化工原理课程设计-年处理64000吨乙醇-水精馏塔设计.docx

化工原理 课程设计 题 目 年处理64000吨乙醇-水精馏塔设计 专 业 应用化学 学生姓名 年 级 指导教师 化学与化工学院目录第一章 概述51.1 精馏原理51.2 精馏原理及其在化工生产上的应用61.3 精馏塔对塔设备的要求61.4 本设计所选塔的特性7第二章 设计方案的确定82.1 操作压力82.2 进料状况82.3 加热方式92.4 热能的利用92.5 设计内容及任务102.5.1设计内容102.5.2设计任务及操作条件10第3章 筛板精馏塔设计方案的确定及计算113.1物料衡算113.2塔板数的确定123.2.1理论塔板数的求取123.2.2操作温度的计算：163.2.3操作压力的计算：173.2.4平均密度的计算：183.2.5平均表面张力的计算203.2.6气液负荷计算:213.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算223.3.1 塔径的计算223.4 塔板主要工艺尺寸的计算253.4.1溢流装置计算253.4.2 塔板布置273.5 筛板的流体力学验算283.5.1 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 283.5.2液面落差 293.5.3 雾沫夹带303.5.4漏液303.5.5液泛303.5.6气体通过筛板压强相当的液柱高度计算313.5.7液面落差 313.5.8液沫夹带323.5.9 漏液323.5.10液泛323.6 塔板负荷性能图333.6.5液相负荷下限线373.6.6雾沫夹带线 383.6.7液泛线 38四设计结果一览表40五 板式塔得结构与附属设备415.1附件的计算415.1.1接管415.1.2全凝器445.1.3塔釜再沸器455.2 板式塔结构46六 设计心得体会48七参考文献4849 第一章 概述1.1 精馏原理 精馏是化工生产中分离互溶液体混合物的典型单元操作，其实质是多级蒸馏，即在一定压力下，利用互溶液体混合物各组分的沸点或饱和蒸汽压不同，使轻组分（沸点较低或饱和蒸汽压较高的组分）汽化，经多次部分液相汽化和部分气相冷凝，使气相中的轻组分和液相中的重组分浓度逐渐升高，从而实现分离。精馏过程的主要设备有：精馏塔、再沸器、冷凝器、回流罐和输送设备等。精馏塔以进料板为界，上部为精馏段，下部为提留段。一定温度和压力的料液进入精馏塔后，轻组分在精馏段逐渐浓缩，离开塔顶后全部冷凝进入回流罐，一部分作为塔顶产品（也叫馏出液），另一部分被送入塔内作为回流液。回流液的目的是补充塔板上的轻组分，使塔板上的液体组成。精馏过程的主要设备有：精馏塔、再沸器、冷凝器、回流罐和输送设备等。精馏塔以进料板为界，上部为精馏段，下部为提留段。一定温度和压力的料液进入精馏塔后，轻组分在精馏段逐渐浓缩，离开塔顶后全部冷凝进入回流罐，一部分作为塔顶产品（也叫馏出液），另一部分被送入塔内作为回流液。回流液的目的是补充塔板上的轻组分，使塔板上的液体组成保持稳定，保证精馏操作连续稳定地进行。而重组分在提留段中浓缩后，一部分作为塔釜产品（也叫残液），一部分则经再沸器加热后送回塔中，为精馏操作提供一定量连续上升的蒸气气流。1.2 精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.3 精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，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类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.4 本设计所选塔的特性筛板塔是板式塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。其结构特点有：1.结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右。2.在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%。3.塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但低于浮阀塔。4.气体压力较小，每板压力比泡罩塔约低30%左右。第二章 设计方案的确定课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用。第二章 设计方案的确定课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用。2.1 操作压力精馏可在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑。一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提高操作压力还可提高塔的处理能力，但增加塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度也有所下降。降低操作压力，组分的相对挥发度增大，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度降低，且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用。故我们采用塔顶压力为常压进行操作。2.2 进料状况 进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度就不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。但泡点进料需预热，热耗很大。在此次设计中，我们选用30C冷夜进料。2.3 加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。综合考虑，我们采用间接蒸汽加热的方式2.4 热能的利用蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被有效利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的，但其能位较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后再用于加热釜液。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可取得节能的效果。例如，可采用设置中间再沸器和中间冷凝器的流程。2.5 设计内容及任务2.5.1设计内容乙醇-水 精馏分离板式塔设计2.5.2设计任务及操作条件 乙醇水溶液的分离年处理量：64000吨 进料乙醇含量：42% 操作温度：30塔顶产品的乙醇含量不少于90（质量分率）塔底残液的乙醇含量不大于0.5（质量分率）每年实际生产时间 7200小时/年第3章 筛板精馏塔设计方案的确定及计算3.1物料衡算 乙醇的摩尔质量： 水的摩尔质量： 处理量： 64000吨/年进料质量分数： 塔顶馏出液质量分数： 塔底釜残液质量分数： 进料组成： 塔顶馏出液组成： 塔底釜残液组成： 进料平均摩尔质量： 塔顶馏出液平均摩尔质量： 进料量流量： 根据全塔总物料衡算式 解得： 名称进料流量 进料百分比百分含量367.460.221103.720.778263.740.001963.2塔板数的确定3.2.1理论塔板数的求取乙醇-水属理想物系，可以采用图解法求理论塔板数.