乙醇和水课程设计.doc

课程设计说明书题目名称：分离乙醇水混合液的筛板塔设计院 系： 化学与材料工程学院 专业班级： 11级应用化工技术 学生姓名： 薛振东 谌磊 万晓慕 叶渊 学 号： 201130820114 指导教师： 胡燕辉 屈媛 完成日期： 2013.06.18 湖北理工学院课程设计评定意见设计题目： 分离乙醇-水混合液的筛板塔设计 学生姓名： 评定意见：评定成绩： 指导教师（签名）： 年 月 日湖北理工学院课程设计任务书 2 学年 2学期 2010 年 6 月 28 日专业应用化工技术班级11级应用化工课程名称筛板塔的设计设计题目筛板精馏塔的设计指导教师胡燕辉 屈媛起止时间2013-6-42010-6-18周数2设计地点教学楼 图书馆设计目的：1着重加深学生对于化工原理理论知识的掌握。2积极引导学生去思考，培养他们灵活运用所学知识去解决问题的能力，以及查阅资料、处理数据的能力。设计任务或主要技术指标：含乙醇含量为35%（质量分数，以下同）的水溶液，拟经一精馏塔进行分离，塔顶得到乙醇纯度为93%，釜残液中含乙醇不得高于0.5%。年处理原料能力为2000吨。设计该精馏塔。常压操作，回流比为最小回流比的1.5倍，回流液温度为塔顶蒸汽的露点。间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2,冷切水进口温30.C出口温度45.C。设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。设计进度与要求：1拟订题目和课程设计指导书（包括课程设计目的、内容、要求、进度、成绩评定等），制定具体考核形式（一般应采用平常情况和答辩相结合方式）并于课程设计开始时向学生公布。2完整的课程设计应由设计草稿书和任务书组成。草稿书不上交系里，是备指导老师检查之用，以督促学生按时完成设计及防止学生间抄袭。任务书应上交按照指定格式编排好的电子版及打印版。主要参考书及参考资料：1张立新，王宏主编 传质分离技术：北京化学工业出版社，20092祁存谦，丁楠等主编化工原理：北京化学工业出版社，20083华南理工大学化工原理教研组，化工过程及设备设计：华南理工大学出版社，19904柴诚敬等.化工原理课程设计：天津科学技术出版社，20005王志魁，刘丽英，刘伟等化工原理；化学工业出版社，2012摘 要精馏是利用物质沸点的不同，多次的进行混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分蒸发的过程，以达到分离的目的。塔设备是炼油和化工生产的重要设备，其作用在于提供气液两相充分接触的场所，有效地实现气液两相间的传热、传质，以达到理想的分离效果，因此它在石油化工生产中得到广泛应用。一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、出口管等部件组成，同时考虑到安装和检修的需要，塔体上还要设置人孔和手孔。平台扶梯和吊柱等部件，整个塔体由塔裙座支撑，在塔内，根据生产公益要求，装有多层塔板，为气液亮相提供接触的场所，塔板性能的好坏直接影响传质效果，是塔板塔的核心部件设计目的：1着重加深学生对于化工原理理论知识的掌握。2积极引导学生去思考，培养他们灵活运用所学知识去解决问题的能力，以及查阅资料、处理数据的能力。设计任务或主要技术指标：含乙醇含量为35%（质量分数，以下同）的水溶液，拟经一精馏塔进行分离，塔顶得到乙醇纯度为93%，釜残液中含乙醇量为0.5%。年处理原料能力为2000吨。设计该精馏塔。常压操作，回流比为最小回流比的1.5倍，回流液温度为塔顶蒸汽的露点。间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2,冷切水进口温30.C出口温度45.C。设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。 关键词：精馏塔、筛板、设计目录1.设计基础数据-61.1原始数据及条件-61.2乙醇和水的物理性质（表一）-61.3乙醇和水的粘度（表二）-61.4乙醇和水的表面张力（表三）-61.5乙醇和水的密度（表四）-61.6常压下乙醇水的汽液平衡数据（表五）-72.精馏塔工艺计算-72.1塔的物料衡算-72.1.1原料液及塔顶塔底产品含乙醇的摩尔分率-72.1.2进料量-72.1.3物料恒算式-82.2有关的工艺计算-82.2.1原料液的平均摩尔质量-82.3最小回流比及操作回流比的确定-82.4全凝器冷凝介质的消耗量-82.5热能利用-83塔板数与塔径的计算-93.1理论板层数的确定- 93.2全塔效率的估算-93.3实际塔板数Np-103.4 精馏段与提馏段的体积流量-103.41精馏段-3.42提馏段-3.5塔径的计算3.6塔高的计算-124溢流装置与塔径计算-124.1溢流装置的设计4.2 塔板板面布置6.设计计算结果汇总-147 结果讨论-16参考文献-171.设计基础数据1.1原始数据及条件生产能力：年处理原料能力为2000吨（开工率365天/年）原料：乙醇含量为35%（质量分数，以下同）的水溶液。分离要求：塔顶得到乙醇纯度为93%，釜残液中含乙醇量为0.5%。