吨年乙醇~水蒸馏装置设计课程设计75407670

1、化工原理课程设计报告46000吨/年乙醇水精馏装置设计年级专业设计者姓名设计单位完成日期、概述1.1设计依据 11.2技术来源 11.3设计任务及要求 2:计算过程31. 塔型选择32. 操作条件的确定 32.1操作压力32.2进料状态32.3加热方式32.4热能利用43. 有关的工艺计算 43.1最小回流比及操作回流比的确定 53.2塔顶产品产量、釜残液量的计算 53.3全凝器冷凝介质的消耗量 63.4热能利用63.5理论塔板层数的确定 73.6全塔效率的估算83.7实际塔板数Np 94. 精馏塔主题尺寸的计算 94.1精馏段与提馏段的体积流量 94.1.1精馏段 94.1.2提馏段错误！未

2、定义书签4.2塔径的计算错误！未定义书签4.3塔高的计算错误！未定义书签塔板结构尺寸的确定错误！未定义书签5.1塔板尺寸错误！未定义书签5.2弓形降液管错误！未定义书签5.2.1堰咼 错误！未定义书签5.2.2降液管底隙高度ho错误！未定义书签5.2.3进口堰高和受液盘 错误！未定义书签,5.3浮阀数目及排列错误！未定义书签。5.3.1浮阀数目错误！未定义书签。5.3.2 排列175.3.3 校核176.流体力学验算186.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp186.1.1干板阻力hc 186.1.2板上充气液层阻力h1186.1.3由表面张力引起的阻力h186.2漏液验算6.3液泛验算

3、 错误6.4雾沫夹带验算7. 操作性能负荷图 7.1雾沫夹带上限线 7.2液泛线错误7.3液体负荷上限线错误7.4漏液线错误7.5液相负荷下限线错误7.6操作性能负荷图错误8. 各接管尺寸的确定错误8.1进料管错误8.2釜残液出料管 错误8.3回流液管错误8.4塔顶上升蒸汽管错误8.5水蒸汽进口管书签。18未定义书签。191919未定义书签。未定义书签。未定义书签。未定义书签。未定义书签。未定义书签。未定义书签。未定义书签。未定义书签。未定义书签。 错误！未定义、概述乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无 毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性

4、能，而被广泛 地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越 来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用. 山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此， 研究和改进乙醇 水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中 得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应 注意的事项是非常必要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备

5、的设计和研究，已经受 到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、 质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大 的影响。1.1设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.2技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计 算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3设计任务及要求原料：乙醇水溶液，年产量46000吨乙醇含量：38%（质量分数），原料液温度：45C设计要求：塔顶的乙醇含量不小于 92%（质量分数）塔底的乙醇含量不大于0.8%（质量

6、分数）表1乙醇水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的汽相中乙醇的液相中乙醇的汽相中乙醇的含量含量含量含量（摩尔分数）（摩尔分数）（摩尔分数）（摩尔分数）0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9

7、420.350.5951.01.0:计算过程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6389kg/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，选用浮阀塔。2. 操作条件的确定2.1操作压力由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用， 操作压力选为常压。其中塔顶压力为1.01325 105Pa塔底压力 (1.01325?105 300N)Pa2.2进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前 段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，

8、饱和液体进料时精馏段和提馏 段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此,本次设计中采取饱和液体进料。2.3加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够 的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较 大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个 再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都 可以降低。2.4热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入 再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量

9、, 但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液 对原料液进行加热。3. 有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为 摩尔分数。乙醇的摩尔质量Ma =46 kg/kmol水的摩尔质量M b =18 kg /kmol原料液的摩尔组成:Xf =38/4638/46 62/18= 0.1934同理可求得：xd =0.8182xW =0.0031原料液的平均摩尔质量：Mf 二XfMcH3CH2OH (1-xf)MHO = 0.1934 46 (1-0.1934) 18 = 23.415kg/kmol 同理， M D =40.190 k

