化工原理课程设计-精馏塔设计7000吨乙醇-水精馏塔设计.doc

目录（一）设计任务书2（二）设计计算2一、设计方案的确立及论证2二、工艺计算3三、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算6四、精馏塔的塔径塔体工艺尺寸计算10五、塔板主要工艺尺寸的计算12六、塔板流体力学验算14七、塔板符合性能图16八、附属设备19参考文献23感想23年产量为7000吨（一）设计任务书1、 设计题目乙醇-水精馏塔设计2、 设计任务和条件1) 原料液含乙醇20%（质量分数下同），其余为水；2) 产品乙醇含量不低于94%3) 残液乙醇含量不低于0.1%4) 生产能力为年产7000吨（94%）的乙醇产品5) 操作条件：精馏塔的塔顶压强 4kpa（表压）进料状态 泡点进料回流比 r=1.6rmin加热蒸汽压强 101.33kpa（表压）单板压降 不大于0.66kpa（表压）6） 设备形式 浮阀塔7） 厂址 太原8） 设备工作日 每年300天，24小时连续运行太原地区夏天水温1618oc3、 设计题目1） 设计方案的确定及论证2） 塔板数的计算3） 塔径4） 踏板结构的设计。包括：结构尺寸、流体力学验算、负荷性能图5） 其它：包括加热蒸汽、冷凝器的选择、冷却水消耗量、传热面积等6） 流程图及主要设备图。分别用a3 a1号图纸（二）设计计算一、设计方案的确立及论证 本设计任务为分离乙醇和水的混合物。对于二元混合物的分离应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝液在泡点下-部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐，该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍，塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。本方案确定为常压下操作，物性也无特殊要求则可在常压下操作，且常压下操作也较容易，不需多余空压设备。将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，此时塔的操作比较容易控制，不致受季节、气温的影响。在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。采用直接蒸汽加热，塔底产物近于纯水，而在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大，其优点有：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不需安置庞大的传热面。但是，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度较低，因而塔板数稍有增加，而乙醇和水，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。选择r=1.6rmin,使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。二、工艺计算2.1 rmin的确定乙醇-水体系为非理想体系，其平衡曲线有下凹部分。此时rmin可由点（xd ,yd）像平衡线作切线的斜率，求得:由图可见，该切线的斜率为求得rmin=2.2337所以r=1.6rmin=2.23371.6=3.574由于采用泡点进料q=1则v=v=v0=(r+1)d=4.574d l,=l+f=rd+f2.2物料衡算2.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 ma=46kg/kmol水的摩尔质量 mb=18kg/kmolxf=0.0891xd=0.8598xw=0.00039产品量d=22.35kmol/h总物料衡算：f+v0=d+w易挥发组分横算fxf+v0y0=dxd+wxw联立得 v0=102.2289kmol/h w=296.852kmol/h f=216.9731kmol/h2.2.2塔板数的确定（1） 求精馏塔的气液相负荷l=rd=3.57422.35=79.8789kmol/hl=l+f=79.8789+216.9731=296.852kmol/hv=(r+1)d=v=102.2289kmol/h(2) 回收率a. 乙醇的回收率为b. 水的回收率为(3) 操作线方程a. 精馏段操作线方程为：b. 提馏段操作线方程为：（4） 图解法求理论板层数1、 采用直角阶梯法求理论板层数如右图，其放大图为下，求解结果为总理论板层数：nt=24(不包括再沸器)进料板位置nf=21精馏段得理论板层数n精=20，提馏段的理论板层数n提=4（包括进料板）2、 实际板层数的求取设et=50%则精馏段实际板层数n精=20/0.5=40提馏段实际板层数n提=4/0.5=8总的实际板层数np=n精+n提=483、 塔板总效率的估计1 操作压力计算塔顶操作压力 pd=p当+p表=92+4=96kpa 每层塔板压降p=0.66kpa 塔底操作压力 pw=pd+0.6648=96+0.6648=127.68kpa2 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇-水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算 a=7.33827 b=1650.05 c=231.48 a=7.07406 b= 1657.46 c=227.02 塔顶：t=81oc时 = =114.2279kpa= =49.3226kpaxd=0.8598所以t=81oc较接近t=80.9oc时 = =113.70kpa= =49.1kpa所以td=80.9oc塔底：t=106.5oc= =285.8751kpa= =127.1929kpa t=106.6oc= =286.8273kpa= =127.6299kpa 两者较接近平均温度3 粘度计算在时，查的 4 相对挥发度计算 5 塔板总效率估算根据 求的 在误差范围内所以假设成立取塔板的效率则则精馏段实际板层数n精=20/0.5=40提馏段实际板层数n提=4/0.5=8总的实际板层数np=n精+n提=48三、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算1、 