乙醇水精馏塔设计

0………………………….⑴综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。⑵熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果。⑶树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。二、设计任务及操作条件在一常压操作的连续精馏塔内分离乙醇－水混合物。生产能力（塔顶产品）3000kg/h操作周期300天／年进料组成25%（质量分数，下同）塔顶馏出液组成≥94%塔底馏出液组成≤0.1%操作压力4kPa（塔顶表压）进料热状况泡点单板压降：≤0.7kPa设备型式筛板三、设计内容：(1)精馏塔的物料衡算；(2)塔板数的确定：(3)精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；(4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(5)塔板主要工艺尺寸的计算；(6)塔板的流体力学验算：(7)塔板负荷性能图；(8)精馏塔接管尺寸计算；(9)绘制生产工艺流程图；(10)绘制精馏塔设计条件图；(11)对设计过程的评述和有关问题的讨论。[设计计算]（一）设计方案选定本设计任务为分离水－乙醇混合物。原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至84℃后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25℃后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。由于原料温度稳定，为减少操作成本采用30度原料冷液进料。5由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。6再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。（二）精馏塔的物料衡算原料液处理量为3000kg/h,（每年生产300天），塔顶产品组成94%（w/w）乙醇。原料25%（w/w）乙醇水溶液，釜残液含乙醇0.1%（w/w）的水溶液。分子量M水=18kg/kmol；M乙醇=46kg/kmol。1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料摩尔分数：xF=（0.25/46）/(0.25/46+0.75/78)=0.1154塔顶摩尔分数：xD=（0.94/46）/（0.94/46+0.06/18）=0.860塔釜残液的摩尔分数：xW=(0.001/46)/(0.001/46+0.999/18)=0.00042原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.1154*46+(1-0.1154)*18=21.2312kg/kmolMD=0.860*46+(1-0.86)*18=42.08kg/kmolMW=0.0004*46+(1-0.0004)*18=18.0112kg/kmol3物料衡算原料的处理量F=3000/（300*24）/21.2312=19.63kmol/h总物料衡算19.63=D+W乙醇的物料衡算19.63*0.1154=0.86*D+0.0004*W解得：塔顶采出量D=2.626塔底采出量W=17.004（三）精馏工艺条件计算1.理论塔板数NT的求取错误!未找到引用源。确定回流比R乙醇—水属于理想物系，可采用图解法求回流比R和理论塔板数。错误!未找到引用源。由手册查得乙醇—水物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见下图。常压下乙醇—水溶液的t-x-y图错误!未找到引用源。求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比，在图1中对角线上，自点G（0.115，0.115）作垂线ec即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为y=0.45x=0.115故最小回流比为Rmin=(0.86-0.45)/(0.45-0.115)=1.22取操作的回流比为R=2Rmin=2*1.22=2.44取整R=2.5常压下乙醇—水溶液的t-x-y图错误!未找到引用源。求气液相负荷L=RD=2.5*2.626=6.565V=（R+1）D=3.5*2.626=9.191L′=L+F=6.565+19.63=26.195V′=V=9.191错误!未找到引用源。求操作线方程精馏段操作线方程为:Y=L*X/V+D*XD/V=0.714ⅹ+0.246提馏段操作线方程为:Yˊ=Lˊ*Xˊ/Vˊ-W*XW/Vˊ=2.85ⅹ′-0.0007⑵确定理论塔板数。结果见上图，得理论塔板数NT=15块（不包括再沸器），精馏段12块，提馏段3块（不包括再沸器）错误!未找到引用源。确定实际塔板数。精馏段实际塔板数N精=12/0.52=23块提馏段实际塔板数N提=3/0.52=6块精馏塔工艺参数汇总表精馏塔工艺参数汇总NpN精N提ETNTRRmin292360.52152.51.224．精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4．1操作压力计算4.1.1塔顶操作压力PD=101.3＋4＝105.3kPa4.1.2每层塔板压降△P=0.7kPa4.1.3进料板压力PＦ=105.3+0.7*23=121.4kPa4.1.4精馏段平均压力PM=(105.3+121.4)/2=113.35kPa4．2操作温度计算依据据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中乙醇与水的饱和蒸气压由安托因方程[㏑P*=A-B/(T+C)]计算,计算过程略.