10、g/kmol ; M W =18.087 kg / kmol45C下，原料液中 % = 971.1kg/m3,r CH3CH2OH = 735kg/m3由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2o表2原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液xf /%38920.8Xf （摩尔分数）0.19340.81820.0031摩尔质量kg / kmol23.41540.19018.087沸点温度t/C83.8378.6299.383.1最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，Xq= Xf =0.1934,过点e（0.1934,0.1934）做直线x=0.1934交平

11、衡线于点d，由点d可读得yq =0.520，因此:XD yq 0.8182 0.521二 0.907R minyq XF0.521 0.1934可取操作回流比 R=1.378Rmin=1.378X 0.907=1.250 3.2塔顶产品产量、釜残液量的计算以年工作日为300天，每天开动设备24小时计，进料量为:460001000300 24 23.415二 272.85kmol /h由全塔的物料衡算方程可写出:y。=0（蒸汽）D =63.17kmol/hVy0 Fxf 二 DXd WXwWL qF =RD qFW =35 1 . &1mol /hq =1（泡点）V。=142.13kmol/h3

12、.3全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Qc =(R1)D(IVd -心)可以查得 IvD =1266kJ/kg,lLD =253.9kJ/kg，所以Qc=(1.25 1) 63.17 39.81(1266-253.9)=5.72676 106kJ/h 取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25C和35C。则:平均温度下的比热Cpc =4.174kJ/kgoC，于是冷凝水用量可求：QcCpc(t-11)57267604.174 (35-25)-137201kg/h3.4热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量Qf可记为:Qf -Wf Cpf (tf 2 -tfj其中t

13、fm83.83 452= 64.4oC在进出预热器的平均温度以及tfm二64.4oC的情况下可以查得比热Cpf =4.275kJ / kg oC，所以，48000 心036Qf4.275 (83.83 -45)=1.107 1 06kJ/h300 24釜残液放出的热量Qw二WvCpw(tw1七2)若将釜残液温度降至t2w二55oC那么平均温度twm = 99.3855 =77.2oC2其比热为cpw =4.191kJ/kgoC，因此,Qw =364.85 4.191 (99.38-55)=1.228 106kJ/h可知，Qw Qf，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点3.5理论塔板层数的确定

14、精馏段操作线方程：Rxdyn 1Xn0.556 Xn 0.364R+1R+1提馏段操作线方程：WWymi = V Xm -Xw =2.475 Xm -0.0077V0V0q 线方程：x =0.1934在yx相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出Nt =13块（含塔釜）其中，精馏段5块，提馏段8块。3.6全塔效率的估算用奥康奈尔法(Oconenell)对全塔效率进行估算：由相平衡方程式y X 可得二疸卫1 +(g -1)xx( y -1)根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得：yi =xd =0.8182X| = 0. 7 7(塔顶第一块板)yf =0.536xf =0.1934 (加料板)xw

15、 =0.0031yw= 0.029 (塔釜)因此可以求得：.=1.314 , f = 4 .818 , w = 9 . 604全塔的相对平均挥发度：:m 二3 ： 1 : f : w 二 3 1.3144.8189.604 = 3.932全塔的平均温度：丄tD +tf +tW78.62 +83.83+99.38 _tm87.30oC33在温度 tm 下查得 注2。=.327mPas,%H3cH2OH =0.38mPas 因为八，x/u所以，JLf =0.1934 0.38 (1 -0.1934) 0.327 = 0.3373mPa s全塔液体的平均粘度：%m =(%f %D %W)/3 = (

16、0.3373 0.38 0.327)/3 =0.3481mPa s全塔效率Et =0.49C*l)-0.245= 0.4910 245(3.9320.3481 ).:-45.37%3.7实际塔板数Np Nti Nt2 5N p =EtEt0.4537其中，精馏段的塔板数为:828块（含塔釜）0.45375512块0.45374. 精馏塔主题尺寸的计算 4.1精馏段与提馏段的体积流量 4.1.1精馏段整理精馏段的已知数据列于表3（见下页），由表中数据可知：Mf M123.415 38.7液相平均摩尔质量：M31.06kg/kmol2 2液相平均温度：tm 丄 tD 二 83.83 78.62 =