操作压力计算 塔顶操作压力 pd=p当+p表=92+4=96kpa 每层塔板压降p=0.66kpa进料板压降 pf=96+0.6641=123.06kpa精馏段平均压力降 pm=(96+123.06)/2=109.53kpa塔底操作压力pw=pd+0.6648=96+0.6648=127.68kpa提馏段的平均压降pm=(127.68+123.06)/2=125.37kpa2、 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇-水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算塔顶温度td=80.9oc由上已算进料板温度计算设tf=101oc= =237.3641kpa= =104.9872kpa相差较远tf=100oc= =229.3207kpa= =101.3176kpa相差更远所以选择的温度应该大于101octf=102oc= =245.6389kpa= =108.7662kpa与较接近tf=102.5oc= =249.8646kpa= =110.6975kpa与较接近所以选择tf=102.5oc较合适精馏段平均温度tm=(80.9+102.5)/2=91.7oc提馏段平均温度tm=(102.5+106.6/2=104.55oc3、 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由查平衡曲线得进料板平均摩尔质量计算有图解理论板得查平衡曲线得塔底平均摩尔质量计算查平衡曲线得精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4、 平均密度计算（1） 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段 vm=提馏段 vm=（2） 液相平均密度计算液相平均密度依据下式计算，即a. 塔顶液相平均密度的计算由td=80.9oc查手册得水=971.215kg/m3 乙醇=737.538kg/m3 ldm=b.进料板液相平均密度计算由tf=102.5oc查手册得水=956.55kg/m3 乙醇=719.225kg/m3 lfm=c.进料板液相的质量分率所以 lfm=d塔板液相平均密度计算tw=106.6oc查手册得水=953.516kg/m3 乙醇=715.745kg/m3 lwm=e.精馏段液相平均密度为 lm=f提馏段液相平均密度为 lm=5、 液相平均表面张力计算a. 塔顶液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分率为94%时，查手册得解得b.进料板液相平均表面张力的计算由乙醇的质量分率为20%时，查手册得解得c.塔底液相平均表面张力的计算由乙醇的质量分率为0.1%时，查手册得解得d精馏段液相平均表面张力的计算e.提馏段液相平均表面张力的计算四、精馏塔的塔径塔体工艺尺寸计算1. 塔径的计算精馏段的气液相体积流率为由c20由图4-1查取p24，图的横坐标为取板间距ht=0.47m,板上液层高度hl=0.07m,则ht-hl=0.47-0.07=0.4m查图4-1得c20=0.0825=取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.62.157=1.2944m/s按标准塔径圆整后为d=1.0m提馏段的气液相体积流率为由 图的横坐标为 查图4-1得c20=0.081 c=0.081=取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.62.893=1.736m/sdd则取d=1.0m塔截面积为at=实际空塔气速为2、 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度为z精=（n精-1）ht=(40-1)0.47=18.33m提馏段有效高度为z精=（n提-1）ht=(8-1)0.47=3.29m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为z=z精+z精+0.8=18.33+3.29+0.8=22.42m五、塔板主要工艺尺寸的计算1、 溢流装置计算因塔径d=1.0m可选用单溢流弓形降液管采用凹型受液盘，各项计算如下：(1)堰长lw取lw=0.66d=0.661.0=0.66m(2)溢流堰高度hw=hl-how选用平直堰，堰上液层高度how，依下式计算，即how=近似取e=1，则how=取板上液层高度hl=0.07m故hw=hl-how=0.07-0.00784=0.06216m(3) 弓形降液管高度wd和截面积af由查图4-3，p27得 故af=0.0722at=0.07220.785=0.0567m2wd=0.124d=0.1241.0=0.124m依据式4-7验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理（4） 降液管底隙高度h0取=0.08m/s则=故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度2、 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔功能因子f0=11，用式4-29求孔速u0即依据式4-30，求每层塔板上的浮阀数，即取边缘宽度wc=0.06m泡沫区宽度ws=0.07m依据4-10计算塔板上的鼓泡区面积，即浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m,则可按下式估算排间距t即考虑到塔径的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用96mm,而应小于此值，故取t=80mm=0.08m按t=75mm,t=80mm以等腰三角形叉排方式作图，排的阀数72个阀孔动能因子变化不大，仍在912范围内塔板开孔率=六、塔板流体力学验算1、 气相通过浮阀塔板的压降，可根据式4-31计算塔板压降，即(1) 干板阻力由式4-34计算，即因则hc按式4-32计算（2） 板上充气液层阻力hl本设备分离乙醇和水的混合物，即液相为水，可取充气系数依据式4-16计算，即（3） 