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、目錄前 言2第1章 精餾塔優(yōu)化設計任務書3第1節(jié)3第2節(jié) 設計背景及設計要求4第2章 精餾塔優(yōu)化設計計算6第1節(jié)62.1.1精餾流程的確定62.1.2 塔的物料衡算6第2節(jié) 塔板數的確定8第3節(jié) 塔的工藝條件及物性數據計算11第4節(jié) 精餾段氣液負荷計算15第5節(jié) 提餾段氣液負荷計算15第6節(jié) 塔和塔板主要工藝尺寸計算15第3章 塔板流體力學校核21第1節(jié) 氣相通過浮塔板的壓力降21第4章 塔板負荷性能圖23第5章 精餾塔的主要附屬設備27第1節(jié) 冷凝器27第2節(jié) 再沸器28第3節(jié) 接管進料管28第4節(jié) 法蘭29第5節(jié) 筒體與封頭29參考書目31課程設計心得32前 言乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、民用等方面

2、，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。精餾是多數分離過程，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進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現精餾分離操作，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

3、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、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中，現已列入部頒標準（jb168-68）內，f1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中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點：1、生產能力大。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

4、。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對于黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。第1章 精餾塔優(yōu)化設計任務書第1節(jié)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： 3.5 （萬噸/年）2塔頂產品濃度： 90 （wt%）（乙醇質量分率）3.料液濃度： 30 （wt%）（乙醇質量分率）4每年實際生產時間：7200小時/年5. 操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強：1.01 atm（絕對壓強）進料熱狀況：泡點進料； 6. 廠址：廊坊地區(qū) 三、設計任務 a) 流程的確定與說明； 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

5、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，繪制精餾塔系統工藝流程圖和精餾塔裝配 圖，編寫設計說明書。第2節(jié) 設計背景及設計要求1.在換熱器設計中，首先應根據工藝要求選擇適用的類型，然后計算換熱所需傳熱面積，并確定換熱器的結構尺寸。 完善的換熱器在設計或選型時應滿足以下各項基本要求： （1）合理地實現所規(guī)定的工藝條件 傳熱量、流體的熱力學參數（溫度、壓力、流量、相態(tài)等）與物理化學性質（密度、粘度、腐蝕性等）是工藝過程所規(guī)定的條件。設計者應根據這參考化工原理課程設計賈紹義 柴誠敬主編 天津大學出版

6、社 2002 版38面些條件進行熱力學和流體力學的計算，經過反復比較，使所設計的換熱器具有盡可能小的傳熱面積，在單位時間內傳遞盡可能多的熱量。其具體做法如下。 增大傳熱系數 在綜合考慮流體阻力及不發(fā)生流體誘發(fā)振動的前提下，盡量選擇高的流速。 提高平均溫差 對于無相變的流體，盡量采用接近逆流的傳熱方式。因為這樣不僅可提高平均溫差，還有助于減少結構中的溫差應力。在允許的條件時，可提高熱流體的進口溫度或降低冷流體的進口溫度。 妥善布置傳熱面 例如在管殼式換熱器中，采用合適的管間距或排列方式，不僅可以加大單位空間內的傳熱面積，還可以改善流體的流動特性。錯列管束的傳熱方式比并列管束的好。如果換熱器中的一

7、側有相變，另一側流體為氣相，可在氣相一側的傳熱面上加翅片以增大傳熱面積，更有利于熱量的傳遞。 （2）安全可靠 換熱器是壓力容器，在進行強度、剛度、溫差應力以及疲勞壽命計算時，應遵照我國鋼制石油化工壓力容器設計規(guī)定與鋼制管殼式換熱器設計規(guī)定等有關規(guī)定與標準。這對保證設備的安全可靠起著重要的作用。 （3）有利于安裝、操作與維修 直立設備的安裝費往往低于水平或傾斜的設備。設備與部件應便于運輸與裝拆，在廠房移動時不會受到樓梯、梁、柱的妨礙，根據需要可添置氣、液排放口，檢查孔與敷設保溫層。 （4）經濟合理 評價換熱器的最終指標是：在一定的時間內（通常為1年）固定費用（設備的購置費、安裝費等）與操作費（動

