化工原理课程设计___乙醇—水溶液连续精馏塔的设计.doc

题 目：乙醇水溶液连续精馏塔的设计 目录摘要4第一章 设计概述5 1.1 塔设备在化工生产中的作用与地位.5 1.2 塔设备的分类.5 1.3 板式塔.5 1.3.1 泡罩塔.5 1.3.2 筛板塔.5 1.3.3 浮阀塔.5第二章 设计任务7 2.1 设计条件及操作流程7 2.1.1 物性参数7 2.1.2 塔型选择7 2.1.3 操作条件7 2.1.4 工艺流程简图7第三章 塔的工艺计算9 3.1 确定主要物性参数9 3.2 全塔物料衡算 10 3.3 塔板数的确定10 3.3.1 理论塔板数的计算11 3.3.2 最小回流比Rmin和操作回流R.12 3.3.3 全塔效率的计算.12 3.3.4 实际塔板数的确定.12第四章 塔板主要工艺尺寸的计算.13 4.1 精馏段与提镏段的汽液体积流量.13 4.1.1 精馏段的汽液体积流量.13 4.1.2提镏段的汽液体积流量.13 4.2 塔径的计算.14 4.3 塔高的计算.16 4.4 塔板结构尺寸的确定.17第5章 塔板的流体力学验算18 5.1气体通过塔板的压力降18 5.1.1 干板阻力.18 5.1.2 板上充气液层阻力.18 5.1.3 由表面张力引起的阻力.19 5.2 液面落差.19 5.3 漏液19 5.4 液泛20 5.5 液沫夹带（雾沫夹带）.21第6章 塔板操作性能负荷图.22 6.1 精馏段塔板负荷性图.22 6.1.1 漏液线.22 6.1.2 液沫夹带线.22 6.1.3 液相负荷下限线.22 6.1.4 液相负荷上限线.22 6.1.5 液泛线.236.2 提镏段塔板负荷性图.24 6.2.1 漏液线.24 6.2.2 液沫夹带线.24 6.2.3 液相负荷下限线.24 6.2.4 液相负荷上限线.24 6.2.5 液泛线.25第七章 辅助设备的选型及计算.26 7.1 冷凝器.26 7.2 预热器.27第八章 课程设计与心得28附录：参考文献29 【摘要】设计一座筛板塔，通过对原料、产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。 首先根据设计任务，确定操作条件，比如：操作压力、进料状态等的确定，然后设计工艺流程草图。 根据设计方案，确定具体的参数，完成初步设计。最后通过计算塔的工艺尺寸、塔板的负荷性能等参数，选择合适的辅助设备。【关键词】筛板塔 sieve tray tower，精馏塔 rectification column ，精馏塔的附属设备 accessory equipment of the rectification column。 前言 乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。第1章 设计概述1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法精制及干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响，塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。1.2 塔设备的分类 塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔。长期以来，人们最常用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。1.3板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。1.3.1 泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下优点：（1） 操作弹性大（2） 无泄漏（3） 液气比范围大（4） 不易堵塞，能适应多种介质泡罩塔的不足之处在于结构复杂，造价高，安装维修方便以及气相压力降较大。1.3.2筛板塔筛板塔是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下优点：（1） 生产能力大（提高2040）（2） 塔板效率高（提高1015）（3） 压力降低（降低3050），而且结构简单，塔板造价减少40左右，安装维修都比较容易1.3.3 浮阀塔 20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀塔之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1） 处理能力大（2） 操作弹性大（3） 塔板效率高（4） 压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1和V-4型，F1型浮阀塔的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀塔又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀塔特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减少气体通过塔板的压力降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。第2章 设计任务2.1 设计条件及操作流程2.1.1 物性参数 在常压连续筛板精馏塔中精馏乙醇水溶液，要求料液浓度为30%，产品浓度为92.5%，残液乙醇不大于0.1%。年生产能力15000吨/年 2.1.2 塔型选择 根据生产任务，若按年工作日300天，每天开启设备24小时计算，产品流量为2083.333kg/h，由于产品黏度较小，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。2.1.3 操作条件 操作条件： 低压蒸汽加热 塔顶压强：4kPa（表压） 进料热状况：泡点进料 (饱和液体进料) 回流比：R=22.1.4 工艺流程简图 乙醇-水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇-水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行传热和传质过程。流程示意图如下： 图1.连续精馏装置示意图第3章 塔的工艺计算3.1 主要物性参数（1）水和乙醇的物理性质名称分子式相对分子质量密度20沸 点101.33kPa比热容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s导热系数(20)/(m.)