化工原理课程设计乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计.doc

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1、目录前 言2第1章 精馏塔优化设计任务书3第1节3第2节 设计背景及设计要求4第2章 精馏塔优化设计计算6第1节62.1.1精馏流程的确定62.1.2 塔的物料衡算6第2节 塔板数的确定8第3节 塔的工艺条件及物性数据计算11第4节 精馏段气液负荷计算15第5节 提馏段气液负荷计算15第6节 塔和塔板主要工艺尺寸计算15第3章 塔板流体力学校核21第1节 气相通过浮塔板的压力降21第4章 塔板负荷性能图23第5章 精馏塔的主要附属设备27第1节 冷凝器27第2节 再沸器28第3节 接管进料管28第4节 法兰29第5节 筒体与封头29参考书目31课程设计心得32前 言乙醇在工业、医药、民用等方面

2、，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

3、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

4、。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。第1章 精馏塔优化设计任务书第1节一、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： 3.5 （万吨/年）2塔顶产品浓度： 90 （wt%）（乙醇质量分率）3.料液浓度： 30 （wt%）（乙醇质量分率）4每年实际生产时间：7200小时/年5. 操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强：1.01 atm（绝对压强）进料热状况：泡点进料； 6. 厂址：廊坊地区 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

5、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。第2节 设计背景及设计要求1.在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸。 完善的换热器在设计或选型时应满足以下各项基本要求： （1）合理地实现所规定的工艺条件 传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质（密度、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这参考化工原理课程设计贾绍义 柴诚敬主编 天津大学出版

6、社 2002 版38面些条件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。其具体做法如下。 增大传热系数 在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量选择高的流速。 提高平均温差 对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件时，可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。 妥善布置传热面 例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距或排列方式，不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动特性。错列管束的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一

7、侧有相变，另一侧流体为气相，可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积，更有利于热量的传递。 （2）安全可靠 换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵照我国钢制石油化工压力容器设计规定与钢制管壳式换热器设计规定等有关规定与标准。这对保证设备的安全可靠起着重要的作用。 （3）有利于安装、操作与维修 直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与装拆，在厂房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放口，检查孔与敷设保温层。 （4）经济合理 评价换热器的最终指标是：在一定的时间内（通常为1年）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动

8、力费、清洗费、维修费等）的总和为最小。在设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一指标尤为重要。 动力消耗与流速的平方成正比，而流速的提高又有利于传热，因此存在一最适宜的流速。 传热面上垢层的产生和增厚，使传热系数不断降低，传热量随之而减少，故有必要停止操作进行清洗。在清洗时不仅无法传递热量，还要支付清洗费，这部分费用必须从清洗后传热条件的改善得到补偿，因此存在一最适宜的运行周期。 严格地讲，如果孤立地仅从换热器本身来进行经济核算以确定适宜的操作条件与适宜的尺寸是不够全面的，应以整个系统中全部设备为对象进行经济核算或设备的优化。但要解决这样的问题难度很大，当影响换热器的各项因素

9、改变后对整个系统的效益关系影响不大时，按照上述观点单独地对换热器进行经济核算仍然是可行的。第2章 精馏塔优化设计计算第1节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：间接蒸汽加热 塔顶压强：1.03atm（绝对压强）进料热状况：泡点进料2.1.1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2.1.2 塔的物料衡算查阅文献，整理有关物性数据水和乙醇

10、的物理性质名称分子式相对分子质量密度20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18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.8常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇水系统txy数据如表16所示。表16 乙醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%液相气相液相气相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.