8、力費、清洗費、維修費等）的總和為最小。在設計或選型時，如果有幾種換熱器都能完成生產任務的需要，這一指標尤為重要。 動力消耗與流速的平方成正比，而流速的提高又有利于傳熱，因此存在一最適宜的流速。 傳熱面上垢層的產生和增厚，使傳熱系數不斷降低，傳熱量隨之而減少，故有必要停止操作進行清洗。在清洗時不僅無法傳遞熱量，還要支付清洗費，這部分費用必須從清洗后傳熱條件的改善得到補償，因此存在一最適宜的運行周期。 嚴格地講，如果孤立地僅從換熱器本身來進行經濟核算以確定適宜的操作條件與適宜的尺寸是不夠全面的，應以整個系統中全部設備為對象進行經濟核算或設備的優(yōu)化。但要解決這樣的問題難度很大，當影響換熱器的各項因素

9、改變后對整個系統的效益關系影響不大時，按照上述觀點單獨地對換熱器進行經濟核算仍然是可行的。第2章 精餾塔優(yōu)化設計計算第1節(jié)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%，產品濃度為93%，易揮發(fā)組分回收率99%。年生產能力15000噸/年操作條件：間接蒸汽加熱 塔頂壓強：1.03atm（絕對壓強）進料熱狀況：泡點進料2.1.1精餾流程的確定 乙醇水溶液經預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產品經冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。工藝流程圖見圖2.1.2 塔的物料衡算查閱文獻，整理有關物性數據水和乙醇

10、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(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據，見表常壓下乙醇水系統txy數據如表16所示。表16 乙醇水系統txy數據沸點t/乙醇摩爾數/%沸點t/乙醇摩爾數/%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.

11、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

12、189.41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，。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混合物的臨界溫度，tcxitci ，k；xi組分i的摩爾分數； tci組分i的臨界溫度， k。1. 料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數 x=0.3/46.070.3/46.07+0.7/18.2=0.144 x=0.9/46.070.9/46.07+0.1/18.2=0.779 x=0.005/46.070.00

13、5/46.07+0.995/18.02=0.00202.平均摩爾質量 m=0.14446.07+（1-0.144）18.02=22.1 kg/kmolm= 0.77946.07+ (1-0.779) 18.02=39.87kg/kmolm=0.002046.07+（1-0.0020）18.02=18.08kg/kmol3.物料衡算 已知：f=3.510772000.14446.07+18。021-0。144=218.2 總物料衡算 f=d+w=218.2 易揮發(fā)組分物料衡算 0.779d+0.0020w=218.20.144 聯立以上二式得： d=39.88kg/kmol w=178.3kg/

14、kmol 第2節(jié) 塔板數的確定2.2理論塔板數的求取2.2.1根據乙醇水氣液平衡表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,操作線已經與平衡線相切,如圖g點所示. 此時恒濃區(qū)出現在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 作圖可知 b=0.42 b=0.42 rmin =0,85由工藝條件決定 r=1.6r故取操作回流比 r=1.36求理論板數塔頂，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44.958.099.

15、1乙醇102.0129.6220.0求平均相對揮發(fā)度塔頂 =102.0/44.9=2.272進料 =129.6/58,0=2.234塔底 =220.0/99.1=2.220全塔平均相對揮發(fā)度為=2.246=2.253理論板數由芬斯克方程式可知n=8.20且 由吉利蘭圖查的nt-nminnt+1=0.43即nt-8.20nt+1=0.43解得 =15.1 取16塊（不包括再沸器）進料板nmin=lgxd1-xd .1-xfxflg - 1=2.75 前已經查出nt-nminnt+1=0.43 即 nt-2.75nt+1 =0.43解得 n=5.58故進料板為從塔頂往下的第6層理論板 即=6總理論

16、板層數 =16（不包括再沸器）進料板位置 =62.2.2全塔效率 因為=0.17-0.616lg根據塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為88.89，在該溫度下進料液相平均粘計劃經濟為=0.1440.42+（1-0.144）0.3206=0.3350=0.5252.2.3實際塔板數 精餾段塔板數： n精=5et=50.525=9.5 所以取10。為了安全起見，精餾段在加一塊板，取11塊 提餾段塔板數：n提=11et=110.525=20.95取21塊板，為了安全起見，提餾段在加一塊板，取22塊?？偟膶嶋H塔板數為=10+21=31塊第3節(jié) 塔的工藝條件及物性數據計算2.3.1操作壓力為 塔頂壓力：