表面张力(20)N/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.8表31：水和乙醇的物理性质（2）常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表32表32 乙醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46g/mol；水相对分子质量：18g/mol（3） 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数进料液及塔顶的质量分数分别为 WF=30 WD=92.5 M乙醇=46g/mol M水=18g/mol XF=0.143617XD=0.828358XW =0.0003915(4) 平均摩尔质量M=0.144*46+（1-0.144）*18=22.032 kg/kmolM= 0.828*46+ (1-0.828) *18=39.812kg/kmolMw=0.00039*46+(1-0.00039)*18=18.011kg/kmol3.2 全塔物料衡算总物料衡算 F=D+W （1）易挥发组分物料衡算 FXF = DXD + WXW （2）全凝器物料衡算 V=(R+1)D (3）已知 XF=0.144 XD=0.828 解得 D=16.41kmol/h W=78.15kmol/hV=（2+1）17.44=52.32kmol/h3.3 塔板数的确定根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得： tD=78.31 (塔顶第一块板) tf =84.9 (加料板) tW=91.1 (塔釜)由相平衡方程式可得因此可以求得：全塔的平均相对挥发度：（1） 精馏段： 提馏段： 3.3.1 理论塔板数NT的求取根据气液平衡数据以及回流比R=2有： 图2：乙醇-水气液平衡图由图可知总理论板数为15（包括塔釜），第13块板为进料板，精馏段理论板数为12，提留段理论板数为3（包括塔釜）3.3.2 最小回流比Rmin和操作回流比R 当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,精馏段操作线已经与平衡线相切,对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由a（xd,xd） 向平衡线作切线，再由截距可求出Rmin 用算数法可以求得 b=0.35 b=0.35 Rmin =1.37 由工艺条件决定 R=1.12 Rmin 故取操作回流比 R=2 （合理）3.3.3 全塔效率的计算根据乙醇-水体系相平衡数据可以查得：塔顶：xD=0.828塔釜：xW=0.0039全塔的平均温度：（1） 精馏段：（2） 提馏段：3.3.4 实际塔板数实际塔板数 NP = NT / ET NP =15/50.13%=29.9块，取30块。精馏段：，取整24块。提馏段：，取整6块。故进料板为第25块，考虑到安全因素，取实际总板数为31块。（其中关于两段的效率计算参考教科书P296图6-62及3P101效率求解公式（全塔效率约50.13%）。第4章 塔板主要工艺尺寸的计算4.1 精馏段与提镏段的汽液体积流量4.1.1 精馏段的汽液体积流量精馏段塔顶压强 若取单板压降为0.7kPa, 则进料板压强 精馏段的平均操作压Pm=（105.3+122.1)/2=113.7kPa 根据操作压由下式，查表可得，塔顶tD=78.4，进料板tF=84.9 液 相平均温度：tm=( tF+tD)/2=(84.9+78.4)/2=81.65 进料板 xF=0.144,yF=0.485 塔顶y1=xD=0.828，x1=0.7424；根据公式 MF=MA*xF+(1-xF)MBMLf=21.86，Mvf=31.58 ；MLD=40.34，MVD=40.96精馏段平均分子量：MV=（31.58+40.96)/2=36.27; ML=(21.86+40.34)/2=31.1液相平均密度为：其中，平均质量分数xLm=(0.29+0.91)/2=0.6所以，Lm =814.2气相平均密度 4.1.2 提馏段的汽液体积流量 提馏段采取精馏段相同的计算方法；进料板xf=0.138；yf=0.485； 塔釜 xw=0.01；yw=0.107塔釜：MLf =18.28；Mvf=21.0 ；进料板MLf=21.86，Mvf=31.58提馏段平均分子量MV=（21+31.58)/2=26.29 ； ML=（21.86+18.28)/2=20.074.2 塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：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： 塔径可以由下面的公式给出： 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间：功能参数：从史密斯关联图查得：C20=0.074，由于， 设：1乙醇 2水 平均表面张力： 塔顶: 进料板：=17.7mN/m =61.0mN/m 塔底： =17.0mN/m =59.0mN/m 精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力 全塔液相平均表面张力 C=0.074()0.2=0.0878 =0.0878 u=0.72.277=1.594m/s =1.05m根据塔径圆整为D=1m此时，精馏段的上升蒸汽速度为：Uj=提馏段的上升蒸汽速度为：Ui=安全系数：=0.770 =0.769和均在0.6-0.8之间，符合要求。（参照2P92、3P83/P103） 4.3塔高的计算 -塔顶空间（不包括封头部分） -板间距 N-实际板数 S-孔数 -进料板出板间距 -塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=31块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个孔，则孔的数目为： 个取两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度： 参照3 P93 4.4 塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度，破沫区宽度，查得 堰长弓形溢流管宽度弓形降液管面积降液管面积与塔截面积之比 堰长与塔径之比降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求第五章 塔板的流体力学验算5.1气体通过塔板的压力降气体通过塔板的压力降(单板压降)气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱气体通过筛板的干板压降，m液柱气体通过板上液层的阻力，m液柱克服液体表面张力的阻力，m液柱5.1.1 干板阻力干板压降 =筛孔气速，m/s孔流系数分别为气液相密度，Kg/m3根据d2/=5/3=1.67 查干筛孔的流量系数图C0 =0.78精馏段 液柱提馏段 液柱5.1.2 板上充气液层阻力板上液层阻力： 板上清液层高度，m反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数降液管横截面积=0.0534m3, 塔横截面积=精馏段 动能因子 查充气系数与Fa的关联图可得 =0.55 则 hl=hL=0.550.06=0.033m提馏段 动能因子 Fa=查充气系数与Fa的关联图可得 =0.58则 hl=0.580.06=0.03485.1.3 由表面张力引起的阻力液体表面张力的阻力 精馏段 提馏段 综上，故 精馏段 hp=0.134+0.033+0.00411=0.170m液柱 压降 =814.29.810.170=1.4Kpa 提馏段 =918.29.810.126=1.1KPa5.