化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)題 目 乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì) 目 錄1. 設(shè)計(jì)任務(wù)書2. 英文摘要前言3. 前言14. 精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)55. 精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)計(jì)算56. 設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表227. 參考文獻(xiàn)238. 附錄239. 致 謝10. 課程設(shè)計(jì)心得精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目 乙醇水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件 1處理量： 40000 （噸/年） 2料液濃度： 35 （wt%） 3產(chǎn)品濃度： 90 （wt%） 4易揮發(fā)組分回收率： 99.5% 5每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間：7200小時(shí)/年6. 操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強(qiáng)：1.03 atm（絕對(duì)壓強(qiáng)）進(jìn)料熱狀況:泡點(diǎn)進(jìn)料三、設(shè)計(jì)任務(wù) a)

2、流程的確定與說明； b) 塔板和塔徑計(jì)算； c) 塔盤結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡(jiǎn)圖； ii. 流體力學(xué)驗(yàn)算； iii. 塔板負(fù)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(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)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(shè)計(jì)說明書。乙醇水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)摘要：設(shè)計(jì)一座連續(xù)浮閥塔，通過對(duì)原料，產(chǎn)品的要求和物性參數(shù)的確定及對(duì)主要尺寸的計(jì)算，工藝設(shè)計(jì)和附屬設(shè)備結(jié)果選型設(shè)計(jì)，完成對(duì)乙醇-水精餾工藝流程和主題設(shè)備設(shè)計(jì)。關(guān)鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設(shè)備。（Department of Chemistry,Un

3、iversity 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 dist

4、illation 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(yīng)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(shí)要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因?yàn)橐掖紭O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?yàn)橐掖己退膿]發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離

5、過程，即同時(shí)進(jìn)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(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實(shí)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?？芍?，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(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。浮閥塔與20世紀(jì)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(diǎn)，已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)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(jié)果簡(jiǎn)單、制造方

6、便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（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(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)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(shè)計(jì)計(jì)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90%，易揮發(fā)組分回收率99.5%。年生產(chǎn)能力40000噸/年操作條件：直接蒸汽加熱塔頂壓強(qiáng)：1.03atm（

7、絕對(duì)壓強(qiáng)）進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料一精餾流程的確定乙醇水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)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(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)1 和乙醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對(duì)分子質(zhì)量密度20沸點(diǎn)101.33kPa比熱容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s導(dǎo)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常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)

8、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(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%液相氣相液相氣相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572

9、.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(duì)分子質(zhì)量：46；水相對(duì)分子質(zhì)量：1825時(shí)的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關(guān)系為：式中25時(shí)的乙醇和水的混合液的表面張力，Nm；x乙醇質(zhì)量分?jǐn)?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(shí)的表面張力；Nm；2溫度為T2時(shí)的表面張力；Nm；TC混合物的臨界溫度，TCxiTc

10、i，K；xi組分i的摩爾分?jǐn)?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?jǐn)?shù) XF=0.3546.070.3546.07+0.6518.02=0.174XD=0.946.070.946.07+0.118.02=0.779 X=0.00546.070.00546.07+0.99518.02=0.00193. 平均摩爾質(zhì)量 M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.90 kg/kmolM= 0.77946.07+ (1-0.779) 18.02=39.87kg/kmolM=0.001946.07+（1-0.0019）18.02=18.07kg/kmol4.

11、物料衡算已知：F=40000×10007200×27.84=199.55總物料衡算 F+S=D+W=kmol/h易揮發(fā)組分物料衡算FXF=DXD+WXW聯(lián)立以上二式得D= W= S= 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XDXY(77.9,77.9)(0,32)XDRmin+1求最小回流比Rmin和操作回流比因?yàn)橐掖?水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)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(diǎn)所示. 此時(shí)恒濃區(qū)出現(xiàn)在g點(diǎn)附近, 對(duì)應(yīng)的回流比為最小的回流比. 最小回流比的求法是由點(diǎn)a(,)向平衡線作切線，再由切線的

12、斜率或截距求作圖可知 b=0.32 b=0.32 Rmin=1.43由工藝條件決定 R=1.6R故取操作回流比 R=2.29（2）理論板數(shù)塔頂，進(jìn)料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓tD=78.4-78.679.82-75.99=tD-78.677.9-75.99=78.5tF=83.75-85.217.41-12.64=tF-85.217.4-12.64=83.75tW=99.2-99.50.23-0.12=tW-99.50.19-0.12=99.31lgp°=A-B/(t+c)組分飽和蒸氣壓/kpa塔頂進(jìn)料塔底水44.655.0498.85乙醇102.03125.17220.08求平

13、均相對(duì)揮發(fā)度塔頂=102.0344.6=2.29進(jìn)料=125。1755.04=2.27塔底=220.0898.85=2.23全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為m=2.23×2.29=2.26=2.27×2.29=2.28理論板數(shù)N由芬斯克方程式可知N=lg0.7791-0.7791-0.00190.0019lg2.26-1=8.23且R-RminR+1=2.29-1.432.29+1=0.261由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖曲線近似式 N-NminN+1=0.75-0.75R-RminR+10.5668即N-NminN+1=0.400 解得 N=14.38 取整數(shù)N=15（包括蒸餾釜）進(jìn)料板Nmin=l