11、2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4

12、189.41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：式中 25时的乙醇和水的混合液的表面张力，Nm；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 1温度为T1时的表面张力；Nm；2温度为T2时的表面张力；Nm；TC混合物的临界温度，TCxiTci ，K；xi组分i的摩尔分数； TCi组分i的临界温度， K。1. 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 X=0.144 X=0.779 X=0.00202.平均摩尔质量 M=0.14446.07+（1-0.144）18.02=22.1 kg/kmolM= 0.77946.07+ (

13、1-0.779) 18.02=39.87kg/kmolM=0.002046.07+（1-0.0020）18.02=18.08kg/kmol3.物料衡算 已知：F=218.2 总物料衡算 F=D+W=218.2 易挥发组分物料衡算 0.779D+0.0020W=218.20.144 联立以上二式得： D=39.88kg/kmol W=178.3kg/kmol 第2节 塔板数的确定2.2理论塔板数的求取2.2.1根据乙醇水气液平衡表1-6，作图求最小回流比Rmin和操作回流比因为乙醇-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.

14、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(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求 作图可知 b=0.42 b=0.42 Rmin =0,85由工艺条件决定 R=1.6R故取操作回流比 R=1.36求理论板数塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压组分饱和蒸气压/kpa塔顶进料塔底水44.958.099.1乙醇102.0129.6220.0求平均相对挥发度塔顶 =102.0/44.9=2.272进料 =129.6/58,0=2.234塔底 =220.0/99.1=2.220全塔平均相对挥发度为=2.246=2.253理论板数由芬斯克方程式可知N=8.

15、20且 由吉利兰图查的=0.43即=0.43解得 =15.1 取16块（不包括再沸器）进料板 - 1=2.75 前已经查出0.43 即 =0.43解得 N=5.58故进料板为从塔顶往下的第6层理论板 即=6总理论板层数 =16（不包括再沸器）进料板位置 =62.2.2全塔效率 因为=0.17-0.616lg根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为88.89，在该温度下进料液相平均粘计划经济为=0.1440.42+（1-0.144）0.3206=0.3350=0.5252.2.3实际塔板数 精馏段塔板数： =9.5 所以取10。为了安全起见，精馏段在加一块板，取11块 提馏段塔板数：=20.95取

16、21块板，为了安全起见，提馏段在加一块板，取22块。总的实际塔板数为=10+21=31块第3节 塔的工艺条件及物性数据计算2.3.1操作压力为 塔顶压力： =1.04+103.3=104.34若取每层塔板压强 =0.7则进料板压力： =104.34+110.7=112.04kpa精馏段平均操作压力 =(112.04+104.34)/2=108.19kpa2.3.2温度 根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得 塔顶 =78.50进料板=84.66 =（78.50+84.66）/2=81.58塔釜 =99.28进料板 =84.66 =（99.28+84.66）/2=91.972.3.3平均摩尔

17、质量 塔顶=0.779 =0.806 = 0.77946.07+（1-0.779）18.02=39.87 kg/kmol=0.80646.07+（1-0.806）18.02= 40.63kg/kmol 进料板： = 0.4903 =0.144= 0.490346.07+（1-0.4903）18.02=31.77 kg/kmol=0.14446.07+（1-0.144）18.02= 22.06kg/kmol精馏段的平均摩尔质量=35.82 kg/kmol=31.35 kg/kmol (3)塔釜 = 0.025 =0.002=0.02546.07+(1-0.025)18.02=18.72 kg/k

18、mol=0.00246.07+(1-0.002)18.02=18.08 kg/kmol提馏段的平均摩尔质量=(31.77+18.72)/2=25.245 kg/kmol=(22.06+18.08 )/2=20.07kg/kmol2.3.4平均密度 不同温度下乙醇和水的密度液相密度 = =736.5 =972.76（1）塔顶： = = +=754.83（2）进料板上 由进料板液相组成 =0.102质量分数=0.3 =0.7 =730.41 =968.82=+=0.001133=882.41（3）塔底： =0.003 =0.997 =716 =958= + =0.001045 提馏段平均液相密度

19、=957.03精馏段平均液相密度 =818.62提馏段平均液相密度 =919.72气相密度 =1.315(=81.58)=3.572(T=91.972.3.5液体表面张力 液相平均表面张力计算公式 = =0.77917.3+(1-0.779)0.62=15.0 =0.14416.6+(1-0.144)0.61=2.91 =(15.0+2.91)/2=8.962.3.6液体粘度 = =0.7790.5+(1-0.779)0.36=0.469 =0.1440.42+(1-0.144)0.34=0.352 =(0.469+0.352)/2=0.41第4节 精馏段气液负荷计算V=（R+1）D=(1.3

