化工原理课程设计 精馏装置设计

《化工原理课程设计》报告48000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目录TOC\o"1-5"\h\z、概述41.1设计依据41.2技术来源41.3设计任务及要求5:计算过程6塔型选择6操作条件的确定62.1操作压力62.2进料状态62.3加热方式62.4热能利用7有关的工艺计算73.1最小回流比及操作回流比的确定83.2塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算93.3全凝器冷凝介质的消耗量93.4热能利用93.5理论塔板层数的确定103.6全塔效率的估算113.7实际塔板数Np12精馏塔主题尺寸的计算124.1精馏段与提馏段的体积流量124.1.1精馏段124.1.2提馏段144.2塔径的计算154.3塔高的计算17塔板结构尺寸的确定175.1塔板尺寸175.2弓形降液管18堰高185.2.2降液管底隙高度h0195.2.3进口堰高和受液盘195.3浮阀数目及排列195.3.1浮阀数目19排列20校核20流体力学验算216.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）h21P6.1.1干板阻力h21C6.1.2板上充气液层阻力h2116.1.3由表面张力引起的阻力h226.2漏液验算226.3液泛验算226.4雾沫夹带验算23操作性能负荷图237.1雾沫夹带上限线237.2液泛线237.3液体负荷上限线247.4漏液线247.5液相负荷下限线247.6操作性能负荷图25各接管尺寸的确定268.1进料管278.2釜残液出料管278.3回流液管278.4塔顶上升蒸汽管288.5水蒸汽进口管28一、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。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48000吨乙醇含量：35%（质量分数），原料液温度：45r设计要求：塔顶的乙醇含量不小于90%（质量分数）塔底的乙醇含量不大于0.5%（质量分数）表1乙醇~水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的含量（摩尔分数）汽相中乙醇的含量（摩尔分数）液相中乙醇的含量（摩尔分数）汽相中乙醇的含量（摩尔分数）0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0二：计算过程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6667kg/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。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1.01325x105Pa塔底压力[1.01325x105+N(265~530)]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，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，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。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。原料液的摩尔组成：x=—七炊o——=35/46=0.1740+〃"35/46+65/18同理可求得：Xd=0.7790,七=0.0002原料液的平均摩尔质量:M=xM+(1-x)M=0.174x46+0.826)x18=22.3kg/kmolffCH3CH2OHfHO同理可求得：M-39.81kg/kmol,M-18.1kg/kmol见下'原料液中Ph,o=971.附m3,烦待=735k®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2。表2原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馅出液釜残液xf/%35900.5xf(摩尔分数)0.17400.77900.0002摩尔质量kg/kmol22.339.8118.1沸点温度t/°Q83.8378.6299.383.1最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，x=Xf=0.174，过点e(0.174,0.174)做直线x=0.174交平衡线于点d，由点d可读得七=0.516，因此:R=二=第79一°.516=0.769min(1)y—x0.516—0.174又过点a(0.779,0.779)作平衡线的切线，切点为g，读得其坐标为x'=0.55,y'=0.678，因此:R=*=口779一淄=0.789min(2)y'—x'0.678—0.55.所以，Ri=R2)=0.789可取操作回流比R=1(R/R=1.27)min

3.2塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为:厂48000x103F==299kmol/h300x24x22.3由全塔的物料衡算方程可写出:匕+F=匕+F=D+W*=0(蒸汽)D=65.85kmol/h"+Fx=Dx+Wx

00fDWW=364.85kmol/h匕=131.7kmol/hW=L'=L+qF=RD+qFq=匕=131.7kmol/h塔顶全凝器的热负荷：Qc=(R+1)D()可以查得ID=1266kJ/kg,ID=253.9kJ/kg，所以QC=(1+1)x65.85x39.81(1266-253.9)=5.306x106kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25r和35r则平均温度下的比热c=4.174kJ/kg•C，于是冷凝水用量可求:W=—Qc—='I06x106_=127120kg/hCc(t2-1)4.174x(35-25)3.4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：Q=Wc(t-1)ffPff2f1其中t=83.83+45=64.4。cfin2在进出预热器的平均温度以及64&的情况下可以查得比热cf=4.275kJ/kg"，所以，Q=48000x103x4.275x(83.83-45)=1.107x106kJ/hf300x24釜残液放出的热量Q=Wc(t-1)wwp^ww1w2若将釜残液温度降至t=55°C2w,..、9938+55那么平均温度t=+=77.2°Cwm2其比热为c=4.191kJ/kg"，因此，Q=364.85x4.191x(99.38-55)=1.228x106kJ/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精馏段操作线方程：Rxy=xH1=0.5x+0.39TOC\o"1-5"\h\z〃+1R+1nR+1n提馏段操作线方程：WW-y1=—x——x=2.77x-0.005400q线方程：x=0.174

