.1.2平均摩爾質量 m=0.13846+（1-0.138）18=21.86 kg/kmolm= 0.8246+ (1-0.82) 18=40.96kg/kmolm=0.0246+（1-0.02）18=18.56kg/kmol3.2全塔物料衡算 總物料衡算 d+w=f+s （1） 易揮發(fā)組分物料衡算 f = d + ww （2）恒摩爾流假設 s=v=(r+1)d (3）通過 由rmin專用計算程序知 rmin=1.082 由工藝條件決定r=1.85rmin=1.081.85=2f=10.810

9、/21.86=494.1kmol/h聯(lián)立上式（1）、（2）、(3)得：s=203.4kmol/h w=629.7kmol/h d=67.8kmol/h3.3塔板數(shù)的確定3.3.1理論塔板數(shù)的求取根據(jù)乙醇水氣液平衡表1-6，作圖 圖2：乙醇水氣液平衡圖由圖可知總理論板數(shù)為15，第十三塊板為進料板，精餾段理論板數(shù)為12，提留段理論板數(shù)為3（包括蒸餾釜）3.3.2全塔效率的估算用奧康奈爾法()對全塔效率進行估算：根據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) (加料板) (塔底)由相平衡方程式可得因此可以求得：全塔的相對平均揮發(fā)度：（1） 精餾段：（2） 提餾段：全塔的平均溫度：（1） 精餾

10、段：（2） 提餾段：在81.7時，根據(jù)上圖知對應的x=0.297，由化工原理課本附錄十一（水在不同溫度下的黏度表）查得，由附錄十二（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的x=10.5，y=13.8）。在91.1時，根據(jù)上圖知對應的x=0.044，由化工原理課本附錄十一（水在不同溫度下的黏度表）查得，由附錄十二（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的x=10.5，y=13.8）。因為所以，平均黏度：（1） 精餾段：（2） 提餾段：用奧康奈爾法()計算全塔效率：（1） 精餾段：（2） 提餾段：3.3.3實際塔板數(shù)實際塔板數(shù)（1） 精餾段：，取整22塊，考慮安全系數(shù)加一塊為23塊。（2） 提餾段：，取整8塊

11、，考慮安全系數(shù)加一塊，為9塊。故進料板為第24塊，實際總板數(shù)為31塊。第四章 精餾塔主題尺寸的計算4.1 精餾段與提餾段的汽液體積流量4.1.1 精餾段的汽液體積流量 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見下頁)，由表中數(shù)據(jù)可知：液相平均摩爾質量：m=(21.86+40.34)/2=31.1kg/kmol液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(84.9+78.4)/2=81.7表3 精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進料板塔頂(第一塊板)摩爾分數(shù)xf=0.138y1=xd=0.82yf=0.485x1=0.798摩爾質量/mlf=21.86mlf=40.34mvf=31.58mvl=40.96溫度/84.978

12、.4在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，平均質量分數(shù)xlm=(0.29+0.91)/2=0.6所以，lm =814.2精餾段的液相負荷l=rd=267.8=135.6kmol/h ln=lm/lm=135.631.1/814.2=5.18由 所以 精餾段塔頂壓強 若取單板壓降為0.7, 則進料板壓強 氣相平均壓強 氣相平均摩爾質量 氣相平均密度 汽相負荷 v=（r+1)d=67.83=203.4精餾段的負荷列于表4。表4 精餾段的汽液相負荷名稱汽相液相平均摩爾質量/36.2731.1平均密度/1.493814.2體積流量/4941.3(1.373)5.18(0.00144)4.1.2 提餾段

13、的汽液體積流量整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表5，采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負荷，結果列于表6。表5 提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進料板質量分數(shù)xw=0.025xf=0.29yw=0.234yf=0.706摩爾分數(shù)xw=0.01xf=0.138yw=0.107yf=0.485摩爾質量/mlv =18.28mlf=21.86mlv=21.0mvf=31.58溫度/97.284.9表6 提餾段的汽液相負荷名稱液相汽相平均摩爾質量/20.0726.29平均密度/918.51.079體積流量/13.76(0.00382)4955.9(1.377)4.2 塔徑的計算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相

14、差不大，為便于制造，我們取兩段的塔徑相等。有以上的計算結果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：ls=汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 塔徑可以由下面的公式給出： 由于適宜的空塔氣速，因此，需先計算出最大允許氣速。取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間：功能參數(shù)：從史密斯關聯(lián)圖查得：c20=0.074，由于，需先求平均表面張力：1乙醇 2水 塔頂: 進料板：=17.7mn/m =61.0mn/m 塔底： =17.0mn/m =59.0mn/m 精餾段液相平均表面張力 提餾段液相平均表面張力 全塔液相平均表面張力 c=0.074()0.2=0.0878 =0.0878 u=