17、=1.04+103.3=104.34若取每層塔板壓強 =0.7則進料板壓力： =104.34+110.7=112.04kpa精餾段平均操作壓力 =(112.04+104.34)/2=108.19kpa2.3.2溫度 根據操作壓力，通過泡點方程及安托因方程可得 塔頂 =78.50進料板=84.66 =（78.50+84.66）/2=81.58塔釜 tw=99.28進料板 tf=84.66 tm提=（99.28+84.66）/2=91.972.3.3平均摩爾質量 塔頂=0.779 =0.806 = 0.77946.07+（1-0.779）18.02=39.87 kg/kmol=0.80646.07

18、+（1-0.806）18.02= 40.63kg/kmol 進料板： = 0.4903 =0.144= 0.490346.07+（1-0.4903）18.02=31.77 kg/kmol=0.14446.07+（1-0.144）18.02= 22.06kg/kmol精餾段的平均摩爾質量=35.82 kg/kmol=31.35 kg/kmol (3)塔釜 = 0.025 =0.002=0.02546.07+(1-0.025)18.02=18.72 kg/kmol=0.00246.07+(1-0.002)18.02=18.08 kg/kmol提餾段的平均摩爾質量=(31.77+18.72)/2=2

19、5.245 kg/kmol=(22.06+18.08 )/2=20.07kg/kmol2.3.4平均密度 不同溫度下乙醇和水的密度液相密度 = l,a=736.5 l,b=972.76（1）塔頂： = 1l,m= 0.9736.5+0.1972.76=754.83（2）進料板上 由進料板液相組成 =0.102質量分數=0.3 wb=0.7 lf,a=730.41 lf,b=968.82=0.3730.41+0.7968.82=0.001133=882.41（3）塔底： wa=0.003 wb=0.997 lw,a=716 lw,b=9581lw，m=0.003716 + 0.997958=0.

20、001045 提餾段平均液相密度 lw,m=957.03精餾段平均液相密度 =754.83+882.412=818.62提餾段平均液相密度 lm提=lw,m+2=957.03+882.412=919.72氣相密度 v,m精=pm精rtm,精=1.315(tm,精=81.58)v,m提=108.1925.2458.31491.97=3.572(t=tm,提=91.972.3.5液體表面張力 液相平均表面張力計算公式 = =0.77917.3+(1-0.779)0.62=15.0 =0.14416.6+(1-0.144)0.61=2.91 =(15.0+2.91)/2=8.962.3.6液體粘度

21、= =0.7790.5+(1-0.779)0.36=0.469 =0.1440.42+(1-0.144)0.34=0.352 =(0.469+0.352)/2=0.41第4節(jié) 精餾段氣液負荷計算v=（r+1）d=(1.36+1)39.88=94.12 = 94.1235.8236001.315=0.712 m l=rd=1.3639.88=54.24=54.2431.353600818.62=0.00058 m第5節(jié) 提餾段氣液負荷計算v=v=94.12=94.1225.24536003.572=0.185 ml=l+f=54.24+218.2=272.44=272.420.074360091

22、9.72=0.00165 m第6節(jié) 塔和塔板主要工藝尺寸計算2.6.1塔徑首先考慮精餾段：參考有關資料，初選板間距=0.45m取板上液層高度=0.07m故 -=0.45-0.07=0.38mlsvs（lm精vm精）=0.000580.712818.621.315=0.0203查圖可得 =0.078校核至物系表面張力為9.0mn/m時的c，=8.96即c=0.0788.96200.2=0.06642 對精餾段：umax=clm精vm精vm精 =0.06642818.62-1.3151.315=1.66 m/s可取安全系數0.70，則u=0.70=0.71.66=1.162m/s故 d= 4vsu

23、=40.7123.141.162=0.883m按標準，塔徑圓整為0.9m，塔截面積at=(/4)d2=0.612m2提餾段：umax= clm提-vm提vm提=0.06642919.72-3.5723.572=1.0637 m/su=0.7umax=0.71.0637=0.45 m/s則空塔氣速為1.162 m/s2.6.2 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 =(11-1)0.45=4.5m提餾段有效高度為 =(22-1)0.45=9.45m在進料孔上方在設一人孔，高為0.6m故精餾塔有效高度為:4.5+9.45+0.6=14.55m2.6.3 溢流裝置采用單溢流、弓形降液管 堰長 取堰長