14、gxD1-XD1-xFXFlgm-1=lg0.7791-0.7791-0.1740.174lg2.28-1=2.42 前已經(jīng)查出即NT-NminNT+1=0.4NT-2.42NT+1=0.4解得 N=4.7故進(jìn)料板為從塔頂往下的第5層理論板 即=5總理論板層數(shù) =15（包括蒸餾釜）進(jìn)料板位置 =52、全塔效率因?yàn)?0.49(m)-0.245根據(jù)塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為88.90，在該溫度下進(jìn)料液相平均粘計(jì)劃經(jīng)濟(jì)為=0.1740.4+（1-0.174）0.3203=0.334=0.49(2.26×0.334)-0.245=0.5243、實(shí)際塔板數(shù)精餾段塔板數(shù)：N=4ET=8提

15、餾段塔板數(shù)：N=10ET=20四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算精餾段1、 操作壓力為塔頂壓力：=1.04+103.3=104.34若取每層塔板壓強(qiáng)=0.7則進(jìn)料板壓力：=104.34+80.7=109.94kpa精餾段平均操作壓力=104.34+109.942=107.14kpa2、溫度根據(jù)操作壓力，通過泡點(diǎn)方程及安托因方程可得塔頂=78.5進(jìn)料板=83.75=78.5+83.752=81.123、平均摩爾質(zhì)量塔頂=0.779=0.806 = 0.77946.07+（1-0.779）18.02=39.87 kg/kmol=0.80646.07+（1-0.806）18.02=40.63 kg/km

16、ol進(jìn)料板：= 0.517=0.174= 0.51746.07+（1-0.517）18.02=32.53 kg/kmol=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.90 kg/kmol精餾段的平均摩爾質(zhì)量=39.87+32.532=36.20kg/kmol=40.63+22.92=31.76kg/kmol4、平均密度液相密度=塔頂：= 0.9736.5+0.1972.8=754.8進(jìn)料板上由進(jìn)料板液相組成XF=0.174=0.174×46.070.174×46.07(1-0.174)×18.02=0.35=0.35731.2+0.65969.3=8

17、70.1故精餾段平均液相密度=754.8+870.12=812.45氣相密度 V精 =PM精RT=107.14×36.28.314×（273.15+81.12）=1.325、液體表面張力=0.77917.5+(1-0.779)0.628=13.77=0.17417.1+(1-0.174)0.62=3.49=13.77+3.492=8.636、液體粘度=0.7790.45+(1-0.779)0.362=0.430=0.1740.40+(1-0.174)0.340=0.350=0.43+0.352=0.39提留段塔底壓力PW=109.94+0.7×20=123.94K

18、Pa提留段平均操作壓力Pm=109.94+123.942=116.94KPa1、 平均摩爾質(zhì)量塔釜= 0.024=0.0019=0.02446.07+(1-0.024)18.02=18.69 kg/kmol=0.001946.07+(1-0.0019)18.02=18.12 kg/kmol提餾段的平均摩爾質(zhì)量= 32.53+18.692=25.61kg/kmol=22.9+18.122=20.51kg/kmol2、 平均密度塔釜，由塔釜液相組成=0.0019=0.024=0.024726+0.976957.93 =950.64故提餾段平均液相密度=950.64+870.12=910.37氣相密

19、度Vm=116.94×25.618.314×372.46=0.967五 精餾段氣液負(fù)荷計(jì)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(fù)荷計(jì)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(jì)算1塔徑首先考慮精餾段：參考有關(guān)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(shí)的C，即 C=0.075=0.064=C

20、=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(biāo)準(zhǔn)，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(jì)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(jìn)料孔上方在設(shè)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(jì)算= 近似取E=1.03,則=0.017 故 =0.07-0.

21、017=0.053m 降液管的寬度與降液管的面積 由查化工設(shè)計(jì)手冊(cè) 得 =0.17,=0.08 故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031 停留時(shí)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(dòng)能因子 =9 孔速 =8.07m浮閥數(shù) n=39(個(gè))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估算排間距h h=0.06m八 塔板流體力學(xué)校核1、

22、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(xiàng)可以忽略不計(jì)。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(shè)計(jì)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(jì)算知 =0.061m,按下式計(jì)算=0.153=0.153=0.00002m板上液層高度 =0.07m,得：=0.062+0.07+0.00002=0.132m取=0.5,板間距今為0.45m,

23、=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(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊(cè)。 泛點(diǎn)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(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，取0.126; K特性系數(shù)，取1.0. 泛點(diǎn)率= =36.2% (<80%,符合要求)九 塔板負(fù)荷性能圖 1、霧沫夾帶線按泛點(diǎn)率=80%計(jì)100%=80%將上式整理得 0.039+0.626=0.0328與分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)

24、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(jiǎn)化上式得關(guān)系如下 計(jì)算數(shù)據(jù)如下表。0.000350.000550.000650.000850.82150.81390.81050.8040 3、液相負(fù)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(shí)間=5s 則 4、漏夜線 對(duì)于型重閥，由，計(jì)算得 則 5、液相負(fù)荷下限線 去堰上液層高度=0.006m 根據(jù)計(jì)算式求的下限值 取E=1.03 經(jīng)過以上流體力學(xué)性能的校核可以將精餾段塔板負(fù)荷性能圖劃出。如圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) P（0.00083，0

25、.630）（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜的操作區(qū)內(nèi)。 塔板的氣相負(fù)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(shè)備1冷凝器（1）冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)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=qm2r2Q單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或W；qm1, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s;r

26、1 ,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(duì)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(shè)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離空間。釜式再沸器的優(yōu)點(diǎn)是氣化率高，可大80%以上。（2）加熱蒸汽消耗量 Q=qm1r1 Q=qm2r2Q單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或W；qm1, qm2熱、冷流體的質(zhì)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(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm，86.932平均壓力Pm，kPa108.8