化工原理课程设计乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计课件

化工原理课程设计题目乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计.书 3.英文摘要前言 4.前言 4TOC\o"1-5"\h\z.精馏优设 5.精馏化计算 5.设算结总 22.参考文献 23.课设心得 23精馏塔优化设计任务书一、设计题目乙醇一水溶液连续精馏塔优化设计二、设计条件.处理量：16000（吨/年）.料液浓度： 40 （wt%）.产品浓度： 92 （wt%）.易挥发组分回收率：99.99%.每年实际生产时间：7200小时/年.操作条件：①间接蒸汽加热；②塔顶压强：1.03atm（绝对压强）③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）塔盘结构设计浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；流体力学验算；塔板负荷性能图。d）其它.加热蒸汽消耗量；. 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。乙醇一一水溶液连续精馏塔优化设计（某大学化学化工学院）摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。(DepartmentofChemistry,UniversityofSouthChina,Hengyang421001 )Abstract:Thedesignofacontinuousdistillationvalvecolumn,inthematerial,productrequirementsandthemainphysicalparametersandtodeterminethesize,processdesignandselectionofequipmentanddesignresults,completionoftheethanol-waterdistillationprocessandequipmentdesigntheme.Keywords:rectificationcolumn,valvetower,accessoryequipmentoftherectificationcolumn.乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。精馏塔优化设计计算在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇一一水溶液，要求料液浓度为 35%,产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年操作条件：①间接蒸汽加热②塔顶压强：1.03atm(绝对压强)③进料热状况：泡点进料精馏流程的确定乙醇一一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⑴水和乙醇的物理性质分子式相对

分子质量密度20c沸点101.33kP比热容(20℃分子式相对

分子质量密度20c沸点101.33kP比热容(20℃)Kg/(kg.黏度(20℃导热系(20℃)表面张力oxio3kg/mmPa.s/(m.℃(20℃)N/m18.029981004.1831.0050.59972.8乙CHOH46.0醇mPa.s/(m.℃(20℃)N/m18.029981004.1831.0050.59972.8乙CHOH46.0醇25 7 78978.32.391.15 0.172 22.8⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表

⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表

常压下乙醇一水系统tx|y数据如表1—6所不。沸点t/℃醇—水系统t-x乙醇摩尔数/%沸点沸点t/℃醇—水系统t-x乙醇摩尔数/%沸点t/℃y数据 乙醇摩尔数/%99.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.718281.380.6液相56.4458.7862.2299.999.899.7液相0.0530.510.77气相0.0040.040.05气相27.333.2442.0997.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对子量:46；水相分子量:1825℃的乙醇和水的混合液的表面力与乙醇度之的关系为o 20.0016331.34810. 4.31410_TOC\o"1-5"\h\z5 4 8 567.833642.9726x0.09604x x x x式中o 25℃的乙醇和水的混合液的表面力， N/m；x 乙醇量分数，％。其他温度下的表面力可利用下式求得 , 、oTT1.2=