由设计任务书给出的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出 t-xy图. 乙醇-水物系的气液平衡数据 t/摩尔分数x摩尔分数yt/摩尔分数x摩尔分数y1000081.50.3270.58395.50.0190.1780.70.3970.612890.0720.38979.80.5080.65686.70.0970.43879.70.520.6685.30.1240.4779.30.5730.68484.10.1660.50978.740.6760.73982.70.2340.54578.410.7470.78282.30.2610.55878.150.8940.894进料热状态参数： 由化工原理教材附录可以查到常压下乙醇和水的汽化热分别为： 乙醇的汽化热：水的汽化热： 其平均摩尔汽化热为：当进料时，进料温度为30时，混合物的比热容为3.85kJ/(kg/kmol）q线方程： 代入数据解得：相对挥发度：经查表，乙醇和水的安托因常数为：名称ABC水18.3063816.4-46.13乙醇18.91193803.98-41.68注：Antoine公式：P* 纯组分的的饱和蒸气压。mmHgA B C 公式中的常数T 热力学温度水： 解得：P水=31.30mmHg乙醇： 解得：P乙醇=77.63mmHg低压下乙醇，水混合体系可按近似理想体系处理，其相对挥发度可用如下公式计算相平衡方程为： 代入数据得：将相平衡方程与q线方程联立解得交点坐标 解得： 最小回流比： 代入数据：水的沸点:373.2K 乙醇的沸点:351.5K,该物系属易分离物系,最小回留比不大,故操作回流比取最小回流比的2倍.求精馏塔的气液相负荷操作线方程：精馏段：提馏段：理论踏板数的计算：逐板计算法： 因为 所以第四块板为加料板 因为 所以精馏段的踏板数为4-1=3 ，提馏段的踏板数为11-1=10 （不包括再沸器），总的踏板数为13块。梯级图解法：3.2.2操作温度的计算：由气液平衡数据可以求出 : 解得：: 解得：: 解得： 精馏段平均温度：提馏段平均温度：物系的平均黏度： 查手册得： 查手册得： 精馏段的液相组成：提馏段的液相组成：精馏段黏度：精馏段黏度：踏板效率：实际踏板数：全塔效率：3.2.3操作压力的计算：塔顶的操作压力：设每层踏板的压降为 （板式塔的每个理论级压降约在0.4-1.1kPa）进料板压力：塔釜操作压力：精馏段平均压力：精馏段平均压力：平均摩尔质量的计算：3.2.4平均密度的计算：混合液体的密度：混合气体的密度：塔顶温度：气相组成： 解得：进料温度：气相组成： 解得：塔底温度：气相组成： 解得：精馏段的液相组成：精馏段的气相组成：所以： 提馏段的液相组成：提馏段的气相组成：所以： 不同温度下乙醇-水的密度表：温度T，708090100110754.2742.3730.1717.4704.3977.8971.8965.3958.4951.6 : 解得：: 解得： 解得：: 解得：: 解得： 解得：: 解得：: 解得： 解得：则： 3.2.5平均表面张力的计算液体平均表面张力依下式计算： 塔顶液相平均表面张力的计算：由 查手册得： 进料板液相平均表面张力的计算由 查手册得： 塔釜液相平均表面张力的计算由 查手册得： 精馏段液相平均表面张力: 提馏段液相平均表面张力: 3.2.6气液负荷计算:精馏段： 提馏段： 3.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.3.1 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故； 查史密斯关联图得C20=0.070；当精馏段的表面张力为 可取安全系数为0.7则（安全系数0.60.8），故：按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速 1.299m/s。对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，； 查史密斯关联图得C20=0.068；当提馏段的表面张力为： 按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.435m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.0m。精馏塔的有效高度计算:精馏段有效高度为:提馏段有效高度为:选取每9层塔建立一个人孔，故人孔数为3个,每个高度为0.8故精馏塔的有效高度为： 3.4 塔板主要工艺尺寸的计算3.4.1溢流装置计算 精馏段因塔径D2.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8)D取堰长为0.60D=0.602.0=1.20m b)出口堰高： 查图可得： 则：故： c)降液管的宽度与降液管的面积：由查图得，故 ，计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 ）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25） 符合（）e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm同理可以算出提溜段相关数据如下：a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长为0.60D=0.62=1.2mb)出口堰高：由 查知E=1.05,依式故c)降液管的宽度与降液管的面积：由 查图得： 故： 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速0.1m/s（0.07-0.25） 符合（）3.4.2 塔板布置 精馏段塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：a) 取边缘区宽度 安定区宽度 b)计算开空区面积 解得，c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取3.5，故孔中心距3.55=17.5mm筛孔数： 开孔率： 则每层板上的开孔面积：气体通过筛孔的气速： 3.5 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。 3.5.1 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 精馏段：a) 干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：由与关联图查得板上液层充气系数=0.66，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：，则单板压强： 3.5.