1.2乙醇和水的物理性质（表一）项目分子量沸点C临界温度 C临界压强 Kpa乙醇46.0778.3240.776.148水18.01100373.9122.051.3乙醇和水的粘度（表二）温度C2030405060708090100110水的粘度mpa.s1.0020.8020.6620.5920.4690.4000.3300.3180.2480.259乙醇的粘度mpa.s1.221.000.830.690.380.480.4150.3510.3050.2621.4乙醇和水的表面张力（表三）温度C2030405060708090100110水的表面张力mN72.771.069.367.766.064.362.760.158.456.8乙醇的表面张力mN22.321.220.419.818.818.017.116.215.214.41.5乙醇和水的密度（表四）温度C2030405060708090100110乙醇的密度kg/m3795785777765755746735730716703水的密度kg/m3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.01.6常压下乙醇水的汽液平衡数据（表五）沸点t/乙醇分子/%（液相）乙醇分子/%（气相）沸点t/乙醇分子/%（液相）乙醇分子/%（气相）10099.999.899.799.599.29998.7597.6495.895.591.389.087.986.785.385.284.183.7582.782.382.300.0040.040.050.120.230.310.390.791.611.904.167.217.419.6612.3812.6416.6117.4123.3725.7526.0800.0530.510.771.572.903.725458.7616.3417.0029.9238.9139.6143.7547.0447.4950.8951.6754.4555.7455.808281.581.380.780.680.179.8579.879.779.579.379.278.9578.7578.7478.678.478.2778.278.1578.1527.332.7333.2439.6542.0948.9252.6850.7951.9861.0257.3265.6468.9272.3674.7275.9979.8283.8785.9789.4189.4356.4459.2658.7861.2262.2264.7066.2865.6465.9970.2968.4172.7174.6976.9378.1579.2681.8384.9186.4089.4189.432.精馏塔工艺计算2.1塔的物料衡算2.1.1原料液及塔顶塔底产品含乙醇的摩尔分率F：原料液流量 : 原料液组成D：塔顶产量流量 : 塔顶组成W: 塔底残留液流量 ：塔底组成 原料乙醇组成：xF=(3846)/(3846+6218)=0.1809塔顶组成：xF=(9346)/(9346+718)=0.8387塔底组成：xF=(546)/(546+9518)=0.00212.1.2进料量F=1700吨/年=（2000103）/（3652423.4）=9.76kmol/h2.1.3物料恒算式 联立代入求解：D= 5.22 W= 4.542.2有关的工艺计算2.2.1原料液的平均摩尔质量MF=xFM乙醇+(1- xF)M水=0.193446 +（1-0.1934）18=23.4kg/kmol同理可得MD=41.5kg/kmol ,MW=18.6kg/kmol40下，原料液中水=992.2 kg/m3，乙醇=777kg/m3 由此可查图一得，原料液、塔底和塔顶混合物的沸点，如下表：名称原料液馏出液釜残液xf/%38930.5摩尔分数xf0.18090.83870.0021摩尔质量kg/kmol23.441.518.6沸点温度t/83.378.595.52.3最小回流比及操作回流比的确定由于是饱和液体进料（泡点进料），Xq=xf=0.1809,过点e (0.1809,0.1809)作直线x=0.1809交平衡线于点d，由d点可读得yq=0.525，因此：Rmin=(Xd-yq)/(yq-xq)=(0.8387-0.525)/(0.525-0.1934)=0.912由于要求回流比为最小回流比的1.5倍，可取操作回流比R=1.50.946=1.3682.4全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Qc=（R+1）D（IVD-ILD）可以查得IVD=1266kJ/kg , ILD=253.9 kJ/kg所以Qc=（1.368+1）5.22(1266-253.9)=2516.5kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为30和45，则平均温度下的比热Cpc=4.174kJ/(kg)，于是冷凝水用量可求：Wc=Qc/ Cpc(t2-t1) =6550.4/ 4.17445-30=40.2kg/h2.5热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料液加热至泡点所需的热量Qf可记为：Qf=WfCpf(tf2-tf1) 其中tfm=(83.3+40)/2=61.7在进出预热器的平均温度及tfm=61.7的情况下可以查得比热Cpf=4.179kJ/(kg), 所以 Qf= 20004.179（83.3-40）/（36524）=41.31kJ/h釜残液放出的热量Qw=WwCpw(tw1- tw2)若将釜残液的温度降至tw2=55，那么平均温度twm=(95.5+55)/2=75.3其比热为Cpw=4.191 kJ/(kg)，因此，Qw=7.764.191（95.5-55）=1317.15 kJ/h由以上可知：QwQf，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点。