1C2O2 TCT1式中o 温度为的表面张；N/m；1 1。2 温度为的表面力；N/m；tC——混合物的临温度，Tc=Zx.Tc.,K；x-——组i的摩尔数； °Tci 组i的临温度，K。2.料液及塔顶塔底品的摩尔数0.40/2.料液及塔顶塔底品的摩尔数0.40/46.07=0.2070.40/46.070.6/18.020.920.40/46.070.6/18.020.92/46.07=0.8180.92/46.070.08/18.020.0001/46.07=0.0000390.0001/46.070.9999/18.023.平均摩尔3.平均摩尔Mf=0.20746.07+(1-0.207) 18.02=23.8kg/kmolMd=0.81846.07+(1-0.818)18.02=40.96kg/kmolMw=0.00003946.07+(1-0.000039) 18.02=18.02kg/kmo|4.物料衡算3已知：F=1600010=93.37kmol/h720023.8总物料衡算 F=D+W=93.37易挥发组分物料衡算 0.818D+0.000039W=93.370.207=19.33联立以上二式得：D=23.63kg/kmolW=69.74kg/kmol三塔板数的确定1.理论塔板数N的求取T⑴根据乙醇一一水气液平衡表1-6,作图⑵求最小回流比Rmin和操作回流比R。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(xD,xD)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求 Rmin因泡点进料，在图1中对角线上自点e（0.207,0.207）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq=0.5330,xq=0.207,此时最小回①由于①由于此时乙醇一水系统的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a点（xD，xD）作平衡线的切线aq并延长与y轴相交于c点，截距为0.25，即②当最小回流②当最小回流比为①时，比②还要小，已出现恒浓区，需要无穷多块塔板才能达到 g点。所以对具有下凹部分平衡曲线点物系求 Rmin时，不能以平衡数据（yq，xq）代入图1代入图1M.T.图解法求NT取操作回流比二:「Rmin=2-3由工艺条件决定R=2Rmin故取操作回流比R=4.6⑶求理论板数NT塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压 p。口八组分‘饱和蒸气压/kpa、什业、［塔顶进料cC 、塔底 水 44.286.1101.33 乙醇 W13 W8t5 2200 ①求平均相对挥发度塔顶P1013== =2.29进料塔顶P1013== =2.29进料DAP188.544.2=2.18986.1塔底加=2.17塔底101.33全塔平均相对挥发度为aJaa

m=wdV2.1/X2.29aJaa

m=wdV2.1/X2.29=2.23ayaaV 人2.1892.29=2.24②理论板数NT由芬斯克方程式可知0.81810.0000390.000039 1=13.5l2.23③进料板Nmin+4.62.3—： 。41R1由吉利兰图查的②理论板数NT由芬斯克方程式可知0.81810.0000390.000039 1=13.5l2.23③进料板Nmin+4.62.3—： 。41R1由吉利兰图查的4.61N0.32min2+N13.5…丁 0.32T2N2T解得 N；=20.8（他括用沸器）「igx1 -Figmin前已经查出igNmin20.320.818 10.2070.818 0.20712.52NTNTig2.242.520.322解得N=4.6故进料板为从塔顶往下的第5层理论板即N=5F总理论板层数N=21（不包括再沸器）T进料板位置 N=5F2、全塔效率 ET因为E=0.17-0.6161gm

T根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为 ——=0.2070.32+（1-0.207） 0.3206=0.3204mE=0.17-0.6161g0.32=0.47T3、实际塔板数精馏段塔板数： N613精ET10提馏段塔板数： N 9L220提一E—T四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例:1、操作压力为Pm塔顶压力： PD=1.04+103.3=104.34若取每层塔板压强 P=0.7则进料板压力： P=104.34+13<0.7=113.4kpa精馏段平均操作压力Pm=113.44104-34-108.89kpa22、温度tm根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得塔顶 t=78.36CD进料板 t=95.5CF=78的3二86.93C精 2m （3、平均摩尔质量My。=o.825y。=o.8251

DM=0.83846.07+（1-0.838） 18.02=41.52kg/kmol VDM=0.82546.07+（1-0.825） 18.02=41.15kg/kmol⑵型料板:y=0.445FxF=0.102M=0.44546.07+（1-0.445） 18.02=30.50kg/kmolVFM=0.10246.07+（1-0.102） 18.02=20.88kg/kmol精馏段的平均摩尔质量M=41.530.536.01kg/kmol

精V, 211

…=41.1520.88si.。。kg/kmol精L, 24、平均密度pm⑴液相密度.：L,m1ww--=--.--A BL,mL,A L,B塔顶:P~L,m0.930.075I塔顶:P~L,m0.930.075I 789972.5=796.7LmKg/m3进料板上由进料板液相组成Xa进料板上由进料板液相组成Xa=0,1020.10246.07 0.10246.07(1-0.102)18.02=0.2251PLF,m1PLF,m二796.7924.22—860.5=924.2 3LFm Kg/m,故精馏段平均液相密度 =796.7924.2_860.5K3lm精 2 —Kg/m,⑵气相密度V,mPMVm精=RT -1.31Kg/m35、液体表面张力0mn=X