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3.5.3 雾沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 3.5.4漏液代入数据解得：筛板的稳定性系数：故在设计负荷下不会产生过量漏液。 3.5.5液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而取，则：故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。同精馏段公式计算，提溜段各参数计算如下：3.5.6气体通过筛板压强相当的液柱高度计算a) 干板压降相当的液柱高度：b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：由与关联图查得板上液层充气系数=0.65c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：， 故：则单板压降：3.5.7液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3.5.8液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.5.9 漏液 查得： 筛板的稳定性系数带入数据解得：故在设计负荷下不会产生过量漏液。3.5.10液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。3.6 塔板负荷性能图 精馏段：3.6.1雾沫夹带线 雾沫夹带量：取：，前面求得： 代入：整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。 表8Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)4.5064.3784.2614.151由上表数据即可作出雾沫夹带线。 3.6.2液泛线 由E=1.04,lW=1.2得：，整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。 表10Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)4.0673.9843.9023.821由上表数据即可作出液泛线2。 3.6.3液相负荷上限线 以4s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限线0.0227（m3/s）。 3.6.4漏液线 由，代入： 解得：整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-21。 表11Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)1.1921.2111.2291.245由上表数据即可作出液泛线4。 3.6.5液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。E=1.04据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 图1 精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。同精馏段，得出提馏段的各曲线为：3.6.6雾沫夹带线 整理得： 3.6.7液泛线 已知E=1.05 lw=1.2，同理精馏段得：由此可作出精馏段液泛线3.6.8漏液线 整理得：据此可作出漏液线 3.6.9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元关的垂直液相负荷上限线0.013。 3.6.10 液相负荷下限线 以how5s作为液体在降液管中停留时间的下限，整理得：由此可作出液相负荷下限线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 四设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa104.5117.52各段平均温度tm80.6590.93平均流量气相VSm3/s3.493.49液相LSm3/s0.00480.0032实际塔板数N块722板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm2.88塔径Dm22空塔气速um/s0.660.643塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.21.2堰高hwm0.0430.04溢流堰宽度Wdm0.2480.2管底与受业盘距离hom0.050.027板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm17.517.5孔数n个89618961开孔面积m20.1850.185筛孔气速uom/s19.9 19.9塔板压降hPkPa0.5910.591液体在降液管中停留时间s20.377.09降液管内清液层高度Hdm0.12 0.11雾沫夹带eVkg液/kg气0.007320.0066负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s3.6气相最小负荷VSminm3/s1.2操作弹性3.1五 板式塔得结构与附属设备5.1附件的计算5.1.1接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管： 则体积流量：管内流速： 则管径： 取进料管规格： 则管内径：进料管实际流速：(2) 回流管采用直管回流管：回流管的回流量： 塔顶液相平均摩尔质量： 平均密度：则液体流量： 取管内流速: 则回流管直径: 可取回流管规格: 则管内直径:回流管内实际流速: (3)塔顶蒸汽接管整体体积流量：取管内蒸汽流速： 则： 可取回流管规格： 则实际管径：塔顶蒸汽接管实际流速：(4)釜液排出管塔底： 平均密度： 平均摩尔质量： 体积流量： 取管内流速： 则： 可取回流管规格： 则实际管径：塔顶蒸汽接管实际流速： (5)塔顶产品出口管径塔顶： 平均摩尔质量: 溜出产品密度: 则塔顶液体体积流量： 取管内蒸汽流速: 则: 可取回流管规格: 则实际管径: 塔顶蒸汽接管实际流速: 5.1.2冷凝器 因为塔顶馏出液接近纯乙醇，则冷凝热拟定 乙醇：蒸汽 液体 走壳程 冷却水： 走管程冷却水用量选 （冷却水管内，有机物蒸汽走管间的传热系数为600-1200）选择固定管板式换热器系列：G-400-16-25规格为：采用加热管的直径为：252.5mm名称公称直径DN/mm公称压力PN/MPa管程数N管子根数n规格4001.6286名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格200.027036.9130005.1.3塔釜再沸器塔釜液体基本上是水，则水的汽化热: ，塔釜残液的摩尔质量为：拟定水蒸汽: 走壳程（当水蒸汽的温度为，压强为198.64kPa）水： 走管程选 管内走冷流体水，管间走热流体水蒸汽且有压强时传热系数为 2