乙醇筛板精馏塔设计.docx
乙醇筛板精馏塔设计化工原理课程设计报告 70560吨/年乙醇水 精馏装置设计 年级 专业 设计者姓名 设计单位 完成日期 年 月1 日 目 录 一、概述 . 5 1.1 设计依据 . 5 1.2 技术来源 . 5 1.3 设计任务及要求 . 5 二：计算过程 . 6 1. 塔型选择 . 6 2. 操作条件的确定 . 7 2.1 操作压力 . 7 2.2 进料状态 . 7 2.3 加热方式 . 7 2.4 热能利用 . 7 3. 有关的工艺计算 . 7 3.1 最小回流比及操作回流比的确定 . 9 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 . 10 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 . 10 3.4 热能利用 . 10 3.5 理论塔板层数的确定 . 11 3.6 全塔效率的估算 . 12 3.7 实际塔板数 . 13 4. 精馏塔主题尺寸的计算 . 14 4.1 精馏段与提馏段的体积流量 . 14 4.1.1 精馏段 . 14 4.1.2 提馏段 . 15 4.2 塔径的计算 . 16 4.2.1精馏段塔径的计算 . 16 4.2.2 精馏塔高的计算 . 19 5. 塔板结构尺寸的确定 . 19 2 5.1 塔板尺寸 . 19 5.1.1精馏段塔板尺寸 . 19 5.1.2 提馏段塔板尺寸 . 21 5.2塔板布置 . 22 6筛板的流体力学验算 . 23 6.1先对精馏段进行计算 . 23 6.1.1.塔板压降 . 23 6.1.2液面落差 . 24 6.1.3液沫夹带 . 24 6.1.4漏液验算 . 24 6.1.5 液泛验算 . 25 6.2对提馏段进行计算 . 25 6.2.1.塔板压降 . 25 6.2.2液面落差 . 26 6.2.3液沫夹带 . 26 6.2.4漏液验算 . 27 6.2.5 液泛验算 . 27 7. 塔板负荷性能图 . 27 7.1 精馏段的计算 . 27 7.1.1 漏液线 . 27 7.1.2 液沫夹带线 . 28 7.1.3 液体负荷下限线 . 29 7.1.4液体负荷上限线 . 29 7.1.5 液泛线 . 29 7.1.6 操作性能负荷图 . 30 7.2 提馏段的计算 . 31 7.2.1 漏液线 . 31 7.2.2 液沫夹带线 . 31 7.2.3 液体负荷下限线 . 32 7.2.4液体负荷上限线 . 32 7.2.5 液泛线 . 33 7.2.6 操作性能负荷图 . 34 7.7 筛板塔的工艺设计计算结果 . 35 8. 各接管尺寸的确定 . 36 8.1 进料管 . 36 3 8.2 釜残液出料管 . 37 8.3 回流液管 . 37 8.4 塔顶上升蒸汽管 . 38 8.5 水蒸汽进口管 . 38 4 一、概述 乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。 长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。 塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 1.1 设计依据 本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。 1.2 技术来源 目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。 1.3 设计任务及要求 原料：乙醇水溶液，年产量70560吨 乙醇含量：31%(质量分数)，原料液温度：45 设计要求：塔顶的乙醇含量不小于80%(摩尔分率) 塔底的乙醇含量不大于0.05%(摩尔分率) 5 表1 乙醇水溶液体系的平衡数据 液相中乙醇的含量(摩尔分数) 汽相中乙醇的含量(摩尔分数) 液相中乙醇的含量(摩尔分数) 汽相中乙醇的含量(摩尔分数) 0.0 0.004 0.01 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.14 0.18 0.20 0.25 0.30 0.35 0.0 0.053 0.11 0.175 0.273 0.34 0.392 0.43 0.482 0.513 0.525 0.551 0.575 0.595 0.40 0.45 0.50 0.55 0.60 0.65 0.70 0.75 0.80 0.85 0.894 0.90 0.95 1.0 0.614 0.635 0.657 0.678 0.698 0.725 0.755 0.785 0.82 0.855 0.894 0.898 0.942 1.0 二：计算过程 1. 塔型选择 根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10200kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。 2. 操作条件的确定 2.1 操作压力 由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的6 操作费用，操作压力选为常压 其中塔顶压力为1.01325´105Pa 塔底压力1.01325´105+700´NPa 2.2 进料状态 虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料 2.3 加热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。 2.4 热能利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。 3. 有关的工艺计算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。 