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响5.3 漏液漏液验算 K=1.5-2.0u0 筛孔气速 uow漏液点气速精馏段实际孔速稳定系数为 提馏段稳定系数为故在本设计中无明显漏液。5.4 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从的关系 乙醇-水组分为不易发泡体系 故取精馏段 又板上不设进口堰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 提馏段hd=0.153（u0)2=0.153（0.272）2=0.0113Hd=0.126+0.06+0.0113=0.197m液柱=0.262。 故在本设计中不会发生液泛现象5.5 液沫夹带（雾沫夹带）板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，Kg液/Kg气公式 精馏段 提馏段在本设计中液沫夹带常量eV在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。第6章 塔板操作性能负荷图6.1 精馏段塔板负荷性能图 6.1.1 漏液线 =0.7850.005223787.73=0.361m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线1 6.1.2 液沫夹带线 以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0482 how=2.84/10001.04(3600LS/0.792)2/3=0.928LS2/3则hf=0.121+2.32 LS2/3 HT-hf=0.4-0.121+2.32LS2/3=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可作出液沫夹带线2 6.1.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准，由=EE=1.04,则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3. 6.1.4 液相负荷上限线以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。 6.1.5 液泛线令 ， 联立得 整理得： 0.071=0.194-328.5-1.433列表计算如下Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)1.4661.3781.2771.155由此表数据即可做出液泛线5。综上所述，筛板塔的负荷性能图如下：由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max= 1.46m3/s Vs，min= 0.5m3/s故操作弹性为Vs，max/Vs，min=2.926.2 提镏段塔板负荷性能图 6.2.1 漏液线 =0.7850.005223789.16=0.427m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线1 6.2.2 液沫夹带线 以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0366 how=2.84/10001.074(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3则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可作出液沫夹带线2 6.2.3 液相负荷下限线 = E=1.074据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。 6.2.4 液相负荷上限线 以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。 6.2.5 液泛线 0.0452=0.204-776.2-1.513列表计算如下Ls/(m3/s)0.0010.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)2.0401.8421.671.4411.116由此表数据即可做出液泛线5。综上所述，筛板塔的负荷性能图如下：由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制，由图查得 Vs，max= 1.45m3/s Vs，min= 0.427m3/s 故操作弹性为Vs，max/Vs，min= 3.40第七章 辅助设备的计算及选型7.1 冷凝器（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Q=qm1r1=cpqm2(t2-t1) qm1=(R+1)DQ单位时间内的传热量，J/s或W；qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s;r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kgt=78.4时查表得r=1100.2KJ/Kg则 Q=qm1r1 =（2+1） 67.840.961100.2/3600=2546KJ/s取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20和30 平均温度25 下水的比热 Cpc =4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量： qm2 又 Q=KA K取700Wm-2/所以，传热面积：A= =53.2 A=68.47.2 预热器以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：其中tf=(84.9+35)/2=60.0（设原料液的温度为35度）在进出预热器的平均温度以及tfm =60的情况下可以查得比热cpf=3.485KJ/kg.，所以，Qf =10.810003.845(84.9-35)=2072000KJ/h釜残液放出的热量若将釜残液温度降至tw2=45那么平均温度tw=(97.2+45)/2=71.1。 其比热为cpw=4.213KJ/kg.因此，Qw=18,56629.74.213(97.2-45)=2570000KJ/h可知，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点。 第八章 课程设计与心得精溜塔的设计，在化工行业有较广的应用，通过短短三周的设计，使我认识到精溜工艺应用是十分广泛的，但是，要把此塔设计好，是有很难度的，它不仅要求我们拥有较高的理论基础，还要求我们掌握一定的实践技能基础。本次课程设计难度大，主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。通过这次设计，使我认识到作为生物工程专业的学生，不仅要学好化工原理课程，还要对设备等相关内容都要学好用好，尤其是实验课，必须专心实验。然而，这也只是实践中的一点点小方面。但是，只有这样才能为以后的学习做好铺垫。在整个设计中要考