15、0.72.277=1.594m/s =1.05m根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為d=1000mm此時，精餾段的上升蒸汽速度為： uj=提餾段的上升蒸汽速度為： ui=安全系數(shù)：=0.770 =0.769和均在0.6-0.8之間，符合要求。4.3 塔高的計算塔的高度可以由下式計算： -塔頂空間（不包括頭蓋部分） -板間距 n-實際板數(shù) s-人孔數(shù) -進料板出板間距 -塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際塔板數(shù)為n=31塊，板間距由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設一個人孔，則人孔的數(shù)目為： 個取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進料板空間高度，那么，全塔高度：4.4. 塔板結構尺寸的確定由

16、于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度，查得 堰長弓形溢流管寬度弓形降液管面積降液管面積與塔截面積之比 堰長與塔徑之比降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時間一般應大于5s液體在精餾段降液管內的停留時間 符合要求液體在精餾段降液管內的停留時間 符合要求4.5 弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液層深度，一般不宜超過60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根據(jù)francis公式計算=e-液體的收縮系數(shù)-液相的體積流量-堰長精餾段 =由 查手冊知 e=1.04 則=0.001131.04=0.0118m=0.06-0.0118=0.0482m降

17、液管底部離塔板距離,考慮液封，取比小15mm即=0.0482-0.015=0.0332同理，對提餾段 =由 查手冊得 e=1.074=0.02181.074=0.0234m=0.06-0.0234=0.366m=0.0366-0.015=0.016m4.6.開孔區(qū)面積計算 已知=0.12m進取無效邊緣區(qū)寬度 =0.05m 破沫區(qū)寬度 =0.075m閥孔總面積可由下式計算x=r=所以 4.7 篩板的篩孔和開孔率因乙醇-水組分無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 篩孔數(shù)目 開孔率 （在5-15%范圍內）氣體通過篩孔的氣速為 則 精餾段

18、提餾段 第五章 塔板的流體力學驗算5.1 氣體通過塔板的壓力降m液柱氣體通過塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過每層塔板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱氣體通過篩板的干板壓降，m液柱氣體通過板上液層的阻力，m液柱克服液體表面張力的阻力，m液柱5.1.1 干板阻力干板壓降 =篩孔氣速，m/s孔流系數(shù)分別為氣液相密度，kg/m3根據(jù)d2/=5/3=1.67 查干篩孔的流量系數(shù)圖c0 =0.78精餾段 液柱提餾段 液柱5.1.2 板上充氣液層阻力板上液層阻力用下面的公式計算： 板上清液層高度，m反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)降液管橫截面積=0.0534m3, 塔橫截面積=精餾段 動能因子 查充氣系

19、數(shù)與fa的關聯(lián)圖可得 =0.55 則 hl=hl=0.550.06=0.033m提餾段 動能因子 fa= 查充氣系數(shù)與fa的關聯(lián)圖可得 =0.58 則 hl=0.580.06=0.03485.1.3 由表面張力引起的阻力液體表面張力的阻力 精餾段 提餾段 綜上，故 精餾段 hp=0.134+0.033+0.00411=0.170m液柱 壓降 =814.29.810.170=1.4kpa 提餾段 =918.29.810.126=1.1kpa5.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差的影響5.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象

20、，為保證板式塔能維持正常的操作效果，kg液/kg氣公式 精餾段 提餾段故在本設計中液沫夾帶常量ev在允許范圍內，不會發(fā)生過量液沫夾帶。5.4 漏液 漏液驗算k=1.5-2.0u0 篩孔氣速 uow漏液點氣速精餾段實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為 提餾段穩(wěn)定系數(shù)為故在本設計中無明顯漏液。5.5 液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高hd應服從的關系 乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系 故取精餾段 又板上不設進口堰hd=0.153（u0)2=0.1530.06672=0.00068m液柱 hd=0.170+0.06+0.00068=0.231m液柱=0.269 提餾段hd=0.153（u0)2=0.153（0.272）

21、2=0.0113hd=0.126+0.06+0.0113=0.197m液柱=0.262。 故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象第六章 塔板負荷性能圖 6.1精餾段塔板負荷性能圖 6.1.1漏液線=0.7850.005223787.73=0.361m3/s據(jù)此可以做出與流體流量無關的水平漏液線16.1.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求vs-ls關系如下： hf=2.5hl=2.5（hw+how），hw=0.0482 how=2.84/10001.04(3600ls/0.792)2/3=0.928ls2/3則hf=0.121+2.32 ls2/3 ht-hf=0.4-0.121+2.32l