3.1理论板层数的确定精馏段操作线方程：y=Rx/(R+1)+Xd/(R+1)=0.578x+0.392泡点进料，q线方程为x=0.1809，在y-x相图中分别画出上述直线（定点截距发作精馏段操作线，借助q法作提馏段操作线），利用图解法可求出，如图二所示NT=16块（含塔釜），其中精馏段13块，提留段3块。3.2全塔效率的估算用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：由相平衡方程式y=x/ 1+-1x可得=y(x-1)/ xy-1根据乙醇-水体系的相平衡数据可查得：y1=xD=0.8387 x1=0.820(塔顶第一块板)yf=0.525 xf=0.1934(加料板)xw=0.0021 yw=0.013(塔釜)因此可求得：1=1.141 ,f=5.028 ,w=0.639全塔的平均相对挥发度：m=(1fw)1/3 =(1.141 5.028 0.639) 1/3=1.54全塔的平均温度：tm=(td+tf+tw)/3=(78.5+83.3+95.5)/3=85.8在温度tm下查得水=0.327mPas, 乙醇=0.38 mPas因为L=xiLi 所以，Lf=0.19340.38+(1-0.1934) 0.327=0.337全塔的液体平均粘度：Lm=(Lf+LD+LW)/3=(0.337+0.38+0.327)/3=0.348 mPas全塔效率ET=0.49（L）-0.245=0.49（1.540.348）-0.245=57.09%3.3实际塔板数NpNp=NT/ET=16/0.5709=28块(含塔釜)其中，精馏段的塔板数为:13/0.5709=23块 提馏段 3/0.5709=5块故加料板位置位于24块。3.4精馏段与提馏段的体积流量3.41精馏段整理精馏段的已知数据列于下表，由表中数据可知:液相平均摩尔质量:M= (MF+ML)/2= (23.4+41.5)/2=32.45kg/kmol液相平均温度：tm= (tf+td)/2= (83.3+78.5)/2=80.9C在平均温度下查的水=971.8kg/m3 乙醇=735kg/m3液相平均密度为：1/lm=xlm/CH3CH2OH+1xlm/H2O其中，平均质量分数xLm=0.38+0.911/2=0.646,所以Lm=807kg/m3位置进料板塔顶第一块板质量分数xf=0.38yf=0.728y1=xD=0.93x1=0.911摩尔分数xf=0.1809yf=0.528y1=xD=0.8387x1=0.80摩尔质量 kg/kmolMlf=23.4Mvf=32.8Mlf=41.5Mvf=40.4沸点温度 /C83.378.5精馏段液相负荷L=RD=1.4192.33=3.31kmol/hLn=Ln/Lm=3.3132.458070.133m3/h同理可算出精馏段的气相负荷：名称汽相液相平均摩尔质量kg/kmol37.232.45平均密度kg/m31.23807体积流量m3/h277.10.077m3/s0.133(3.6910-5m3/s)3.42提馏段 整理提馏段数据于下表，采用与精馏段中相同的计算方法可得提馏段的负荷：位置塔釜进料板质量分数xw=0.05yw=0.056xf=0.38yf=0.728摩尔分数xw=0.0202yw=0.175xf=0.1934xf=0.528摩尔质量 kg/kmolMlw=18.1Mlv=18.9Mlf=23.4Mvf=34.21沸点温度 /C95.578.5得到提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量kg/kmol21.226.2平均密度kg/m3863.60.59体积流量m3/h0.3312 ( 9.210-5m3/s )212.4 ( 0.059m3/s )3.5 塔径的计算由于精馏段和提留段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两端的塔径相等由以上的计算结果可知：汽塔的平均蒸汽流量： 汽塔的平均液相流量: 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算出：D=由于适应的空塔气速=（0.60.8），因此需先计算出量最大允许气速。