乙醇水溶液连续精馏塔化工课程设计.doc

第一章 设计概述1.1塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、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、气体的湿法净制和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，人们最长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，泡罩塔具有一下优点：（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筛板塔筛板塔液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，具有以下的优点：（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，塔盘造价减少40左右，安装维修都比较容易1。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。浮阀式之所以广泛的应用，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型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，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。第二章 设计方案的确定及流程说明2.1 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10.8t/h，由于产品粘度较小，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。2.2 操作流程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。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，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，进行热和质的传递过程。流程示意图如下图图1：精馏装置流程示意图第三章 塔的工艺计算3.1查阅文献，整理有关物性数据（1）水和乙醇的物理性质表31：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（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：46；水相对分子质量：183.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 3.1.2平均摩尔质量 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 总物料衡算 D+W=F+S （1） 易挥发组分物料衡算 F = D + WW （2）恒摩尔流假设 S=V=(R+1)D (3）通过 由RMIN专用计算程序知 Rmin=1.082 由工艺条件决定R=1.85Rmin=1.081.85=2F=10.810/21.86=494.1kmol/h联立上式（1）、（2）、(3)得：S=203.4kmol/h W=629.7kmol/h D=67.8kmol/h3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数的求取根据乙醇水气液平衡表1-6，作图 图2：乙醇水气液平衡图由图可知总理论板数为15，第十三块板为进料板，精馏段理论板数为12，提留段理论板数为3（包括蒸馏釜）3.3.2全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得： (塔顶第一块板) (加料板) (塔底)由相平衡方程式可得因此可以求得：全塔的相对平均挥发度：（1） 精馏段：（2） 提馏段：全塔的平均温度：（1） 精馏段：（2） 提馏段：在81.7时，根据上图知对应的X=0.297，由化工原理课本附录十一（水在不同温度下的黏度表）查得，由附录十二（液体黏度共线图）查得（图中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。在91.1时，根据上图知对应的X=0.044，由化工原理课本附录十一（水在不同温度下的黏度表）查得，由附录十二（液体黏度共线图）查得（图中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。因为所以，平均黏度：（1） 精馏段：（2） 提馏段：用奥康奈尔法()计算全塔效率：（1） 精馏段：（2） 提馏段：3.3.3实际塔板数实际塔板数（1） 精馏段：，取整22块，考虑安全系数加一块为23块。（2） 提馏段：，取整8块，考虑安全系数加一块，为9块。故进料板为第24块，实际总板数为31块。第四章 精馏塔主题尺寸的计算4.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量4.1.1 精馏段的汽液体积流量 整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：M=(21.86+40.34)/2=31.1kg/Kmol液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(84.9+78.4)/2=81.7表3 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数xf=0.138y1=xD=0.82yf=0.485x1=0.798摩尔质量/Mlf=21.86MLf=40.34Mvf=31.58Mvl=40.96温度/84.978.4在平均温度下查得液相平均密度为：其中，平均质量分数xlm=(0.29+0.91)/2=0.6所以，lm =814.2精馏段的液相负荷L=RD=267.8=135.6Kmol/h Ln=LM/lm=135.631.1/814.2=5.18由 所以 精馏段塔顶压强 若取单板压降为0.7, 则进料板压强 气相平均压强 气相平均摩尔质量 气相平均密度 汽相负荷 V=（R+1)D=67.83=203.4精馏段的负荷列于表4。表4 精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/36.2731.1平均密度/1.493814.2体积流量/4941.3(1.373)5.18(0.00144)4.1.2 提馏段的汽液体积流量整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。表5 提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数xw=0.025xf=0.29yw=0.234yf=0.706摩尔分数Xw=0.01Xf=0.138Yw=0.107Yf=0.485摩尔质量/Mlv =18.28MLf=21.86Mlv=21.0Mvf=31.58温度/97.284.9表6 提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/20.0726.29平均密度/918.51.079体积流量/13.76(0.00382)4955.9(1.377)4.2 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，需先求平均表面张力：1乙醇 2水 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根据塔径系列尺寸圆整为D=1000mm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。4.3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： -塔顶空间（不包括头盖部分） -板间距 N-实际板数 S-人孔数 -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块板设一个人孔，则人孔的数目为： 个取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：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4.5 弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液层深度，一般不宜超过60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算=E-液体的收缩系数-液相的体积流量-堰长精馏段 =由 查手册知 E=1.04 则=0.001131.04=0.0118m=0.06-0.0118=0.0482m降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小15mm即=0.0482-0.015=0.0332同理，对提馏段 =由 查手册得 E=1.074=0.02181.074=0.0234m=0.06-0.0234=0.366m=0.0366-0.015=0.016m4.6.开孔区面积计算 已知=0.12m进取无效边缘区宽度 =0.05m 破沫区宽度 =0.075m阀孔总面积可由下式计算x=r=所以 4.7 筛板的筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 筛孔数目 开孔率 （在5-15%范围内）气体通过筛孔的气速为 则 精馏段 提馏段 第五章 塔板的流体力学验算5.1 气体通过塔板的压力降m液柱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用下面的公式计算： 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 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 提馏段故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。5.4 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。5.5 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第六章 塔板负荷性能图 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16.1.2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26.1.3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。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：精馏A）在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。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提馏段塔板负荷性能图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16.2.2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26.2.3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。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：B:在负荷性能图B上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。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7章 各接管尺寸的确定及选型7.1进料管尺寸的计算及选型料液质量流体：进料温度tf=84.9，在此温度下乙醇=732.5Kg/m3 水=968Kg/m3则 Kg/m3则其体积流量：取馆内流速：则进料管管径：则可选择进料管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.874m/s7.2釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率：出料温度tw=97.2，在此温度下乙醇=719Kg/m3 水=960Kg/m3则 Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度ul=0.5m/s则釜液出口管管径：则可选择釜液出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.279m/s7.3回流管尺寸的计算及选型回流液质量流率：回流温度td=78.4，在此温度下乙醇=734Kg/m3 水=974Kg/m3则 Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度uw=1.5m/s则釜液出口管管径：则可选择回流管热轧无缝钢管，此时管内液体流速0.441m/s7.4塔顶蒸汽出口径及选型Kg/m3塔顶上升蒸汽的体积流量：取适当流速 u=16m/sd=所选规格为：承插式铸铁管，此时管内流速14.25m/s7.5水蒸汽进口管口径及选型进入塔的水蒸气体积流量Kg/m3取适当流速 u=20m/sd=则可选择水蒸气进口管承插式铸铁管，此时管内流速16.41m/s第八章 精馏塔的主要附属设备8.1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=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMD Q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=68.48.2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