在〉〜］相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出Nt=18块(含塔釜)其中，精馏段13块，提馏段5块。3.6全塔效率的估算用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算:由相平衡方程式y=可得a=yx_—1+(a-1)xx(y-1)根据乙醇〜水体系的相平衡数据可以查得:y=x=0.779x=0.741(塔顶第一块板)1D1y=0.516x=0.174(加料板)ffx=0.002y=0.026（塔釜）因此可以求得：a=1.232,a=5.06,a=13.321fw全塔的相对平均挥发度：a=3a-a-a=31.232x5.06x13.32=4.36全塔的平均温度：78.62+78.62+83.83+99.383=87.30C在温度t下查得日=0.327mPa-s,日=0.38mPa-smHOCH3CH2OH因为匕=£x^^所以，七式=0.174x0.38+(1-0.174)x0.327=0.336mPa-s全塔液体的平均粘度：口匕=(七/+^D+^^)/3=(0.327+0.38+0.327)/3=0.344mPa•s全塔效率£丁=0.49(a七)-0.245=0.49x.360'344)—~总45%3.7实际塔板数NPNp=%/£了=18/0.45=40块(含塔釜)其中，精馏段的塔板数为：13/0.45=29块精馆塔主题尺寸的计算4.1精馅段与提馅段的体积流量4.1.1精馆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：液相平均摩尔质量：M=——圭1=223+38.7_30kg/kmol22液相平均温度：t=/农=83.83+您62=81.2Cm22表3精馅段的已知数据

质量分数xf=0.35七=0.732y1'=x^'=0.9x「=0.885摩尔分数犬亍=0.174y^=0.516y=x=0.779X=0.41摩尔质量/kg/kmolMf=22.3M十=32.45Mf=38.7M疽39.81温度/°c83.8378.62位置进料板塔顶（第一块板）在平均温度下查得P"广97顷/冲Pg735回m液相平均密度为：1PLm其中，x1-x'Lm——+——1PLm其中，CH3CH2OHH2O平均质量分数x'=0.35+0.885=0.603Lm所以，p=814kg/m3精馏段的液相负荷L=RD=65.85kmol/h,LM65.85x30°”/7L=——==2.43m3/hnp814Lm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/kmol3036.13平均密度/kg/m38141.251体积流量/m3/h2.43(0.000625m3/s)3804(1.056m3/s)4.1.2提馏段整理提馅段的已知数据列于表5,采用与精馅段相同的计算方法可以得到提馅段的负荷，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七二0.005七二0.065xf=0.35yf=0.732摩尔分数%=0.002匕=0.026xf=0.174七=0.516摩尔质量/kg/kmolM^=18.1M^=18.7Mf=22.3Mf=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(0.00225m3/s)4132(1.15m3/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知道:汽塔的平均蒸汽流量：V=V+七)=1.056+1.15=1.103"sS22汽塔的平均液相流量：L=J2=0.000675+0.00225=0.00146m3/ss2汽塔的汽相平均密度：p广J^=技51；°.816=1.0335以/m3汽塔的液相平均密度：p=Plj+Pl，=814+911=863kg/m3L22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)u，因此，需先计算出最大允许气速umax"max"max=CPl-%PV取塔板间距H=0.4m，板上液层高度h=60mm=0.06m，那么分离空间:气-七=0.4-0.06=0.34m86、=0.03821.0335功能参数：（匕）也=00里竺86、=0.03821.0335从史密斯关联图查得：C20=0.073，由于C=£0（京）0.2，需先求平均表面张力:全塔平均温度T+T+〈矿=76.2+83.83+".焚=86.5c，在此温度33下，乙醇的平均摩尔分数为口741〉0」74+0°02=0.307，所以，液体的临界温度:T=£xT=0.307X(273+243)+(1-0.307)x(273+342.2)=609K设计要求条件下乙醇~水溶液的表面张力。=26dyn/m21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:Q=[609-(273+86.5)]1.2X26=19.95dyn/cm2609-(273+25)所以:19.9C=0.073(三)0.2=0.073201.0335Umax=C典土=O.073J'863-1.0335=2.11m/S1.0335u=0.7X2.11=1.476^/sD4x1.103=gm、'兀x1.476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=竺^=4X1.056=1.345m/sJ兀D2兀X12提馏段的上升蒸汽速度为：4V「…，u=—st=1.464m/sT兀D24.3塔高的计算塔的高度可以由下式计算:Z=Hp+(N-2-S)%+S%+Hf+H^已知实际塔板数为N=40块，板间距H广0.4m由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为:S=40-1=4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H^=2.5m，进料板空间高度七=0.5m，那么，全塔高度:Z=1.2+(40-2-4)x0.4+4x0.6+0.5+2.5=20.2m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%=40mm，破沫区宽度吒=70秫秫，查得l-705mmW弓形溢流管宽度W-146mmd弓形降液管面积A—0.0706m2fA^/A,=0.0706/0.7854-0.09R-D/2-WC=0.5-0.04-0.46mx-D/2-W^-W‘=0.5-0.146-0.07-0.284m验算：液体在精馏段降液管内的停留时间AH0.0706x0.4T=-—f~T--41.8s>5sJL0.000675SJ液体在精馏段降液管内的停留时间AH0.0706x0.4T-~T--12.6s>5sTL0.00225ST5.2弓形降液管5.2.1堰高采用平直堰，堰高h:w--h取h-60mm,h=10mm，则h=60-10-50mm

