化工原理课程设计乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计 精品.docx

化工原理课程设计题 目 乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计精馏塔优化设计任务书一、设计题目 乙醇水溶液连续精馏塔优化设计二、设计条件 1处理量： 40000 （吨/年） 2料液浓度： 35 （wt%） 3产品浓度： 90 （wt%） 4易挥发组分回收率： 99.5% 5每年实际生产时间：7200小时/年6. 操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）进料热状况:泡点进料三、设计任务 a) 流程的确定与说明； b) 塔板和塔径计算； c) 塔盘结构设计 i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； ii. 流体力学验算； iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它 i. 加热蒸汽消耗量； ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。精馏塔优化设计计算在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为90%，易挥发组分回收率99.5%。年生产能力40000吨/年操作条件：直接蒸汽加热 塔顶压强：1.03atm（绝对压强）进料热状况：泡点进料一 精馏流程的确定 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。工艺流程图见图二 塔的物料衡算1. 查阅文献，整理有关物性数据1 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常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇水系统txy数据如表16所示。表16 乙醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%液相气相液相气相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：1825时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：式中 25时的乙醇和水的混合液的表面张力，Nm；x乙醇质量分数，。其他温度下的表面张力可利用下式求得 式中 1温度为T1时的表面张力；Nm；2温度为T2时的表面张力；Nm；TC混合物的临界温度，TCxiTci ，K；xi组分i的摩尔分数； TCi组分i的临界温度， K。2. 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 XF=0.3546.070.3546.07+0.6518.02=0.174 XD=0.946.070.946.07+0.118.02=0.779 X=0.00546.070.00546.07+0.99518.02=0.00193. 平均摩尔质量 M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.90 kg/kmolM= 0.77946.07+ (1-0.779) 18.02=39.87kg/kmolM=0.001946.07+（1-0.0019）18.02=18.07kg/kmol4. 物料衡算 已知：F=400001000720027.84=199.55 总物料衡算 F+S=D+W=kmol/h 易挥发组分物料衡算 FXF=DXD+WXW 联立以上二式得 D= W= S= 三 塔板数的确定1. 理论塔板数的求取根据乙醇水气液平衡表1-6，作图求最小回流比Rmin和操作回流比因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g点所示. 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求 作图可知 b=0.32 b=0.32 Rmin =1.43由工艺条件决定 R=1.6R故取操作回流比 R=2.29（2）理论板数塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压tD=78.4-78.679.82-75.99=tD-78.677.9-75.99=78.5tF=83.75-85.217.41-12.64=tF-85.217.4-12.64=83.75tW=99.2-99.50.23-0.12=tW-99.50.19-0.12=99.31lgp=A-B/(t+c)组分饱和蒸气压/kpa塔顶进料塔底水44.655.0498.85乙醇102.03 125.17 220.08求平均相对挥发度塔顶 =102.0344.6=2.29进料 =125。1755.04=2.27塔底 =220.0898.85=2.23全塔平均相对挥发度为m=2.232.29=2.26=2.272.29=2.28理论板数N由芬斯克方程式可知N=lg0.7791-0.7791-0.00190.0019lg2.26-1=8.23且 R-RminR+1=2.29-1.432.29+1=0.261 由吉利兰关联图曲线近似式 N-NminN+1=0.75-0.75R-RminR+10.5668 即N-NminN+1=0.400 解得 N=14.38 取整数N=15（包括蒸馏釜）进料板 Nmin=lgxD1-XD1-xFXFlgm-1=lg0.7791-0.7791-0.1740.174lg2.28-1=2.42 前已经查出即NT-NminNT+1=0.4 NT-2.42NT+1=0.4解得 N=4.7故进料板为从塔顶往下的第5层理论板 即=5总理论板层数 =15（包括蒸馏釜）进料板位置 =52、全塔效率 因为=0.49(m)-0.245根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为88.90，在该温度下进料液相平均粘计划经济为=0.1740.4+（1-0.174）0.3203=0.334=0.49(2.260.334)-0.245=0.5243、实际塔板数 精馏段塔板数：N=4ET=8提馏段塔板数：N= 10ET=20四、塔的工艺条件及物性数据计算精馏段1、 操作压力为 塔顶压力： =1.04+103.3=104.34若取每层塔板压强 =0.7则进料板压力： =104.34+80.7=109.94kpa精馏段平均操作压力 =104.34+109.942=107.14kpa2、温度 根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得 塔顶 =78.5进料板=83.75 =78.5+83.752=81.123、平均摩尔质量 塔顶=0.779 =0.806 = 0.77946.07+（1-0.779）18.02=39.87 kg/kmol =0.80646.07+（1-0.806）18.02=40.63 kg/kmol 进料板： = 0.517 =0.174= 0.51746.07+（1-0.517）18.02=32.53 kg/kmol=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.90 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量=39.87+32.532= 36.20kg/kmol=40.63+22.92= 31.76kg/kmol4、平均密度 液相密度 =塔顶： = 0.9736.5+0.1972.8 =754.8进料板上 由进料板液相组成 XF=0.174=0.17446.070.17446.07(1-0.174)18.02=0.35=0.35731.2+0.65969.3=870.1故精馏段平均液相密度=754.8+870.12=812.45气相密度 V精 =PM精RT=107.1436.28.314（273.15+81.12）=1.325、液体表面张力 = =0.77917.5+(1-0.779)0.628=13.77 =0.17417.1+(1-0.174)0.62=3.49 =13.77+3.492=8.636、液体粘度 = =0.7790.45+(1-0.779)0.362=0.430 =0.1740.40+(1-0.174)0.340=0.350 =0.43+0.352=0.39提留段塔底压力PW=109.94+0.720=123.94KPa提留段平均操作压力Pm=109.94+123.942=116.94KPa1、 平均摩尔质量塔釜 = 0.024 =0.0019 =0.02446.07+(1-0.024)18.02=18.69 kg/kmol =0.001946.07+(1-0.0019)18.02=18.12 kg/kmol提馏段的平均摩尔质量 = 32.53+18.692=25.61kg/kmol =22.9+18.122=20.51kg/kmol2、 平均密度 塔釜，由塔釜液相组成 =0.0019 =0.024 =0.024726+0.976957.93 =950.64故提馏段平均液相密度 =950.64+870.12=910.37气相密度 Vm=116.9425.618.314372.46=0.967 五 精馏段气液负荷计算V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63= mL=RD=2.3215.25=35.38= m六 提馏段气液负荷计算V=V=50.63=0.382 mL=L+F=35.38+74.83=110.2=0.0006 m七 塔和塔板主要工艺尺寸计算1塔径首先考虑精馏段：参考有关资料，初选板音距=0.45m取板上液层高度=0.07m故 -=0.45-0.07=0.38m=0.0239查图可得 =0.075校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C，即 C=0.075=0.064 =C=0.064=1.64 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.71.64=1.148 m/s故 D=0.645 m按标准，塔径圆整为0.7m，则空塔气速为0.975 m/s2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 =(13-1)0.45=5.4m提馏段有效高度为 =(20-1)0.45=8.55m在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m故精馏塔有效高度为:5.4+8.55+0.6=14.55m3 溢流装置采用单溢流、弓形降液管 堰长 取堰长 =0.75D =0.750.7=0.525m 出口堰高 =选用平直堰，堰上液层高度由下式计算 = 近似取E=1.03,则 =0.017 故 =0.07-0.017=0.053m 降液管的宽度与降液管的面积 由查化工设计手册 得 =0.17,=0.08 故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031 停留时间 =39.9s (5s符合要求) 降液管底隙高度 =-0.006=0.053-0.006=0.047m3、 塔板布置及浮阀数目击者及排列 取阀孔动能因子 =9 孔速 =8.07m浮阀数 n=39(个)取无效区宽度 =0.06m安定区宽度 =0.07m开孔区面积 R=0.29mx=0.16m故 =0.175m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m估算排间距h h=0.06m八 塔板流体力学校核1、气相通过浮塔板的压力降，由下式 干板阻力 =0.027 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有 =0.50.07=0.035 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.027+0.035=0.062m常板压降 =0.062860.59.81=523.4(0.7K,符合设计要求)。2、 淹塔为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中 由前计算知 =0.061m,按下式计算 =0.153=0.153=0.00002m板上液层高度 =0.07m,得： =0.062+0.07+0.00002=0.132m取=0.5,板间距今为0.45m,=0.053m,有 =0.5(0.45+0.053)=0.252m由此可见：，符合要求。3、 雾沫夹带 由下式可知 0.1kg液/kg气 =0.069浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。 泛点率=100%=D-2=0.7-20.12=0.46=-2=0.3875-20.031=0.325式中板上液体流经长度，m; 板上液流面积，； 泛点负荷系数，取0.126; K特性系数，取1.0. 泛点率= =36.2% (80%,符合要求)九 塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线按泛点率=80%计 100%=80% 将上式整理得 0.039+0.626=0.0328与分别取值获得一条直线，数据如下表。0.000350.000850.8350.8272、泛液线 通过式以及式得 = 由此确定液泛线方程。 =简化上式得关系如下 计算数据如下表。 0.000350.000550.000650.000850.82150.81390.81050.8040 3、液相负荷上限线 求出上限液体流量值（常数） 以降液管内停留时间=5s 则 4、漏夜线 对于型重阀，由，计算得 则 5、液相负荷下限线 去堰上液层高度=0.006m 根据计算式求的下限值 取E=1.03 经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如图由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点 P（0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区内。 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液气比，即气相上限=0.630 ，气相下限=0.209 ，求出操作弹性K，即 K=3.01十 精馏塔的主要附属设备 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 热流体为78.36的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20的水 Q=qm1r1 Q=qm2r2 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/kgr1=600 kJ/ r2=775 kJ/ qm1=0.153kg/sQ=qm1r1=0.153600000=91800J/sQ=qm2r2=775000 qm2=91800 qm2=0.12 kg/s传热面积： A= =21.2 K取700Wm-2/ A=2 再沸器 （1）再沸器的选择：釜式再沸器 对直径