20、6+1)39.88=94.12 = =0.712 m L=RD=1.3639.88=54.24=0.00058 m第5节 提馏段气液负荷计算V=V=94.12=0.185 mL=L+F=54.24+218.2=272.44=0.00165 m第6节 塔和塔板主要工艺尺寸计算2.6.1塔径首先考虑精馏段：参考有关资料，初选板间距=0.45m取板上液层高度=0.07m故 -=0.45-0.07=0.38m=0.0203查图可得 =0.078校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C，=8.96即C=0.078=0.06642 对精馏段：=C =0.06642=1.66 m/s可取安全系数0.70，则

21、u=0.70=0.71.66=1.162m/s故 D= =0.883m按标准，塔径圆整为0.9m，塔截面积=/4)=0.612提馏段：= C=1.0637 m/su=0.7=0.71.0637=0.45 m/s则空塔气速为1.162 m/s2.6.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 =(11-1)0.45=4.5m提馏段有效高度为 =(22-1)0.45=9.45m在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m故精馏塔有效高度为:4.5+9.45+0.6=14.55m2.6.3 溢流装置采用单溢流、弓形降液管 堰长 取堰长 =0.75D =0.750.9=0.675m 出口堰高 =选用平直堰，堰上

22、液层高度由下式计算=3600.ls = 近似取E=1.03,则 =0.0062 故 =0.07-0.0062=0.0638m 降液管的宽度与降液管的面积 由=0.764查化工设计手册 得 =0.18,=0.13 故 =0.18D=0.159 =0.08=0.0490 停留时间 =37.99s (5s符合要求)降液管底隙高度 降液管示意图： =-0.006=0.0638-0.006=0.0578m2.6.4塔板布置及浮阀数目击者及排列 取阀孔动能因子 =9 孔速=7.85m/s浮阀数 n=80(个) d=0.039取无效区宽度 =0.06m安定区宽度 =0.07m开孔区面积 R=0.38mx =

23、0.26m=2=0.142m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排如图：取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m估算排间距h h=0.023m第3章 塔板流体力学校核第1节 气相通过浮塔板的压力降由下式 干板阻力 =0.027m 液柱 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有 =0.50.07=0.035 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.027+0.035=0.062m常板压降 =0.062818.629.81=523.4(0.7K,符合设计要求)。1、 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，其中 由前计算知 =0.06

24、2m,按下式计算 =0.153=0.153 =0.000035m板上液层高度 =0.07m,得： =0.062+0.07+0.000035=0.132m取=0.5,板间距为0.45m,=0.0638m,有 =0.5(0.45+0.0638)=0.257m由此可见：，符合要求。2、 雾沫夹带 由下式可知 0.1kg液/kg气=0.015浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。泛点率=100%=D-2=0.9-20.159=0.582m=-2=0.612-20.049=0.514式中板上液体流经长度，m; 板上液流面积，； 泛点负荷系数，取0.126; K特性系数，取1.0. =0.712,=1

25、.315,=818.63,=0.00058 m,=0.582 m =0.08=0.0490 ,塔截面积=/4)=0.612泛点率= =44.8% (80%,符合要求)第4章 塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线按泛点率=80%计100%=80%将上式整理得 =0.084-31.18与分别取值获得一条直线，数据如下表。0.000580.001050.0660.05132、泛液线液泛线方程为 a=1.91=1.91=0.0479取板上液层充气程度因数b=+(-1-)0.05=0.5=0.175c= =100.5d=(1+)E(0.667)=(1+0.5)1.03=2.26 由此确定液泛线方程。简化上式得