17、81.2oC2 2表3精馏段的已知数据位置进料板塔顶（第块板）质量分数xf =0.4yf =0.614y1= xd = 0.95X1 =0.942摩尔分数xf =0.1934yf =0.536y1 = xD =0.8182x, =0.774摩尔质量/kg / kmolMf =23.415MVf =32.45MLf =38.7Md =40.19温度/c83.8378.62在平均温度下查得 订2O = 971.1kg/m3/?CH3CH2O 735kg/m3液相平均密度为：1X51 - xLmP _Pm CH3CH2OH H2O0.35 0.885其中，平均质量分数xLm0.6032所以，Lm=8

18、14kg/m3精馏段的液相负荷 L= RD =1.25 63.17 =78.96kmol/hLnLMi Lm78.96 31.06814= 3.01m3/h同理可计算出精馏段的汽相负荷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/ kg / kmol31.2536.13平均密度/ kg / m38141.251体积流量/m3/ h2.43(0.000625 m /s)3804(1.056 m /s)4.1.2提馏段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 = 0.005y

19、w = 0.065Xf = 0.35y； =0.732摩尔分数X/v =0.0031yw =0.029xf = 0.1934yf = 0.536摩尔质量/kg /kmolMlw =18.1Mlv =18.7Ml； =23.415MVf =32.45温度/c99.3883.83表6提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/ kg / kmol20.225.6平均密度/ kg / m39110.816体积流量/m3/h8.09(0.00225 m /s)4132(1.15 m / S)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

20、知道：汽塔的平均蒸汽流量：J=125Lmo3m3/s汽塔的平均液相流量:Ls=(Jst)O.675 .225 “ooi46m3/s汽塔的汽相平均密度:8 81 603 3g5m3/汽塔的液相平均密度:= 86 3g m3p _ Plj + Plt 814 91 -L 一塔径可以由下面的公式给出:由于适宜的空塔气速u = (0.6 0.8)umax，因此,需先计算出最大允许气速Umax。功能参数：(“).取塔板间距Ht = 0.4m，板上液层高度h = 60mm = 0.06m，那么:分离空间：Ht -h =0.4-0.06 = 0.34m0.0382I I III50,0QISD10呻-j逻0

21、.6。 Ck歸 1*00U.31Ijftft h. s O.7Sm史密断关联图从史密斯关联图查得：C 0 2C20 -0.073，由于C -C20(20)，需先求平均表面张力：全塔平均温度 Td F 仏=76.2 83.83 99.38 =86.5oC ,3 30 741 + 0 174 +0 002在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为.=0.307,3所以，液体的临界温度：人=送 Tc=0. 307 (2 73243) (10. 307p (273 K3 4设计要求条件下乙醇水溶液的表面张力=26dyn/m2平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：丁2二（Tmc 2）_（Tmc -T

22、1）c-T2、i.2，2=609 一（273 86.5）1.2 26 =19.95dyn/cm609 - （273 25）所以： 。=0.07券9.乍0.073UmC 一= 0.073 /叱亠命:1.0335u =0.7 2.11 =1.476m/s4 1103 2951m二 1.476D -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:u冬二卡十451/5H DH X1提馏段的上升蒸汽速度为:UT 4VT4.3塔高的计算塔的高度可以由下式计算：Z=f4(N2SH +StH+FH+vH已知实际塔板数为N =28块，板间距Ht =0.4m由于料液较清洁，无需经常清 洗，

