乙醇—水连续筛板精馏塔工艺设计.doc

山东大学化工原理课程设计题目乙醇-水连续筛板精馏塔工艺设计_系（院）化学与化工系_专业应用化工技术_班级_学生姓名_学号_指导教师_职称讲师_2012年6月6日滨州学院化工课程设计前言精馏是分离液体混合物最常用一种操作，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）连续排出。在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段，塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的，有特殊物质的体系还可以用恒沸精馏或萃取精馏等特殊的方法进行分离。精馏过程按操作过程可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液可采用减压精馏。精馏过程所用的设备及起相互联系总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两大类。板式塔内沿塔高安装了若干层塔板（亦称塔盘），液体靠重力作用由顶部流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而升至塔顶。气、液两相在塔板上直接接触完成热、质的传递，两相组成沿着塔高呈阶梯式变化。塔板是板式塔内汽、液接触的主要元件。塔板的种类很多，根据塔板结构特点可将板式塔分为：泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、浮舌塔、浮动喷淋塔等多种不同的塔型。化工原理教材已对常用的板式塔，如泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、喷射塔、多降液管塔、无溢流塔等的形式、结构和优点作了介绍，从中了解到不同的类型各有其优缺点，各有其使用的场合。塔总体结构包括塔体、裙座、封头、除沫器、接管、手孔、人孔等。目录滨州学院化工课程设计-2-一、设计题目一、设计题目.3二、设计目的设计目的.3三、设计任务及操作条件三、设计任务及操作条件.3四、设计内容四、设计内容.4（一）（一）设计方案选定设计方案选定.4（二）（二）精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算.5一、摩尔分率及摩尔质量的计算.51.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.52.原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.5二、物料衡算.5（三）（三）精馏工艺条件计算精馏工艺条件计算.6一、乙醇气液平衡数据（101.3KPA）.6二、乙醇和水XY图，及精馏段操作线、提留段操作线.71、理论塔板数NT的求取.72、实际板层数的求取.8三精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.91、操作压力.92、操作温度.93、平均摩尔质量的计算.104、精馏段平均密度计算.105、液体平均表面张力的计算.11（四）精馏塔的塔体工艺尺寸计算（四）精馏塔的塔体工艺尺寸计算.12一、精馏段塔径的计算.12二、提馏段塔径的计算.13三、精馏塔有效高度的计算.141、精馏段的有效高度.142、提馏段的有效高度.15（五）塔板主要工艺尺寸的计算（五）塔板主要工艺尺寸的计算.15一、精馏段溢流装置的计算因塔径.151、堰长lw.152、溢流堰高度hw.153、弓形降液管宽度Wd和截面积Af.154、降液管底隙高度h0.16二、提馏段溢流装置的计算.162、溢流堰高度hw.163、弓形降液管宽度Wd和截面积Af.174、降液管底隙高度h0.17三、塔板布置及筛孔数目与排列.181、边缘宽度的确定.18滨州学院化工课程设计-3-2、开孔区面积计算.18（六）（六）.筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算.18一、精馏段.181、塔板压降.182、液面落差.193、雾沫夹带.194、漏液计算.205、液泛计算.20二、提馏段.201、塔板压降.202、液面落差.213、雾沫夹带.214、漏液计算.225、液泛计算.22（七）塔板负荷性能图（七）塔板负荷性能图.22一、漏液线.22二、雾沫夹带线.23三、液体负荷下限线.23四、液体负荷上限线.23五、液泛线.24六、负荷性能图.24七、有关该筛板塔的工艺设计计算结果汇总于表9.25（八）精馏塔的附属设备（八）精馏塔的附属设备.26一、换热器的计算.261、塔顶冷凝器.262、再沸器.273、预热器.28二、离心泵的设计.291、塔顶离心泵规格.292、提供预热器热水离心泵规格.29三、各接管尺寸的确定.291、进料管.292、釜残液出料管.303、塔顶回流液管.304、塔顶上升蒸汽管.305、塔底回流液管.31（九）参考文献（九）参考文献.31乙醇-水连续筛板精馏塔工艺设计化工原理课程设计4一、设计题目乙醇水连续筛板精馏塔工艺设计二、设计目的综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果。树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。三、设计任务及操作条件原料：在一常压操作的连续精馏塔内分离乙醇水混合物。处理量（料液）年产量100000吨生产制度年开工300天，每天24小时连续生产原料组成28%（质量百分率，下同）进料状况含乙醇28%，乙醇-水的混合溶液分离要求塔顶乙醇含量78%，塔底乙醇含量0.04操作压力51.0132510Pa进料热状况泡点进料回流比1.5单板压降0.7KPa全塔效率ET=38%设备型式筛板建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20的滨州市四、设计内容（一）设计方案选定本设计任务为分离水乙醇混合物。化工原理课程设计5原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至88.07后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。1、精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2、操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3、塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4、加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入，经换热器加热达到露点后，采用泡点进料方式进行。5、由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。6、再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。