化工原理课程设计(乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计)

化工原理课程设计题目乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计2目录1.设计任务书………………………………………………………………32.英文摘要前言……………………………………………………………43.前言………………………………………………………………………44.精馏塔优化设计…………………………………………………………55.精馏塔优化设计计算……………………………………………………56.设计计算结果总表………………………………………………………227.参考文献…………………………………………………………………238.课程设计心得……………………………………………………………233精馏塔优化设计任务书一、设计题目乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计二、设计条件1．处理量：16000（吨/年）2．料液浓度：40（wt%）3．产品浓度：92（wt%）4．易挥发组分回收率：99.99%5．每年实际生产时间：7200小时/年6.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。4乙醇——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.5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。6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：1.03atm（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名称分子式相对分子质量密度20℃3/kgm沸点101.33kPa℃比热容(20℃)Kg/(kg.℃)黏度(20℃)mPa.s导热系数(20℃)/(m.℃)表面张力(20℃)N/m水2HO18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇25CHOH46.0778978.32.391.150.17222.8⑵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99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.71797.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：1825℃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：58453210314.410348.100163.009604.09726.283364.67xxxxxσ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2.11221TTTTCC＝σσ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XF=0.40/46.070.40/46.070.6/18.02=0.207XD=0.92/46.070.92/46.070.08/18.02=0.818XW=0.0001/46.070.0001/46.070.9999/18.02=0.0000393.平均摩尔质量MF=0.20746.07+（1-0.207）18.02=23.8kg/kmolMD=0.81846.07+(1-0.818)18.02=40.96kg/kmolMW=0.00003946.07+（1-0.000039）18.02=18.02kg/kmol4.物料衡算8已知：F=31600010720023.8=93.37/kmolh总物料衡算F=D+W=93.37易挥发组分物料衡算0.818D+0.000039W=93.370.207=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TN的求取⑴根据乙醇——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(Dx,Dx)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求minR9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，此时最小回流比为：①由于此时乙醇—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1M.T.图解法求NT取操作回流比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TN塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压ip组分饱和蒸气压/kpa塔顶进料塔底水44.286.1101.33乙醇101.3188.5220.0①求平均相对挥发度塔顶D=ABPP=101.344.2=2.29进料F=188.586.1=2.189塔底W=220.0101.33=2.17全塔平均相对挥发度为m=WD==2.23'm=FD=2.1892.29=2.2410②理论板数TN由芬斯克方程式可知Nmin=1lXX1X1XlmgWWDDg=0.81810.00003910.8180.00003912.23ggll=13.5且min4.62.30.4114.61RRR由吉利兰图查的min0.322TTNNN即13.50.322TTNN解得TN=20.8（不包括再沸器）③进料板min'10.81810.207lglg110.8180.207112.52lglg2.24DFDFmxxxxN前已经查出min0.322TTNNN即2.520.322TTNN解得N=4.6故进料板为从塔顶往下的第5层理论板即FN=5总理论板层数TN=21（不包括再沸器）进料板位置FN=52、全塔效率TE因为TE=0.17-0.616lgm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=0.2070.32+（1-0.207）0.3206=0.3204TE=0.17-0.616lg0.32=0.473、实际塔板数精馏段塔板数：613TNE精11提馏段塔板数：9.220TNE提四、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：DP=1.04+103.3=104.34若取每层塔板压强P=0.7则进料板压力：FP=104.34+130.7=113.4kpa精馏段平均操作压力Pm=113.44104.34108.892kpa2、温度mt根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得塔顶Dt=78.36C进料板Ft=95.5Cmt精=78.3695.586.932C3、平均摩尔质量M⑴塔顶Dx=1y=0.838Dy=0.825VDM=0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52kg/kmolLDM=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15kg/km