26、关系如下=3.65-2098.12-47.18 计算数据如下表。 0.000580.000780.000980.001051.821.801.781.77 3、液相负荷上限线 求出上限液体流量值（常数） 以降液管内停留时间=5s 则 =0.004414、漏夜线 对于型重阀，由，计算得 则 =0.785=0.4165、液相负荷下限线 去堰上液层高度=0.0062m 根据计算式求的下限值E=E取1.03，=0.675=2.08=0.000578经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点 P（0.00083，0.630）（设

27、计点），处在适宜的操作区内。 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液气比，即气相上限=0.630 ，气相下限=0.209 ，求出操作弹性K，即 K=3.01 第5章 精馏塔的主要附属设备 第1节 冷凝器 （1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。 （2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 热流体为78.36的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20的水 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q单位时间内的传热量，J/s或W； qm1, qm2热、冷流体的质量流量

28、，kg/s; r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kgr1=600 kJ/ r2=775 kJ/ qm1=0.153kg/sQ=qm1r1=0.153600000=91800J/sQ=qm2r2=775000 qm2=91800 qm2=0.12 kg/s传热面积： A= =21.2 K取700Wm-2/ A=第2节 再沸器 （1）再沸器的选择：釜式再沸器 对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。 （2）加热蒸汽消耗量 Q=qm1r1 Q

29、=qm2r2 Q单位时间内的传热量，J/s或W； qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s; r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kg r1=2257 kJ/ r2=1333 kJ/ qm2=0.43kg/s Q=qm2r1=0.431333=573.2 kJ/s=2257 qm1 蒸汽消耗量qm1为0.254 kg/s第3节 接管进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下： 取的进料管。第4节 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准法兰，平焊法兰，有不同的公称直径选用相应的法兰。根据进料管选取进料管接法兰：PN0.25，DN32（GB205931997）。第5节 筒体与封头（1） 筒体

30、用钢板卷制而成的筒体，其公称直径的值等于钢管内径。当筒体直径较小时可直接采用无缝钢管制作，此时公称直径的值等于钢管外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算见下式：式中 计算压力，,根据设计压力确定；D塔径；焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数；设计温度下材料的许用应力，,与钢板的厚度无关。由上式计算出的计算厚度加上腐蚀余量得到设计厚度。（2）封头 本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1000,查得曲面高度，直边高度。选用封头DN100018（JB/T473795）浮阀塔板工艺设计计算结果序号项目数值1平均温度tm，81.582平均压力Pm，kPa108.193液相流量LS，m3/

31、s0.000584气相流量VS，m3/s0.7125实际塔板数316塔径，m0.8837板间距,m0.458溢流形式单溢流9堰长，m0.67510堰高，m0.063811板上液层高度，m0.0712堰上液层高度，m0.006213安定区宽度，m0.0714无效区宽度，m0.0615开孔区面积，m20.17516阀孔直径，m0.03917浮阀数8018孔中心距，m0.07519开孔率0.14720空塔气速，m/s1.16221阀孔气速，m/s7.8522每层塔板压降，Pa70023液沫夹带，（kg液/kg气）0.01524气相负荷上限，m3/s0.0035625液相负荷上限，m3/s0.0044

32、126操作弹性3.01 参考书目1张新战，化工单元过程及操作北京：化学工业出版社，19982何潮洪,冯霄化工原理北京：科学出版社，20013柴诚敬,刘国维化工原理课程设计天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义,柴敬诚化工原理课程设计天津：天津大学出版社，20025陈均志，李雷化工原理实验及课程设计北京：化学工业出版社，20086马江权，冷一欣化工原理课程设计北京：中国石化出版社，20097化学工程手册编辑委员会.化学工程手册气液传质设备M。北京：化学工业出版社，1989、78刘光启、马连湘.化学化工物性参数手册M.北京：化学工业出版社，2002 9贺匡国.化工容器及设备简明设计手册M.北京：化学工业出版社，2002课程设计心得 通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题并完成分组的那一刻起我们就立志要尽最大努力把它做全做好。首先，我们去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资料我们从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习和讨论使我们使我们具备了完成设计的知识和方法，这使我们对设计有了极大的信心，我们确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正是的设计工作当中。