m一IIi1=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0mN/m=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20mN/mmF，6、液体粘度L,m_15.012.20m精 6、液体粘度L,m_15.012.20m精 98.59mN/m12n.二xJLm一,,一m

i1m=0.838x0.55+(1-0.838)x0.37=0.521mPa.s=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295mPa.s0.5210.2950.408mP.s以提馏段为例塔釜1、平均摩尔质量塔釜xw=0.0039yxw=0.0039wXM=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42kg/kmolVwM=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12kg/kmolLw提馏段的平均摩尔质量M=提V,M=提L,2、平均密度30.5019.42220.8818.12P2二24.96kg/kmol19.5kg/kmolL,A塔釜，由塔釜液相组成x=0.0039Aw=0.01A35.3831.01_ 0.00035=3600860.5m+Lwm=Lwm=961.5抬/m3—故提馏段平均液相密度961.5924.2942961.5924.2942.85Kg/m3⑵气相密度V,mPMLm提 提RT113.4424.96--0.92Kg/m8.314(27398.01)精馏段气液负荷计算V=(R+1)D=(2.32+1)15.25=50.63kmol/hV=VM精=50.63X36.01_S36001 36001.31V,m

精L=RD=2B215.25=35.38kmol/hLLML精=35-3831-01 0.00035s3600 3600860.5s L,m精提馏段气液负荷计算V'=V=50.63kmol/hL’PV'MV提 33600V提=0.382ms=L+F=35.38+74.83=110.2kmol/hPL'MLs'3600"是=0-0006m3/sL,m

提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H=0.45mT取板上液层高度h=0.07mL故HF-=0.45-0.07=0.38mL'TL0.00035 860.50.3751.31=0.0239查图可得V

C=0.07520校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C即14C=C200.2=0.075208.590.2=0.06420u=Clv=0.064 ^ ^ =1.64m/smax v : 1.31可取安全系数0.70,则u=0.70u=0.71.64=1.148m/smax故D==0.645m(!^^s\u按标准，塔径圆整为0.7m,则空塔气速为0.975m/s2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精(N精-1)斗=(13-1)>0.45=5.4m提馏段有效高度为Z提=(N提一1)HT=(20-1)X0.45=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⑴堰长l取堰长 l=0.75Dwl=0.750.7=0.525mw⑵出口堰高选用平直堰，h=hhwLow选用平直堰，h=hhwLow堰上液层高度2.84匚h=Eow1000LhLwh由下式计算ow2/3近似取E=1.03,则h=0.017ow15

故h=0.07-0.017=0.053mw⑶降液管的宽度Wd与降液管的面积Af1_ 查《化工设计手册》由w0.750D得W=0.17,0=0.08d fDAT故W=0.17D=0.12A=0.08—d2=0.031m2d T 4.一— AH 停留时间 -fT=39.9s（＞5s 符合要求）Ls⑷降液管底隙高度hh=h-0.006=0.053-0.006=0.047mw3、塔板布置及浮阀数目击者及排列取阀孔动能因子 F=9孔速u=JF=、'9=8.07m1.31V,m浮阀数n=2Vso=£S'5 =39（个）4d2u 40.03928.07取无效区宽度W=0.06mc安定区宽度开孔区面积R=故W=0.07ms71+ 2 2A2xR2 x安定区宽度开孔区面积R=故W=0.07ms71+ 2 2A2xR2 x22Dx=W=0.29m