克服表面张力所造成的阻力h0因本设计采用浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为（单板压降pp=）2、 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度hd可用式4-23计算，即（1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp=0.07m（2） 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故可按式4-24计算，即（3） 板上液层高度取hl=0.07m则取 ht=0.47m hw=0.06216m则可见hd,符合防止淹塔的要求（4）雾沫夹带按式4-37及式4-38计算泛点率fl,即或板上液体流经长度zl=d-2wd=1.0-20.124=0.752m板上液流面积ab=at-2af=0.785-20.0567=0.6716m2水和乙醇可按正常系统按表4-3取物性系数k=1.0，又由图4-10查得泛点负荷系数cf=0.117将以上数值带入4-37，得按式4-38计算泛点率，得计算出的泛点率都在80%以下，可知雾沫夹带量能够满足的要求七、塔板符合性能图1、 雾沫夹带线按式4-37作出，即对于一定的物系及一定的塔板结构，式中 k cf zlj均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将已知数代入上式，便得出vs-ls的关系式，据此式可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：整理得： （1）由式（1）知，雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个ls值，依据（1）计算出相应的vs值列于附表1中附表10.0080.0061.3961.4482、 液泛线联立式4-23、4-21及式hd得由上式确定液泛线，忽略式中项，将式4-24、4-27、4-32、4-16、代入上式，得到因物系一定塔板结构尺寸一定，则ht hw h0 lw 等均为定值，而u0与vs又有如下关系即式中阀孔数n与孔径d0为定值，因此可将上式简化得 （2）在操作范围内任取若干个ls值，依据式（2）算出相应的vs值列于附表2中附表20.0020.0040.0010.0061.3321.1401.4040.8323、 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35s，依据式4-7知：液体在降液管内停留时间求出上限液体流量ls值（常数）在vs-ls图上，液相负荷上限线为与气体流量vs无关的竖直线，以作为液体在降液管中停留时间的下限，则4、 漏液线对于fi型重阀，依据计算则又知即式中 n均为已知数，故可由此式求出气相负荷vs的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线以f0=5作为规定气体最小负荷的标准，则5、 液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.00784m作为液相负荷下限条件，依下列how的计算式计算出ls的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直直线，取e=1则根据本题附表1、2及式（3）（4）（5）可分别作出塔板负荷性能图上的（1）（2）（3）（4）（5）共五条线由塔板负荷性能图可看出：（1） 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜操作区域内的适中位置（2） 塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制（3） 按照固定的液气比，由图乙查出塔板的气相负荷上限（vs）max=3.26m3/s,气相负荷上限（vs）min=0.381m3/s,所以操作弹性=现将计算结果汇总列于附表3中附表3 浮阀塔板工艺设计结果项目数值及说明备注塔径d/m1.0板间距ht/m0.47塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/m/s1.2944堰长lw/m0.66堰高hw/m0.06216板上液层高度hl/m0.07降液管底隙高度h0/m0.0159浮阀数n/个72等腰三角形叉排阀孔气速u0/m/s9.148阀孔动能因数f010.33临界阀孔气速u0c/m/s9.19孔心距t/m0.075指同一横排的孔心距排间距t/m0.08指相邻两横排的中心线距离单板压降570.54液体在降液管停留时间/s31.66降液管内清液层高度hd/m0.141泛点率43.0%气相负荷上限（vs）max3.26雾沫夹带控制气相负荷下限（vs）min0.381漏液控制操作弹性8.56八、附属设备（1） 塔顶全冷凝器核算1、 试算和初选换热器型号 80.9oc时，水的汽化潜热为2520kj/kg,乙醇的汽化潜热为845kkj/kg=设冷却水进口温度为20摄氏度，出口温度为30摄氏度，2、 计算两流体的平均温差，暂按单壳程多管程进行计算，逆流时平均温度差为r=0所以3、 初选换热器型号根据两流体的情况，假设k=560w/(m2.oc)故选择计算换热面积为8.26m2,换热管长度l=3000mm,管子根数n=48，管程数n=4，实际传热面积若采用此传热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为560w/(m2.oc)4、 核算压强降（1） 管程压降其中管程流通面积(湍流)设管壁粗糙度，由关系图中查所以（2） 壳程压降其中管子为转角450c正方形，f=0.4 取折流挡板间距h=0.15m 壳程流通面积取d=0.2m 计算表明管程和壳程压强降都能满足题设要求4、 核算总传热系数（1） 管程对流传热系数re=59920(湍流)(2) 壳程对流传热系数去换热器列管中心距离t=26mm流体通过管间最大截面积为 取所以（3） 污垢热阻 （4）总传热系数k0，管壁内阻可以忽略计算k0=587 所以选择k0=560 合适，型号为设计结果为选用固定管板式换热器s=8.26m2 l=3m n=4 n=48(2) 产品冷