取塔板间距H=350mm=0.35m,板上液层高度h=60mm=0.06m,那么分离空间：H- h=0.35-0.06=0.29m功能参数：=从史密斯关联图查得：c=0.06,由于c= c需先求平均表面张力: 全塔平均温度在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为：根据表3，得乙醇=16.7 =C= c=0.06所以，=（0.60.8）=0.81.79=1.432D= 根据塔径尺寸，圆整后，得D=600mm则塔截空塔气速：3.6塔高的计算：塔的高度可以由下式计算：Z=4溢流装置与塔盘设计 4.1溢流装置的设计 对平直堰，选堰长与塔径之比为 0.7 ，即,于是堰长为Lw=0.7D=0.75.0=3.5m图5液流收缩系数由图5查得 即 How=0.00284E=0.002841=0.0027m于是 Hw=Hl-How=0.07-0.0027=0.0673m=67.3mmHo=Hw-10=67.3-10=57.3mm取 At=1/4D=1/43.145=19.625m根据，图6弓形降液管的宽度和面积由图6确定降液管横截面积 即 Af=0.09At=0.0919.625=1.7663m4.2 塔板板面布置取，由图4确定即 Wd=0.15D=0.155.0=0.75m X=D/2-(Wd+Ws)=5/2-(0.75+0.07)=1.68mR=D/2-Wc=5/2-0.05=2.45mAa=2（X+rarcsin）=2(1.68/180arcsin)=6.04筛孔按正三角形排列，取孔径， 则 开孔率 筛孔数 n=1.151.15=30871筛孔总面积 5流体力学计算5.1气体通过塔板的压力降hp液柱 气体通过塔板的压力降（单板压降）hp=he+hl+h hp气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱 he气体通过筛板的干板压降，m液柱 hl气体通过上液层的阻力，m液柱 h克服液体表面张力的阻力，m液柱5.1.1干板阻力hehe=0.051（）2uo筛孔气速，m/sCo空流系数PvpL分别为气液相密度，Kg/m3根据/d=0.003/0.008=0.375 干筛孔的流量系数C0=0.059精馏段he=0.051（）2（）=1.3259m液柱 提馏段 =0.051（）2（）=0.0241 m液柱5.1.2板上充气液层阻力hlhl=ohL=o（hw+how）hL板上清液层高度mo反映板上液层充气程度的因数当液相为水时，取板上液层充气因数o=0.5，那么hl=ohL=o（hw+how）=0.5*0.07=0.035m5.1.3由表面张力引起的阻力h液体表面张力的阻力h=精馏段h=0.001184m提馏段h=0.001143m综上，故精馏段hp=1.3259+0.035+0.001184=1.3621m液柱压降p=gh=8079.811.3621=10.783KPa提馏段hp=0.0241+0.035+0.001143=0.0624m液柱p=gh=863.69.810.0624=0.5104 m液柱本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。5.2液体在降液管内停留时间的校核依下式验算液体在降液管中停留的时间: =3-5s精馏段：T=14.28175s提馏段：T=9.18885s故降液管设计合理。故在本设计中不会产生严重的气泡夹带。5.3液沫夹带（雾沫夹带）的校核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，ev0.1Kg液/Kg气公式ev=（）3.2 降液管横截面积Af=0.1399m3，塔横截面积AT=2.5434m2精馏段un=1.6979m/s提馏段=1.1122m/s精馏段ev=（）3.2=0.0392Kg液/Kg气0.1Kg液/Kg气提馏段ev=（）3.2=0.0071 Kg液/Kg气1.52.0uo筛孔气速uow漏液点气速精馏段uow=4.4*0.27=7.9623m/s实际孔速uo=22.0676 m/s uow稳定系数为K=2.77151.5提馏段uow=4.4*0.27=8.7591 m/s实际孔速uo=14.4575m/s uow稳定系数为K=1.65061.5故在本设计中无明显漏液。表明具有足够的操作弹性。5.5溢流液泛条件的校核降液管内泡沫液层高度可按下式计算：Hd=hp+hw+how+hd=hp+hL+hd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，即=0。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从的关系Hd（HT+hw）乙醇-水组分为不易发泡体系故取=0.6精馏段（HT+hw）=0.6（0.45+0.0423）=0.2954m又Hd= hp+hL+hd板上不设进口堰hd=0.153（）=0.153（ub）2=0.153*0.13612=0.002834m液柱hp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158mHd =0.1158+0.06+0.002834=0.1786 m液柱Hd（HT+hw）=0.2954提馏段（HT+hw）=0.6（0.45+0.0358）=0.2915mhd=0.153（）=0.153（ub）2=0.153*0.21152=0.006844m液柱hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608mHd =0.0608+0.06+0.006844=