原料液的摩尔组成： 7 xf=nCH3CH2OHnCH3CH2OH+nH2O=31/46=0.1495 31/46+69/18xD=0.8,xW=0.05 原料液的平均摩尔质量： Mf=xfMCH3CH2OH+(1-xf)MH2O=0.1495´46+0.8505´18=22.19kg/kmol 同理可求得：MD=40.4kg/kmol,MW=19.4kg/kmol 45下，原料液中rH2O=971.1kg/m3,rCH3CH2OH=735kg/m3 由此可由t-x(y)图:查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点， 表2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称 xf(摩尔分数) 原料液 0.1495 22.18 84.63 馏出液 0.80 40.4 78.28 釜残液 0.05 19.4 91.75 摩尔质量kg/kmol 沸点温度t/ 8 3.1 最小回流比及操作回流比的确定 由于是泡点进料，xq=xf=0.1495，过点e(0.1495,0.1495)做 直线x=0.1495交平衡线于点d，由点d可读得y=0.489，因此： Rmin(1)=xd-yqyq-xq=0.80-0.489=0.916 0.489-0.1495又过点a(0.80,0.80)作平衡线的切线，如图：读得切点坐标为xq'=0.616,yq'=0.708，因此： Rmin(2)=xD-yq'yq'-xq'=0.80-0.708=1 0.708-0.616所以，Rmin=Rmin(2)=1 可取操作回流比R=1.5(R/Rmin=1.5) 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为： 9 10.2´103kg/hF=460kmol/h 22.18kg/kmol由全塔的物料衡算方程可写出： V0+F=D+W y0=0(蒸汽) D=52.3kmol/h V0y0+Fxf=DxD+WxW W=538.45kmol/h W=L'=L+qF=RD+qF q=1(泡点) V0=130.75kmol/h 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：QC=(R+1)D(IVD-ILD) 可以查得IVD=1266kJ/kg,ILD=253.9kJ/kg，所以 QC=130.75´40.4´(1266-253.9)=5.35´106kJ/h 取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25和45则 平均温度下的比热cpc=4.174kJ/kg׺C，于是冷凝水用量可求： QC5.35´106WC=0.128´106kg/h cpc(t2-t1)4.174´(45-25)3.4 热能利用 以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量Qf可记为：Qf=Wfcpf(tf2-tf1) 其中tfm=84.63+45=64.82ºC 2查得64.82ºC乙醇的比热cp乙=2.839kJ/kg׺C 水的比热cp水=4.184kJ/kg׺C 10 用cpf=åxici i=1计算得cpf=0.31´2.839+0.69´4.184=3.767kJ/kg׺C Qf=10200´3.767´(84.63-45)=1.52´106kJ/h 釜残液放出的热量Qw=Wwcpw(tw1-tw2) 若将釜残液温度降至t2w=50ºC 那么平均温度twm=91.75+50=70.88ºC 2查得70.88?C乙醇的比热cp乙=2.941kJ/kg׺C 水的比热cp水=4.188kJ/kg׺C 其比热为cpw=4.188´0.881+2.941´0.119=4.040kJ/kg׺C，因此， Qw=538.45´4.040´(91.75-50)´19.4=1.762´106kJ/h 可知，Qw>Qf，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 3.5 理论塔板层数的确定 精馏段操作线方程： yn+1=xR1.50.8xn+D=xn+=0.6x+0.32 R+1R+11.5+11.5+1提馏段操作线方程： yn+1=WW538.45538.45xm-xw=xm-´0.05=4.12x-0.206 V0V0130.75130.75q线方程：x=0.1495 11 在yx相图中分别画出上述直线，如图; 利用图解法可以求出 NT=14.2块(含塔釜) 其中，精馏段12.8块，进料板在第13块理论板。 3.6 全塔效率的估算 用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算： 由相平衡方程式y=axy(x-1)可得a= 1+(a-1)xx(y-1)根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得： y1=xD=0.8 x1=0.772(塔顶第一块板) yf=0.4097 xf=0.1495(加料板) xw=0.05 yw=0.305(塔釜) 因此可以求得： 12 a1=1.81,af=3.948,aw=8.338 全塔的相对平均挥发度： am=3a1×af×aw=31.181´3.948´8.338=3.388 全塔的平均温度： tm=tD+tf+tW3=78.28+84.63+91.75=84.89ºC 3在温度下查得相应黏度及用公式lgmL=åxilgmLi计算所得黏度如下表 表3溶液黏度与温度 t 84.63 78.28 91.75 x 0.1495 0.8 0.05 mHO 2mCHCHOH320.3372 0.3642 0.3125 0.4324 0.4698 0.3954 m液0.3500 0.4420 0.3162 全塔液体的平均粘度： mLm=(mLf+mLD+mLW)/3=(0.3500+0.4420+0.3162)/3=0.3694mPa×s 全塔效率ET=0.49(amL)-0.245=0.49´3.7 实际塔板数 NP=NT/ET=14.2/0.464=31块(含塔釜) 1»46.4% 0.245(3.388´0.3712)其中，精馏段的塔板数为：12/0.464=26块 提馏段板数为：2.2/0.464=5 13 4. 