（二）精馏塔的物料衡算原料液处理量为13888kgh（每年生产300天），塔顶产品组成78%（ww）乙醇。原料28%（ww）乙醇水溶液，釜残液含乙醇0.04%（ww）的水溶液。分子量M水=18kgkmol；M乙醇=46kgkmol。化工原理课程设计6一、摩尔分率及摩尔质量的计算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料摩尔分数：xF=0.28460.13210.28460.7218塔顶摩尔分数：xD=0.78460.58110.78460.2218塔釜残液的摩尔分数：xW=0.0004460.000160.0004460.9996182.原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.132146(10.1321)1821.6988FMkgkmol0.581146(10.5811)1834.2708DMkgkmol0.0001646(10.00016)1818.00448WMkgkmol二、物料衡算原料的处理量F=13888640.0421.6988kmolh总物料衡算640.04FDW乙醇的物料衡算解得:塔顶采出量640.040.13210.58110.00016DW145.3625D塔底采出量494.6775W（三）精馏工艺条件计算一、乙醇气液平衡数据（101.3kPa）T液相xa%气相ya%T液相xa%气相ya%T液相xa%气相ya%1000088.36.938.182.42555.5化工原理课程设计799.30.22.587.97.439.281.630.657.798.80.44.287.77.940.281.235.159.697.70.88.887.48.441.380.84061.496.71.212.8878.942.180.445.463.495.81.616.386.79.442.98050.265.495218.786.49.943.879.85466.994.22.421.486.210.544.679.659.669.693.42.924861145.479.364.171.992.63.326.285.711.546.178.870.675.891.93.728.185.412.146.978.67679.391.34.229.985.212.647.578.479.881.890.84.631.68513.248.178.28686.490.55.133.184.813.848.778.1589.489.489.75.534.584.714.449.39594.289.2635.884.51549.8100100896.53783.32053.1（1）（2）1、理论塔板数NT的求取理论板层数NT的求取甲醇水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数。求得甲醇水体系的相对挥发度=5.1016（详见附录一（1）求最小回流比采用泡点进料0.1321fqxx则有气液平衡方程求得0.43711(1)fqffxyyx化工原理课程设计8故最小回流比为min0.58110.43710.47210.43710.1321dqqqxyRyx可取操作回流比R=1.5Rmin=0.70815塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算0.70815145.3625102.9385LRDkmolh(1)(0.708151)145.3625248.3010VRDkmolh248.3010VVkmolh102.9385640.04742.9785LLFkmolh求操作线方程精馏段操作线方程为:111nDnxRyxRR提馏段操作线方程为:1mmwLwyxxVV汽液平衡方程(1)yxyy逐板计算法求理论塔板数=1yDx10.58110.21380.58115.101610.5811x带入精馏段操作线方程20.708150.58110.21380.42881.708151.70815y20.42880.12830.42885.101610.4288x20.12830.1321fxx同理带入提馏段操作线方程32.99220.12830.00031880.3835868y化工原理课程设计930.38358680.1087180.38358685.101610.3835868x4299220.1087180.00031880.324992y40.3249920.0862360.3249925.101610.324992x52.99220.0862360.00031880.257722y50.2577220.0637210.2577225.101610.257722x.142.99220.000350570.00031880.000730232y140.0007302320.0001432420.0007302325.101610.000730232x=44141.43242101.610 xwx总理论板层数（括再沸器）N14t进料板位置N2f精馏段的理论塔板数N精=1提馏段的理论塔板数N提=12（包括进料版，不包括再沸器）2.6.2实际板层数的求取精馏段实际板层数N精=10.38=2.633提馏段实际层数N提=120.38=31.5789322.7精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.7.1操作压力的计算塔顶操作压力101.325101.325DP每层板的压降P=0.7kpa进料板压力101.3250.73103.425fp塔底压力101.3250.735125.825wp全塔平均压力pm=（101.325+125.825）2=113.575化工原理课程设计10精馏段平均压力Pm=（101.3+103.425）2=102.3625kpa提馏段平均压力Pw=（103.425+125.825）2=114.625kpa2.7.2操作温度的计算(详见附录一（1）)由内插法求得塔顶温度td=79.6532进料处温度tf=84.9967塔釜温度tw=99.944全塔平均温度(79.6532+99.944)2=89.7986精馏段平均温度tm=（79.6532+84.996）2=82.3250提馏段平均温度tm=（84.996+99.944）2=92.47043、平均摩尔质量的计算（1）塔顶混合物平均摩尔质量计算，由，查平衡曲线得：，则10.5811Dxy10.6888x塔顶液相的平均摩尔质量：0.6888460.31121837.2864()LDmMkgkmol0.5811460.41891834.2708()VDmMkgkmol（2）进料板混合物的平均摩尔质量，由图解理论板得：0.012034Fy由平衡曲线得：0.1283Fx0.012034460.9879661818.336952LFmMkgkmol0.1283460.87171821.5924VFmMkgkmol（3）塔底平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yw=5.5875xw=0.447