22、s2/3=0.279-2.32 ls2/3 解得vs=1.595-13.27ls2/3 ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008vs/(m3/s)1.3851.2611.1581.065可作出液沫夾帶線26.1.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作最小液體負荷標準，由=ee=1.04,則 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限3.6.1.4液相負荷上限線以5s 作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線4。6.1.5液泛線令 ， 聯(lián)立得 整理得： 0.071=0.194-328.5-1.433列表計算如下ls/(

23、m3/s)0.0040.0060.0080.010vs/(m3/s)1.4661.3781.2771.155由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下：精餾a）在負荷性能圖a上，作出操作點a，連接oa，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得vs，max= 1.46m3/s vs，min= 0.5m3/s故操作彈性為vs，max/vs，min=2.926.2提餾段塔板負荷性能圖6.2.1漏液線=0.7850.005223789.16=0.427m3/s據(jù)此可以做出與流體流量無關的水平漏液線16.2.2液沫夾帶線以ev=0

24、.1kg液/kg氣為限，求vs-ls關系如下： hf=2.5hl=2.5（hw+how），hw=0.0366 how=2.84/10001.074(3600ls/0.65)2/3=0.958ls2/3則hf=0.0915+2.395 ls2/3 ht-hf=0.4-0.0915-2.395ls2/3=0.309-2.395 ls2/3 解得vs=1.768-13.70ls2/3 ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008vs/(m3/s)1.5511.4231.3161.221可作出液沫夾帶線26.2.3液相負荷下限線=e=1.074據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下線3

25、。6.2.4液相負荷上限線以5s 作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線4。6.2.5液泛線 0.0452=0.204-776.2-1.513列表計算如下ls/(m3/s)0.0010.0040.0060.0080.010vs/(m3/s)2.0401.8421.671.4411.116由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下：b:在負荷性能圖b上，作出操作點a，連接oa，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得vs，max= 1.45m3/s vs，min= 0.427m3/s故操

26、作彈性為vs，max/vs，min= 3.40第7章 各接管尺寸的確定及選型7.1進料管尺寸的計算及選型料液質量流體：進料溫度tf=84.9，在此溫度下乙醇=732.5kg/m3 水=968kg/m3則 kg/m3則其體積流量：取館內流速：則進料管管徑：則可選擇進料管熱軋無縫鋼管，此時管內液體流速1.874m/s7.2釜液出口管尺寸的計算及選型釜液質量流率：出料溫度tw=97.2，在此溫度下乙醇=719kg/m3 水=960kg/m3則 kg/m3體積流率： 取釜液出塔的速度ul=0.5m/s則釜液出口管管徑：則可選擇釜液出口管熱軋無縫鋼管，此時管內液體流速1.279m/s7.3回流管尺寸的計

27、算及選型回流液質量流率：回流溫度td=78.4，在此溫度下乙醇=734kg/m3 水=974kg/m3則 kg/m3體積流率： 取釜液出塔的速度uw=1.5m/s則釜液出口管管徑：則可選擇回流管熱軋無縫鋼管，此時管內液體流速0.441m/s7.4塔頂蒸汽出口徑及選型kg/m3塔頂上升蒸汽的體積流量：取適當流速 u=16m/sd=所選規(guī)格為：承插式鑄鐵管，此時管內流速14.25m/s7.5水蒸汽進口管口徑及選型進入塔的水蒸氣體積流量kg/m3取適當流速 u=20m/sd=則可選擇水蒸氣進口管承插式鑄鐵管，此時管內流速16.41m/s第八章 精餾塔的主要附屬設備8.1冷凝器 （1）冷凝器的選擇：強

28、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 塔頂全凝器的熱負荷：q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(r+1)dmd q單位時間內的傳熱量，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/kgt=78.4時查表得r=1100.2kj/kg則 q=qm1r1 =（2+1） 67.840.961100.2/3600=2546kj/s取水為冷凝器介質其進出冷凝器的溫度為20和30 平均溫度25 下水的比熱 cpc =4.203kj/kg.k于是冷凝水用量： qm2 又 q=ka k取700wm-2/所以，傳熱面積： a= =53.2 a=68.48.2預熱器以釜殘液對預熱原料液，則將原料加熱至泡點所需的熱量可記為：其中