精馏塔主题尺寸的计算 4.1 精馏段与提馏段的体积流量 操作压力的计算 塔顶压力：PD=101.3KPa，取每层压强降为DP=0.7KPa 塔底压强：PW=PD+N´DP=101.3+0.7´31=123KPa 进料板压强：PF=PD+N精DP=101.3+0.7´26=119.5KPa 精馏段平均压强：PJm= 提馏段平均压强：PTm=4.1.1 精馏段 混合液相密度用公式PF+PD101.3+119.5=110.4KPa 22PF+P119.5+123W=121.25KPa 22'xLm'1-xLm1rLm=rCHCHOH32+rHO2计算 气相密度可用rVm=PmM计算 RTm液相平均温度：tm=tf+tD2=84.63+78.28=81.46ºC 2整理精馏段的已知数据列于表4，由表中数据可知： 表4精馏段的已知数据 位置 进料板 塔顶(第一块板) x'f=0.31 质量分数 x1'=0.896 y1'=xD'=0.911 x1=0.772 y'f=0.639 摩尔分数 xf=0.1495 14 yf=0.4097 MLf=22.18 摩尔质量/kg/kmol y1=xD=0.80 MLf=39.62 MVf=29.47 温度/ 液相密度kg/m 3MVl=40.4 78.28 84.63 rfm=879.96 rdm=755.93 其中精馏段的液相负荷L=RD=78.45kmol/h Ln=LMrLm=78.45´30.9=2.96m3/h 817.9气相负荷V=130.75kmol/h Vn=VMrVm=130.75´34.94=3493m3/h 1.308平均密度rVm=rfm+rdm2表5 精馏段的汽液相负荷 名称 平均摩尔质量/kg/kmol 平均密度/kg/m 体积流量/m/h 33液相 30.9 817.9 2.93(0.0008222m/s) 3汽相 34.94 1.308 3493(0.9702m/s) 34.1.2 提馏段 整理提馏段的已知数据列于表6，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表7。 15 表6提馏段的已知数据 位置 塔釜 'xW=0.1186 进料板 x'f=0.31 y'f=0.732 xf=0.174 yf=0.516 MLf=22.3 MVf=32.45 84.63 质量分数 'yW=0.065 xW=0.002 摩尔分数 yW=0.026 MLW=18.1 摩尔质量/kg/kmol MLV=18.7 温度/ 密度kg/m 表7提馏段的汽液相负荷 名称 平均摩尔质量/kg/kmol 平均密度/kg/m 体积流量/m/h 33391.75 rwm=927.58 rfm= 879.96 液相 20.2 903.77 12.03(0.003343m/s) 3汽相 25.6 1.039 3222(0.8949m/s) 34.2 塔径的计算 4.2.1精馏段塔径的计算 汽塔的平均蒸汽流量： VS=VSJ=0.9702m3/s 16 汽塔的平均液相流量： LS=LSJ=0.0008222m3/s 汽塔的汽相平均密度： rV=1.308kg/m3 汽塔的液相平均密度： rL=817.9kg/m3 塔径可以由下面的公式给出： D=4VS pu由于适宜的空塔气速u=(0.60.8)umax，因此，需先计算出最大允许气速umax。 umax=CrL-rV rV取塔板间距HT=0.4m，板上液层高度hL=60mm=0.06m，那么分离空间： HT-hL=0.4-0.06=0.34m 功能参数：(LSrL0.0008222817.9)=0.0212 VSrV0.97021.308从史密斯关联图查得：C20=0.071，由于C=C20(面张力，可以用s=åxi´si计算 is20)0.2，需先求平均 查表得： 17 表8乙醇溶液的表面张力 位置 温度 摩尔分数x 水 表面张力塔顶第一块板 78.28 0.772 62.92 17.79 28.08 进料板 84.63 0.1495 61.75 17.13 5508 塔釜 91.75 0.05 60.42 16.38 58.22 smN/m 乙醇 溶液 则在精馏段下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算： sJ=sd+sf2=41.58mN/m 则在提馏段下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算 sT=sw+sf2=55.65mN/m 所以： C=0.071(41.580.2)=0.0822 20umax=CrL-rV817.9-1.308=0.0822´=2.054m/s rV1.308u=0.65´2.054=1.3351m/s D=4VS4´0.9702=0.962m pup´1.3351根据塔径系列尺寸圆整为D=1000mm； AJT=p4D2=p4´12=0.785m2 此时，精馏段的上升蒸汽速度为： 18 uJ=4VSJ4´0.9702=1.236m/s pD2p´12同理可以算出提馏段直径：D=0.832m 为方便制造可以取塔板直径：D=1000mm 提馏段的上升蒸汽速度为： uT=4VST4´0.8949=1.14m/s pD2p124.2.2 精馏塔高的计算 塔的高度可以由下式计算： Z=HD+(N-2-S)HP+SHT+HF+HW 已知实际塔板数为N=31块，板间距HT=0.4m由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目
