乙醇水溶液精馏塔设计docx.docx
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乙醇水溶液精馏塔设计docx
乙醇-水溶液连续精馏塔设计
1.任⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯3
2.英文摘要前言⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯4
3.前言⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯4
4.精塔化⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯5
5.精塔化算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯5
6.算果表⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
7.参考文献⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯23
8.程心得⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯23
精馏塔设计任务书
一、设计题目
乙醇—水溶液精塔
二、设计条件
1
.理量:
15000
(吨/年)
2
.料液度:
35
(wt%)
3
.品度:
93
(wt%)
4.易分回收率:
99%
5.每年生:
7200小/年
6.操作条件:
①接蒸汽加;②塔:
atm()③料状况:
泡点料;
三、设计任务
a)流程的确定与明;
b)塔板和塔径算;
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。
乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计
前言
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——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:
(绝对压强)
③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⑴水和乙醇的物理性质
表面
相对
密度
沸
点
比热容
黏度
导
热
张力
名称
分子式
分子
20℃
(20℃)
(20
系数
质量
kg/m3
℃
Kg/(kg
℃)
(20
℃
(20℃
.℃)
)
)
/(m.
N/m
℃)
水
H2O
998
100
乙醇C2H5OH
789
⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据,见表
常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。
表1—6
乙醇—水系统t—x—y数据
沸点t/℃
乙醇摩尔数/%
沸点t/℃
乙醇摩尔数/%
气相
液相
气相
液相
82
乙醇相对分子质量:
46;水相对分子质量:
18
25℃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σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力,N/m;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σ1——温度为T1时的表面张力;N/m;
σ2——温度为T2时的表面张力;N/m;
TC——混合物的临界温度,TC=∑xiTci,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
X
F
=
0.35/46.07
=
0.35/46.07
0.65/18.02
X
D=
0.93/46.07
=
0.93/46.07
0.07
/18.02
X
W
=
0.01/46.07
=
0.01/46.07
0.99/18.02
3.平均摩尔质量
MF=
()
=kg/kmol
MD=
=kmol
MW=()=kmol
4.物料衡算
已知:
F=15000103
=kmol/h
7200
27.84
总物料衡算
F=D+W=
易挥发组分物料衡算
+=联立以上二式得:
D=kmol
W=kmol
三塔板数的确定
1.理论塔板数NT的求取
⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6,
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(D
D
)
向平衡线作切线,再由切线的斜率或截距求min
x
x
R
作图可知b=
b=
xD
=Rmin=
R
1
由工艺条件决定R=min
故取操作回流比R=
⑶求理论板数NT
塔顶,进料,塔底条件下纯组分的饱和蒸气压poi
组分
塔顶
饱和蒸气压
进料
/kpa
塔底
水
乙醇
①求平均相对挥发度
o
=101.3=
塔顶
D=PAo
PB
44.2
进料
F=188.5=
86.1
塔底
W=220.0=
101.33
全塔平均相对挥发度为
W=
WD=
=
'm=FD=2.1892.29=
②理论板数NT
由芬斯克方程式可知
lg
XD
1XW
lg
0.838
1
0.0039
XD
XW
10.838
0.0039
Nmin=
1
1=
lg
m
lg2.23
1=
且
R
Rmin
2.32
1.45
0.262
R
1
2.32
1
由吉利兰图查的NTNmin
0.41即NT
7.97
0.41
NT
2
NT
2
解得
NT=(不包括再沸器)
③进料板
xD
1xF
lg
0.8381
0.174
lg
xF
0.838
0.174
1xD
1
1
Nmin
'
lg2.24
12.97
lg
m
前已经查出NT
Nmin
0.41
即
NT
2.97
0.41
NT
2
NT
2
解得N=
故进料板为从塔顶往下的第7层理论板即NF=7
总理论板层数
NT=
(不包括再沸器)
进料板位置
NF
=7
2、全塔效率
ET
因为ET=m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
m=()=
ET=、实际塔板数
精馏段塔板数:
N精
6
13
ET
提馏段塔板数:
N提
9.2
20
ET
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
=+=
若取每层塔板压强
则进料板压力:
PF
=+
P=
=
精馏段平均操作压力Pm=113.44104.34108.89kpa2
2、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
tD=oC
进料板
tF=oC
tm精=78.3695.5
86.93oC