23、可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为：S 二28 -1 =3个8取人孔两板之间的间距HT=0.6m，则塔顶空间HD =1.2m，塔底空间Hw =2.5m，进料板空间高度Hf =0.5m，那么，全塔高度：Z =1.2(28 -2 -3) 0.4 3 0.6 0.5 2.5 =15.2m5. 塔板结构尺寸的确定 5.1塔板尺寸由于塔径大于800mm,所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度 WC =40mm，破沫区宽度 WS =70mm，查得 iw = 705mm弓形溢流管宽度Wd = 146mm弓形降液管面积Af = 0.0706m2Af / Ar = 0. 0 70 6 / 0. 7

24、 854R = D/ 2 - W =0. 5- 0. 0# Cm 4x= D / 2-Wd -W = 0.-5 0. 1 46 =0. 07m 0 验算：液体在精馏段降液管内的停留时间AfHTLsj0. 07060. 0006750.441. S8s5液体在精馏段降液管内的停留时间AfHr 0. 0706 0.4 Q0. 002 2 5.Lsts55.2弓形降液管 5.2.1堰高采用平直堰，堰高hw-取 g =60mm,how =10mm，贝U hw =60-10 = 50mm522降液管底隙高度ho若取精馏段取he =15mm，提馏段取为25mm ,那么液体通过降液管底隙时的流 速为LSJ0

25、.000675精馏段：u(SJ0.0643m/slwh0.7X0.015Lst0.00225提馏段：u00.129m/slwh00.7 汉 0.025uc的一般经验数值为0.07 0.25m/s5.2.3进口堰高和受液盘本设计不设置进口堰高和受液盘5.3浮阀数目及排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。5.3.1浮阀数目浮阀数目4Vs20u0气体通过阀孔时的速度F取动能因数F =11，那么11U0 .1.0355=10.82m/s，因此1.103 42二 0.0392 10.825.3.2排列由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距 t =75mm，那么相邻两

26、排间的阀孔中心距t计为：Nt代=2x、R2 _x22而Rsin= 20.284. 0.462 -0.28422=0.487m0.462si1800.460.48786 0.075=75.5mm取t80mm时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取t=65mm，其中t = 75mm, t = 65mm因此，通道板上可排阀孔 41个，弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为N =41 24 2 =89 个 5.3.3校核气体通过阀孔时的实际速度：u。二里S10.38m/sHdoN实际动能因数：F。=10.38 -1.0335 = 10.55（在 912 之间）开孔率：阀孔面积塔截面积二 d：N4

27、At二（0.039）2 894 0.7854-13.5%开孔率在10%14之间，满足要求6. 流体力学验算6.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp =hc h h-6.1.1干板阻力九浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为Uoc :uoc =1.825 73.1V 1.825 73.1/1.0335 =10.32m/s 因为 uoc : uo = 10.38m/ s所以札=5.34；V uoLg-5.341.0335 1O.3822 863 9.81=0.0367m6.1.2板上充气液层阻力h1取板上液层充气程度因数；=0.5，那么：0 = ；h

28、|_ =0.5 0.06 = 0.03m6.1.3由表面张力引起的阻力h._由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以:hp 二 0.0367 0.03 二 0.667m 二 0.667 863 9.81 二 564.7Pa6.2漏液验算 2 动能因数F。=5，相应的气相最小负荷Vsmin为：VsmindNumin4其中 u0min 二 F=5/ .1.0335 = 4.92m/s所以VSmin 二一 0.0390 8 9 4.92 = 0.523m3/s ： 1.103m3/s4可见不会产生过量漏液。6.3液泛验算溢流管内的清液层高度Hd =hp h, hL h.其中

29、，hp =0.0667m,hL = 0.06m所以，Hd =0.667 0.06 0.003 = 0.1297m为防止液泛，通常Hd (Ht hw),取校正系数，0.5 ,则有：(Ht hv 0.5 ( 0.4 =0 . 05m可见，Hd ： (Ht hw)，即不会产生液泛。6.4雾沫夹带验算查得物性系数K =1.0，泛点负荷系数Cf = 0.097Zl = D -2Wd =1 -2 0.140.708m2傀=Ar -2Af =0.7854-2 0.0706 = 0.6442m所以,泛点率=1.1031.0335863 -1.03351.36 0.00146 0.7081 0.097 0.64