410410Mvwm=5.587546+(1-5.5875)18=18.015645kgkmol410410Mlwm=0.44746+(1-0.447)18=18.0012516kgkmol410410精馏段混合物平均摩尔质量：(37.286418.336952)227.8117LmMkgkmol(34.270821.5924)227.9316VmMkgkmol提馏段平均摩尔质量：Mvm=(21.5924+18.015645)2=19.8040kgkmolMlm=(18.336952+18.0012516)2=18.1691kgkmol化工原理课程设计114、平均密度的计算气相平均密度的计算有理想气体状态方程计算，即精馏段vm=0.9674kgPmMvmRTm102.362527.93168.314(82.3250273.15)3m提馏段vm=0.7468kgPmMvmRTm114.62519.80408.314(92.4704273.15)3m液相平均密度方程计算液相平均密度依下式计算，即1lm=ii塔顶液相平均密度的计算：由Td=79.6532，查手册得(A水B乙醇)A=972.76kgB=736.76kg3m3m=0.78000.5811460.5811460.418918ldm=10.5811B0.4189A10.5811736.760.4189972.76=820.1064kg3m进料液相平均密度的计算由Tf=84.9967，查手册得A=972.7341kgB=735.9381kg3m3mB=0.27330.1283460.1283460.871718lm=888.05kg1BB+(1-B)A10.2733730.75+0.7267966.2753m塔底液相平均密度的计算由Tw=99.944，查手册得A=959.7469kgB=716.6650kg3m3mB=0.000040895440.1610460.1610460.9998418lwm=1BB+(1-B)A10.000040895716.665+0.999945959.7469化工原理课程设计12=959.674kg3m精馏段的平均密度lm=（820.1064+888.05）2=854.0782kg3m提馏段的平均密度lm=（888.05+959.674）2=923.862kg3m5、液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算lm=xii塔顶平均液相表面张力的计算由Td=79.6532，查手册得=15.02591mNm=64.9880mNmldm=0.5811+0.4189=0.581115.0259+0.418964.9880=35.955mNm进料平均液相表面张力的计算由Tf=84.9967，查手册得=14.1507mNm=62.9661mNmlfm=0.1283+0.7804=0.128314.1507+0.871762.966=56.703mNm塔底平均液相表面张力的计算由=99.944，查手册得wT=12.3591mNm=58.9404mNmlwm=0.00016+0.99984=0.0001612.3591+0.9998458.9404=58.930mNm精馏段平均液相表面张力lm=（53.955+56.703）2=46.329mNm提馏段平均液相表面张力lm=（56.703+58.930）2=57.818mNm液相平均粘度依下式计算，即Lglm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算由Td=79.6532，查手册得=0.3199mPas=35.8805mPas化工原理课程设计13lgldm=0.5811+0.4189=0.58110.3199+0.418935.8805ldm=2.3104mPas进料液相平均粘度的计算由Tf=84.9967，查手册得=0.2828mPas=32.5181mPaslglfm=0.1283+0.8717=0.12830.2828+0.871732.5181lfm=17.6889mPas塔底液相平均粘度的计算由=99.944，查手册得wT=0.2294mPas=28.6216mPaslglwm=0.16+0.99984410=0.160.2294+0.9998428.6216410lwm=28.6088mPas精馏段液相平均粘度lm=（2.3104+17.6889）2=9.9996mPas提馏段液相平均粘度lm=（17.6889+28.6088）2=23.14885mPas1（四）精馏塔的塔体工艺尺寸计算一、精馏段塔径的计算精馏塔的气，液体体积流率为0.70815145.3625102.9385LRDkmolh(1)(0.708151)145.3625248.3010VRDkmolh43102.938527.81179.305103600854.67823600LmLLmLMVms3248.301027.93161.991436000.96743600VmVVmVMVms由计算，其中的C由图3-3査取，图的横坐标为VVLCumax化工原理课程设计14114229.30410854.6782()()0.013891.99140.9674mLLVmVVV取板间距HT=0.4m板上液层高度hL=0.06m，则0.40.060.34TLHhm查化工原理课程设计P105图5-1得：C20=0.073，则0.20.22046.329()0.073()0.08642020LCCmax854.67820.96740.08642.56670.9674LVVuCms取设计的安全系数为0.7，则空塔气速为：max0.70.72.56671.7967uums塔径：441.99141.18823.141.7967VVDmu按标准塔径圆整得：D=1.2m塔截面积为：2221.21.130444TADm实际空塔气速为：1.99141.76171.1304VTqumsA二、提馏段塔径的计算精馏塔的气，液体体积流率为DLR0.70815145.3625102.9385LRDkmolh(1)(0.708151)145.3625248.3010VRDkmolh248.3010VVkmolh102.9385640.04742.9785LLFkmolh43742.978518.169140.589103600923.8623600LmLLmLMVms3248.301019.80401.829036000.74683600VmVVmVMVms化工原理课程设计15由计算，其中的C由图3-3査取，图的横坐标为VVLCumax1142240.58910923.862()()0.078751.82900.7468mLLVmVVV取板间距HT=0.40m板上液层高度hL=0.06m，则0.40.060.34TLHhm查化工原理课程设计P105图5-1得：C20=0.073，则0.20.22057.818()0.073()0.09032020LCCmax923.8620.74680.09033.17480.7468LVVuCms取设计的安全系数为0.7，则空塔气速为：max0.70.73.17482.2223uums塔径：441.82901.02403.142.2223V