计算结果如下:塔顶温度tD=78.0℃进料板温度tF=84.0℃精馏段平均温度温tm=(78.0+82.0)/2=81.0℃4.3平均摩尔质量的计算由XD=y1=0.86，查平衡曲线得：X1=0.825塔顶液相的平均摩尔质量：MVDm=0.86×46+(1-0.86)×18=42.08kg/kmolMLDm=0.825×46+(1-0.825)×18=41.1kg/kmol进料板的摩尔质量，由图解理论板得yF=0.415由平衡曲线得：XF=0.25MVFm=0.415×46+（1-0.415）×18=29.62kg/kmolMLFm=0.25×46+(1-0.25)×18=25kg/kmol平均摩尔质量：MVm=(42.08+29.62)/2=35.85kg/kmolMLm=(41.1+25)/2=33.05kg/kmol4.4平均密度计算气相平均密度计算ρvm=Pm*MVm/R*Tm=113.35*35.85/8.314*(81.0+273.15)=1.337kg/m3液相平均密度计算塔顶TD=78℃查手册ρ水=973kg/m3,ρ乙醇=744.4kg/m3进料TF=82℃查手册ρ水=969kg/m3,ρ乙醇=737.3kg/m3塔顶密度ρLDH=1/[XD/ρA+(1-XD)/ρB]=735.3kg/m3进料板的液相质量分数：ɑA=XF*MA/[XF*MA+(1-XF)MB]=0.46进料板的液相密度:ρLDM=1/[ɑA/ρA+(1-ɑA)/ρB]=833.3kg/m3精馏段的平均密度ρLDM=(735.3+833.3)/2=784.3kg/m34.5液体平均表面张力的计算塔顶表面平均张力由T=78℃查手册得：σ水=62.9mN/m,σ乙醇=18.46mN/mσlDm=18×0.86+62.9×(1-0.86)=24.68mN/m进料板的表面张力由T=84℃查手册得：σ水=61.8×103N/m,σ乙醇=17.88×103N/mσlFm=17.88×0.25＋61.8×(1-0.25)＝50.82mN/m精馏段的液相平均表面张力σLM=（24.68+50.823）/2=37.75mN/m5塔径和塔高的计算5.1塔径的计算精馏塔的气，液体体积流率为VS=0.07m3/sLs=0.0001m3/s由umax=VVCL查图表5.0VLhhVL=0.027取板间距HT=0.4m板上液层高度hL=0.06m查《化工原理课程设计》P105图5-1得：C20=0.074C=C20*2.0)20(L=0.074*=0.084Umax=CLVL=1.59m/s取设计的泛点率为0.7，则空塔气速为：U=0.7Umax=1.113m/s塔径D==0.28m圆整得：D=0.3m塔截面积为：24DAT=4*23.0=0.0712m实际空塔气速为：m/s1071.007.05.2精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度Z精=（N精-1）HT=(23-1)×0.4=8.8m提馏段的有效高度Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.4=2m在进料板的上方开人孔其高度为φ=0.8m,故精馏段的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8=10.6︽11m6.塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置的计算：因塔径和流体量适中，选取单溢流弓形降管。⑴堰长wl取mDlw2.066.0⑵溢流堰高度wh由whowLhh选用平直堰，堰上液层高度owh3/2100084.2whowlLEh=0.0002m取板上清液层高度Lh=0.6m故0598.00002.06.0owLwhhhm⑶弓形降液管宽度dW和截面积fA由66.0Dlw查《化工原理课程设计》P112图5-7得124.0DWd0722.0TfAA故mDWmAdf0372.03.0*124.0*124.000513.0071.0*0722.0液体在降液管停留的时间，即ssLHAhTf552.203600*0001.04.0*00513.0*36003600故降液管设计合理。⑷降液管底隙高度0h'360000ulLhwh取08.0'0um/s，则mhhw006.0054.000625.00598.00故降液管底隙高度设计合理6.2塔板布置⑴边缘宽度的确定，查《化工原理课程设计》P114取mWs07.0mWc05.0，所以开孔的面积aAmWDrmWWDxrxrxrxAcsda1.005.015.020428.007.00372.015.02sin18021222代入式中解得：aA=0.0842m⑵筛孔的计算筛孔的孔径mmd50，mm3孔中心距t为mdto015.0005.0*33筛孔的数目为4310152.0084.0*155.1n开孔率为2907.0tdo=10.1％气体通过阀孔的气速为：25.8084.0*101.007.000AVusm/s7.塔板流动性能的校核7.1液沫夹带的校核液沫夹带量ev，即2.3610*7.5fTaLvhHuemhf15.006.0*5.2代入得：气液kgkgev/025.0故设计中液沫夹带量ev在允许范围内。7.2塔板压降⑴干板阻力h0可计算如下：Lvccuh200051.0查《化工原理课程设计》图5-10，得0772.00c代入故016.0chm液柱⑵气体通过液层阻力lhLlhh由06.100513.0071.007.0au52.105.2*0auF查《化工原理课程设计》图5-11，得代入得：0336.0lhm液柱⑶液体表面张力的阻力h0039.040gdhLL气体通过每层板的液柱高度0535.0clphhhh△p=kpaghLp7.06.41181.9*3.784*0535.0设计允许值