30、42= 63.4% ： 80%可见，雾沫夹带在允许的范围之内7. 操作性能负荷图 7.1雾沫夹带上限线取泛点率为80%代入泛点率计算式，有:0.81.36 LsZlVS 1.0335 1.36 0.708LS863-1.0335SKCfA0.097 0.6442整理可得雾沫夹带上限方程为:Vs = 1.444-27.8Ls7.2液泛线液泛线方程为aVS2 = b -cLS -dLS3其中，a =1.91 1051.91 1051.0335 = 0.0309PLN 2863 汉 86b= ：HT(：-1 - ；0) =0.5 0.4 (0.5-1 -0.5) 0.05 = 0.150.153c

31、153=192.4lWh(20.703 0.0152d 二(1；0)E(0.667)pi1W 0.5)02 0.667 嚴553代入上式化简后可得:VS2 -4.85-6.217LS -114.9LS/37.3液体负荷上限线Af Ht0. 0 7 06 0,4 门取 v - 5s，那么LSmax0. 0 0 5m 53s /557.4漏液线取动能因数F0 =5，以限定气体的最小负荷：253Vsmi厂匸 d；N= 0.523m3/s4V7.5液相负荷下限线取 how-0.006m 代入 how 的计算式： 空4 1.02 2/3 = 0.0061000lw整理可得：Lsmin = 2.1m3/

32、0.000584m3/s7.6操作性能负荷图由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图图中线a为最小液体负荷线。线b为漏液线。线c为最大液体负荷线。线d按 液体在降液管中允许停留时间计算。线 e为降液管液泛线。线f为雾沫夹带线。此 图的阴影部分，为塔板的稳定操作区(当 c线在d线右方时，稳定操作区应位于d 线的左方)。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00146, 1.103)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏 液所控制。由图可读得：33(Vs )max = 1.65m /S,(Vs)min = 0.57m /s所以，塔的操作

33、弹性为1.65/0.57 =2.89有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表7表7浮阀塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注塔径D,m1.0板间距HT, m0.4塔板型式单溢流弓形 降液管分块式塔板空塔气速u,m/s1.476溢流堰长度lW,m0.705溢流堰咼度hum0.05板上液层咼度hL, m0.01降液管底隙高度ho,m0.025浮阀数N,个89等腰三角形叉排阀孔气速Uo,m/s10.38阀孔动能因数Fo5临界阀孔气速u0c, m/s10.32孔心距t, m0.075同一横排的孔心距排间距t,m0.065相临二横排的中心线距离单板压降Ap, Pa564.7液体在降液管内的停留时41.8精馏

34、段间日,s12.6提馏段降液管内的清液咼度Hd,m0.1297泛点率，%63.4气相负荷上限（Vs）max1.65雾沫夹带控制气相负荷卜限M）min0.57漏夜控制开孔率，%13.5操作弹性2.89&各接管尺寸的确定8.1进料管进料体积流量Vsr型二智字二7.32m / 0.00203m3 / s取适宜的输送速度uf =2.0m/s，故二 u4Vsf4 .00203 =0.036mdif =经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：45 3mm8.2实际管内流速：Uf釜残液出料管4 0.00203二 0.0392 = 1.7m/ s釜残液的体积流量:WMw 364=6.89m3/h=0

35、.00191m3/s958.4取适宜的输送速度uW =1.5m/s，则。计4.00190. 0m1. 5经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：45 3mm8.3实际管内流速:回流液管4 0.00194:0.0392 = 1.6m/ s回流液体积流量LM L6685 39.81 .51m3/h=0.000975m3/s747利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL =0.5m/s，那么4 0.0009750.5：=0.05m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：57 3.5mm实际管内流速：3舞器=1.6m/s 8.4塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量:(1 1) 65.85 39.811.39833=3750m /h =1.042m /s取适宜速度U/ =2.0m/s，那么1.042 ccd 计0.258m20-经圆整选取热轧