5.2.2降液管底隙高度h0若取精馏段取h0=15mm，提馏段取为25mm，那么液体通过降液管底隙时的流速为精馏段:u'=―SJ

0lhu'=―SJ

0lh00.7x0.015提馏段:U'=-ST-

0lh0°.00225=0.129U'=-ST-

0lh0u0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、一、…一4V浮阀数目N=二兀2U00气体通过阀孔时的速度"

1.103x4取动能因数F=11，那么们］"=10.82m/s，因此N=——,——"86个兀x0.0392x10.821.103x4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，那么相邻两排间的阀孔中心距t计为:At'=—a计NtTOC\o"1-5"\h\z兀xA=2[x%；R2一x2hR2sint—]a180。R=2[0.284xw'0.462-0.2842+^—x0.462sin-1^284]180。0.46=0.487m20.487t'==75.5mm计86x0.075取t'=80mm时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取t，=65mm画出阀孔的排布图如图1所示，其中t=75mm,t'=65mm图中，通道板上可排阀孔41图中，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+24x2=89个5.3.3校核气体通过阀孔时的实际速度："4V1=10.38m/s0兀d2N0气体通过阀孔时的实际速度："实际动能因数：F0=10.38^1.0335=10.55（在9~12之间）开孔率：阀孔面积塔截面积X100%阀孔面积塔截面积X100%=冗d2N兀x(0.039)2x89一—x100%=4A4x0.7854=13.5%开孔率在10%~14之间，满足要求。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+h1+h。6.1.1干板阻力hc浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为"：ocu=1.8知73.1/PV1.8对73.1/1.0335=10.32m/s因为u<u-10.38m/s所以h=5.34-PvUl=5.34xL0335x10.382=0.0367mc2pg2x863x9.816.1.2板上充气液层阻力h1取板上液层充气程度因数8=0.5，那么:h1=£hL=0.5x0.06=0.03m6.1.3由表面张力引起的阻力hb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：h=0.0367+0.03=0.667m=0.667x863x9.81=564.7Pa6.2漏液验算动能因数f=5，相应的气相最小负荷匕min为：V=-d2NuSmin400min其中u=F=5/<1.0335=4.92m/s0min•'、V兀所以V=—x0.0392x89x4.92=0.523m3/s<1.103m3/s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H=h+h+h+hdpdLb其中，h=0.0667m,h=0.06m所以，气=0.667+0.06+0.003=0.1297m为防止液泛，通常Hd<^(Ht+h^)，取校正系数4=0.5，则有：4(气+h)=0.5x(0.4+0.05)=0.225m可见，Hd<4(Ht+hw)，即不会产生液泛。

6.4雾沫夹带验算V：%+1.36LZ泛点率=叭/v二KCA查得物性系数K=1.0，泛点负荷系数C=0.097Zl=D-2吃=1-2x0.146=0.708m气=A-2气=0.7854-2x0.0706=0.6442m2所以，1.103x；'—+1.36x0.00146x0.7081X0.097X0.6442泛点率=、863-1.03351X0.097X0.6442可见，雾沫夹带在允许的范围之内操作性能负荷图7.1雾沫夹带上限线取泛点率为80%代入泛点率计算式，有:J+1.36LJ+1.36LsZlVs\863-1.0335VKCA

整理可得雾沫夹带上限方程为:1.0335-—+1.36x0.708LS0.097x0.6442液泛线方程为aV2=b-CL,-dL?其中，a=1.91x105-^=1.91x105x1.0335=0.0309pN2863x86Lb=①Ht+(中一1—£0)=0.5x0.4+(0.5-1-0.5)x0.05=0.150.153c=12h2

w0.153c=12h2

w00.153=192.40.7052x0.0152d=(1+£)E(0.667)上=(1+0.5)x1.02x0.667x—1—=3.553012/30.7052w代入上式化简后可得：V2=4.85-6.217L-114.9峙7.3液体负荷上限线取0=5s，那么7.4LSmax漏液线37.4LSmax漏液线3=0.00565呷s取动能因数F=5，以限定气体的最小负荷:V=-d2N=0.523游/sSmin40:pV7.5液相负荷下限线284L取h=0.006m代入h的计算式：——x1.02x[—s]2/3=0.006owow1000lw整理可得：L「二2.1m3/h=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。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点尸(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：(V)=1.65m3/s,(V)=0.57m3/sSmaxSmin所以，塔的操作弹性为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

板间距H,mT塔板型式空塔气速u,m/s溢流堰长度l,mW溢流堰高度h,mW板上液层高度h,mL降液管底隙高度h,m0浮阀数N,个阀孔气速u,m/s0阀孔动能因数F0临界阀孔气速u,m/s0C孔心距t,m排间距t',m单板压降电Pa液体在降液管内的停留时间0,s降液管内的清液高度H,,md泛点率，%气相负荷上限(V)Smax气相负荷下'限(V)Smin开孔率，%操作弹性0.4单溢流弓形降液管1.4760.7050.050.010.0258910.38510.320.0750.065564.741.812.60.129763.41.650.5713.52.89分块式塔板等腰三角形叉排同一横排的孔