2
3、平均摩尔质量M
⑴塔顶
D
1
D
=
x
=y=
y
MVD
=
()=kg/kmol
MLD=()=kg/kmol
⑵进料板:
yF=
xF=
MVF=
()=kg/kmol
MLF
=
()=kg/kmol
精馏段的平均摩尔质量
MV,精
=41.5
30.536.01kg/kmol
2
ML,精
=41.15
20.88
31.00kg/kmol
2
4、平均密度
m
⑴液相密度
L,m
1
=wA
wB
L,m
L,A
L,B
塔顶:
1=
0.93
0.075
L,m=Kg/m3
L,m
789
972.5
进料板上由进料板液相组成xA=
wA=
0.102
46.07
0.225
46.07
(1
0.102)
0.102
18.02
1
=796.7
924.2
860.5
LF,m
2
LF,m=Kg/m3
故精馏段平均液相密度
L,m精=796.7
924.2860.5Kg/m3
2
⑵气相密度
V,m
PM提
108.89
36.01
3
V,m精=
8.314
(273
1.31Kg/m
RT
86.93)
5、液体表面张力m
n
m=
xi
i
i
1
m.D=mN/m
精=15.01
2.20
8.59mN/m
m,
2
6、液体粘度L,m
n
L,m=
xi
i
i1
L,D
=
mPa.s
L,M精=0.521
0.295
0.408mPa.s
m,F=mN/m
L,F=mPa.s
2
以提馏段为例
1、平均摩尔质量
M
塔釜
yw=
xw=
MVw=
kg/kmol
MLw=
kg/kmol
提馏段的平均摩尔质量
MV,提=30.50
19.42
24.96kg/kmol
2
ML,提=20.88
18.12
19.5kg/kmol
2
2、平均密度L,m
1
wA
wB
L,m
L,A
L,B
塔釜,由塔釜液相组成xA=
wA=
1
=35.38
31.01
0.00035
Lw,m
3600
860.5
∴Lw,m=Kg/m3
故提馏段平均液相密度
L,m提=961.5
924.2
942.85Kg/m3
2
⑵气相密度
V,m
L,m提=PM提=
113.4424.96
0.92Kg/m3
RT
8.314
(27398.01)
五精馏段气液负荷计算
V=(R+1)D=+1)=kmol/h
VM
VS=
3600
V,精
V,m精
=50.63
36.01
0.375m3/s
3600
1.31
LM
L=RD=kmol/hLs
3600
L精
L,m精
35.38
31.01
0.00035m3/s
3600
860.5
六提馏段气液负荷计算
V’=V=kmol/h
Vs'
V'MV提
=m3/s
3600V,m提
L’=L+F=+=kmol/h
Ls'
L'ML提
=m3/s
3600L,m提
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HT=
取板上液层高度hL=
故
HT-hL=
Ls
L
0.00035
860.5查图可得C20=
Vs
LV
0.375
1.31
校核至物系表面张力为
m时的C,即
0.2
8.59
0.2
C=
C20
=
=
20
20
umax=C
L
V=
860.51.31=m/s
V
1.31
可取安全系数,则
u=umax=m/s
故D=4Vs=m
u
按标准,塔径圆整为,则空塔气速为m/s
2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z精
(N精
1)HT=(13-1)
=
提馏段有效高度为
Z提
(N提
1)HT=(20-1)
=
在进料孔上方在设一人孔,高为
故精馏塔有效高度为:
++=
3溢流装置
采用单溢流、弓形降液管
⑴堰长lw
取堰长lw=
lw=出口堰高
hw=hLhow
选用平直堰,堰上液层高度how由下式计算
2/3
how=2.84
E
Lh
1000
Lw
近似取E=,则
how=
故hw=降液管的宽度Wd与降液管的面积Af
由lw0.750查《化工设计手册》
D
得
W
Af
=
d=,
AT
D
故
Wd==
Af
=D2=m2
4
停留时间
AfHT=(>5s符合要求)
Ls
⑷降液管底隙高度h
3、
h=hw=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=
F
9
=
=
V,m
1.31
浮阀数n=
Vs
=
0.375
=39(个)
4
d2u
0.0392
8.07
4
取无效区宽度
Wc=
安定区宽度
Ws=
开孔区面积
Aa
2
x
R2
x2
R2sin1
x
180
R
R=
D
Wc=
2
x=
D
(
)
2
Wd
Ws=
故
Aa=2
0.16
0.292
0.162
0.292sin
10.16=
180
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=
估算排间距h
h=
Aa
=
0.175
=
na
39
0.075
八塔板流体力学校核
1、气相通过浮塔板的压力降,由下式
hphchfh
⑴干板阻力
hc
5.34
Vu2
=5.34
1.318.072
2Lg
=m液柱
2
860.59.81
⑵液层阻力x
取充气系数数
=,有
hf=
hL=
m液柱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:
hp=+=
常板压降
Pp
hpLg=
PaPa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Hd
HThw,
其中
Hd
hp
hLhd
由前计算知
hp=,按下式计算
Ls
2
0.000375
2
hd=
=
=
lwh
0.5250.047
板上液层高度
hL=,得:
hd=++=
取=,板间距今为,hw=,有
HThw=+=
由此可见:
Hd
3、雾沫夹带
由下式可知eV<液/kg气
3.2
6
6
3.2
eV=5.710
ua
=5.7
10
HThf
859
10
3
0.375/(0.3590.025)
0.452.50.07
=
浮阀塔也可以考虑泛点率,参考化学工程手册。
Vs
V
1.36LslL
泛点率=
L
V
100%
KCFAb
lL
=D-2W=
AAAf式中
lL
——板上液体流经长度,m;
d
bT
Ab——板上液流面积,m2;
CF——泛点负荷系数,取;
K——特性系数,取.
1.31
0.00035
0.46
0.375
1.36
泛点率=
860.5
1.31
1.0
0.126
0.3225
=%(<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
Vs
V
1.36LslL
L
V
100%=80%
KCFAb
Vs
1.31
1.36Ls0.46
860.5
1.31
1.0
0.126
0.80
0.3255
将上式整理得
Vs+Ls=
VS与LS分别取值获得一条直线,数据如下表。
LS(/m3/s)
VS/(m3/s)
2、泛液线
通过式Hdhphl
hd以及