乙醇水溶液精馏塔设计docx.docx

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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