+

c180R2sin（WWs）=0.16mIdJ- +2 2A=20.160.29 0.1620.29sin10.16=0.175m180 0.29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hh=0.175=0.06mh=0.153d板上液层高度h=0.153d板上液层高度wh=0.07m,得:L390.075八塔板流体力学校核1、气相通过浮塔板的压力降，由下式hhhh⑴干板阻力 h"5.34Vu=0.153 °.0003752=0.00002m0.5250.047=5.341-318.=0.153 °.0003752=0.00002m0.5250.047c2g2860.59.81柱Lo £o⑵液层阻力x取充气系数数=0.5,有%Xh=h=0.50.07=0.035m液f柱TOC\o"1-5"\h\zL 二⑶液体表面张力所造成阻力X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:h=0.027+0.035=0.062mp△三P xx常板压降Phg=0.062860.59.81=523.4P(<0.7KP,符合设计要求)。

a aPpl<4>( +)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 HHhd Tw其中HhhhdpLd由前计算知 hP=0.061m,按下式计算h=0.062+0.07+0.00002=0.132md取=0.5,板间距今为0.45m,h=0.053m,有wHh=0.5(0.45+0.053)=0.252mTw由此可见：H<HThw，符合要求。

3、雾沫夹带由下式可知ev<0.1kg液/kg气3.26e3.26e=5.7x10, ue avaH—h\JTf=5.7106(0.375/(0.359-0.025)] =0.0693859103 0.452.50.07浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。IPV，1.36Ll1.36Ll

■一■1.36Lls sL泛点率= LV 100%KCA

xFbl=D-2Wd=0.7-20.12=0.46LA=AT-2bAf=0.3875-20.031=0.325式中A=AT-2bAf=0.3875-20.031=0.325式中l——板上液体流经长度L，m;A——板上液流面积，bC——泛点负荷系数，取0.126;泛点率= 860.51.311.00.1260.3225=36.2%(<80%, 符合要求)九塔板负荷性能图按泛点率=80%按泛点率=80%计VKCAFb100%=80%0.801.310.80V 1.36L0.46s860.51.31 s1.00.1260.3255

将上式整理得0.039V+0.626Ls=0.0328sV与LS分别取值获得一条直线，数据如下表。 Q L/(m/s)L/(m/s)S0.000350.0008530.8350.827V/(m/s)0.8350.827S2、泛液线通过式H hh+h以及式h/dpld（H+h）=hpTw由此确定液泛线方程（H+h）=hpTw由此确定液泛线方程hL hd=hcP ++2£410002(H+h)=uTw5.34v0=2gLS2

0.153(S) (1w03600Ls简化上式得V与L关系如下ssV20.718S05.52127.0S8L2/3S计算数据如下表。L/(m3/h)0.00035 0.00055 0.00065 0.00085S

3V/(m/h)0.8215 0.8139 0.8105 0.8040S3、液相负荷上限线 二 二.求出上限液体流量L值(常数)s以降液管内停留时间一=5s一则 人”0.03950.45fT _ 3L 0.00356m/ss,max4、漏夜线对于F型重阀，i由F0u0 V5，计算得1971d2n407Td240则V0.78520.03940 30.209m/s1.315、液相负荷下限线去堰上液层高度h=0.006mow r p3_根据how计算式求Ls的下限值284LTOC\o"1-5"\h\zE 0.0061000 jminw取E=1.03_ 3Lmin0.00028m/ss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V,m一4 3L一4 3L10,m/sSs，求出操作弹性K,即/20K=V——K=V——s,maxV0630=300.209s,min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20c的水Q=qmi「i Q=qm2r2Q-单位时间内的传热量，J/s或Wqm1,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=600kJ/kg r2=775kJ/kg qm1=0.153kg/sQ=qm1r1=0.153x600000=91800J/sQ=qm2r2=775000qm2=91800••・qm2=0.12kg/s传热面积：—Q—A=QKtm _ _ _=21.22/℃-2=21.22/℃-2t= _78.3屋40m1n(一)3020K取700W•m八一91800 - 。A= 62m270021.26.2m2再沸器（1）再沸器的选择：釜式再沸器对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。21

其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。(2)加热蒸汽消耗量Q=qm111 Q=qm2r2Q-单位时间内的传热量，J/s或Wqm1,qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;r1,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg•••r1=2257kJ/kg r2=1333kJ/kg qm2=0.43kg/s:.Q=qm2rl=0.43x1333=573.2kJ/s=2257qm1•••蒸汽消耗量qm1为0.254kg/s 项目 项目 数值 1平均温度tm,℃86.932平均压力Pm，kPa