24、 =0.75d =0.750.9=0.675m 出口堰高 =選用平直堰，堰上液層高度由下式計算=3600.ls lh=ls3600 近似取e=1.03,則 =0.0062 故 =0.07-0.0062=0.0638m 降液管的寬度與降液管的面積 由lwd=0.764查化工設計手冊 得 =0.18,=0.13 故 =0.18d=0.159 =0.08=0.0490 停留時間 =37.99s (5s符合要求)降液管底隙高度 降液管示意圖： =-0.006=0.0638-0.006=0.0578m2.6.4塔板布置及浮閥數目擊者及排列 取閥孔動能因子 =9 孔速=91.315=7.85m/s浮閥數

25、n=80(個) d=0.039取無效區(qū)寬度 =0.06m安定區(qū)寬度 =0.07m開孔區(qū)面積 r=0.38mx =0.26m=2xr2-x2+180r21sinxr=0.142m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排如圖：取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m估算排間距h h=0.023m第3章 塔板流體力學校核第1節(jié) 氣相通過浮塔板的壓力降由下式 干板阻力 =0.027m 液柱 液層阻力 取充氣系數數 =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 =0.06281

26、8.629.81=523.4(0.7k,符合設計要求)。1、 淹塔為了防止淹塔現象了生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中 由前計算知 =0.062m,按下式計算 hd=0.153lslwh02=0.1530.000580.6750.05782 =0.000035m板上液層高度 =0.07m,得： =0.062+0.07+0.000035=0.132m取=0.5,板間距為0.45m,=0.0638m,有 =0.5(0.45+0.0638)=0.257m由此可見：，符合要求。2、 霧沫夾帶 由下式可知 0.1kg液/kg氣=5.710-68.9610-30.375/(0.359-0.025)0

27、.45-0.0353.2=0.015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=0.9-20.159=0.582m=-2=0.612-20.049=0.514式中板上液體流經長度，m; 板上液流面積，； 泛點負荷系數，取0.126; k特性系數，取1.0. vs=0.712,v=1.315,l=818.63,ls=0.00058 m,ll=0.582 m =0.08=0.0490 ,塔截面積at=(/4)d2=0.612m2泛點率= =44.8% (80%,符合要求)第4章 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 vs=0.084-

28、31.18ls與分別取值獲得一條直線，數據如下表。0.000580.001050.0660.05132、泛液線液泛線方程為 a=1.91105vln2=1.911051.315818.62802=0.0479取板上液層充氣程度因數b=ht+(-1-0)0.05=0.50.45+(0.5-1-0.5)0.05=0.175c=0.153lw2h02 =0.1530.67520.05782=100.5d=(1+0)e(0.667)1lw2/3=(1+0.5)1.030.66710.6752=2.26 由此確定液泛線方程。簡化上式得關系如下vs2=3.65-2098.12ls2-47.18ls2/3

29、計算數據如下表。 0.000580.000780.000980.001051.821.801.781.77 3、液相負荷上限線 求出上限液體流量值（常數） 以降液管內停留時間=5s 則 lsmin=afht=0.0490.455=0.00441m3/s4、漏夜線 對于型重閥，由，計算得 則 vs,min=0.7850.03928051.315=0.416m3/s5、液相負荷下限線 去堰上液層高度=0.0062m 根據計算式求的下限值2.841000elsminlw2/3=howe取1.03，lw=0.675lsmin=2.08m3/h=0.000578m3/s經過以上流體力學性能的校核可以將精

30、餾段塔板負荷性能圖劃出。如由塔板負荷性能圖可以看出： 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。 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 第5章 精餾塔的主要附屬設備 第1節(jié) 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，

31、冷流體為20的水 q=qm1r1 q=qm2r2 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/kgr1=600 kj/ r2=775 kj/ qm1=0.153kg/sq=qm1r1=0.153600000=91800j/sq=qm2r2=775000 qm2=91800 qm2=0.12 kg/s傳熱面積： a= =21.2 k取700wm-2/ a=第2節(jié) 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

32、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=0.431333=573.2 kj/s=2257 qm1 蒸汽消耗量qm1為0.254 kg/s第3節(jié) 接管進料管本設計采用直管進料管，管徑計算如下： 取的進料管。第4節(jié) 法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標準法蘭，平焊法蘭，有不同的公稱直徑選用相應的法蘭。根據進料管選取進料管接法蘭：pn0.25，dn32（gb205931997）。第5節(jié) 筒體與封頭（1） 筒體 用鋼板卷制而成的筒體，其公稱直徑的值等于鋼管內徑。當筒體直徑較小時可直接采用無縫鋼管制作，此時公稱直徑的值等于鋼管外徑。根據所設計的塔徑，先按內壓容器設計厚度，厚度計