化工原理課程設(shè)計(乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計)

1、精餾塔優(yōu)化設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目乙醇水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計 二、設(shè)計條件1處理量： 15000 （噸/年） 2料液濃度： 35 （wt%） 3產(chǎn)品濃度： 93 （wt%） 4易揮發(fā)組分回收率： 99%5每年實際生產(chǎn)時間：7200小時/年 6. 操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強(qiáng)：1.03 atm（絕對壓強(qiáng)） 進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料；三、設(shè)計任務(wù)a 流程的確定與說明； b 塔板和塔徑計算；c 塔盤結(jié)精餾塔優(yōu)化設(shè)計計算在常壓連續(xù)浮閥精餾塔中精餾乙醇水溶液，要求料液濃度為35%，產(chǎn)品濃度為93%，易揮發(fā)組分回收率99%。年生產(chǎn)能力15000噸/年 操作條件：間接蒸汽加熱塔頂壓強(qiáng)：1.03atm （絕對

2、壓強(qiáng)）進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料一 精餾流程的確定乙醇水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。工藝流程圖見圖二 塔的物料衡算1. 查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)水和乙醇的物理性質(zhì) 常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表常壓下乙醇水系統(tǒng)t x y 數(shù)據(jù)如表16所示。乙醇相對分子質(zhì)量：46；水相對分子質(zhì)量：1825時的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關(guān)系為：=67. 83364-2. 9726x +0. 09604x 2-0. 00163x 3+1. 34810-5x 4-4

3、. 31410-8x 5式中 25時的乙醇和水的混合液的表面張力，N m ； x 乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)，。其他溫度下的表面張力可利用下式求得1T C -T 2 2T C -T 1式中 1溫度為T 1時的表面張力；N m ；2溫度為T 2時的表面張力；N m ； T C 混合物的臨界溫度，T C x i T ci ，K ； x i 組分i 的摩爾分?jǐn)?shù)； T Ci 組分i 的臨界溫度， K 。 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)1. 2X F =0.35/46.07=0.1740.35/46.07+0.65/18.020.93/46.07=0.8380.93/46.07+0.07/18.020.01/46.0

4、7X W =0.00390.01/46.07+0.99/18.02X D =2. 平均摩爾質(zhì)量M F =0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmolM D = 0.83846.07+ (1-0.83818.02=41.52kg/kmol M W =0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol3. 物料衡算15000103已知：F=74.83kmol /h720027.84總物料衡算 F=D+W=74.83易揮發(fā)組分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174 聯(lián)立以上二式得：D=15.25kg/kmol W=5

5、9.57kg/kmol三 塔板數(shù)的確定 1. 理論塔板數(shù)N T 的求取根據(jù)乙醇水氣液平衡表1-6，作圖 求最小回流比R min 和操作回流比R 。因為乙醇-水物系的曲線是不正常的平衡曲線, 當(dāng)操作線與q 線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前, 操作線已經(jīng)與平衡線相切, 如圖g 點(diǎn)所示. 此時恒濃區(qū)出現(xiàn)在g 點(diǎn)附近, 對應(yīng)的回流比為最小的回流比. 最小回流比的求法是由點(diǎn)a(x D , x D 向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求R min 作圖可知 b=0.342 b=由工藝條件決定 R=1.6Rmin 故取操作回流比 R=2.32求理論板數(shù)N T塔頂，進(jìn)料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓求平均相對揮發(fā)

6、度 塔頂x D=0.342 R min =1.45 R +1p i P A 101.3D = =2.29P B 44.2進(jìn)料F =188.5=2.189 86.1塔底W =220.0=2.17101.33全塔平均相對揮發(fā)度為 W ' m 理論板數(shù)N T 由芬斯克方程式可知X D 1-X W l g 1-X D X W N min =l g m且0.8381-0.0039l çg 1-0.8380.0039-1-1=7.96 =l g 2.23R -R min 2.32-1.45=0.262R +12.32+1N T -N min N -7.97=0.41 即T =0.41N

7、T +2N T +2由吉利蘭圖查的解得 N T =14.2 （不包括再沸器）進(jìn)料板N minx D 1-x Flg ç1-x D x F ='lg m0.8381-0.174lg ç1-0.8380.174-1=2.97-1=lg 2.24前已經(jīng)查出N T -N min N -2.97=0.41 即 T =0.41N T +2N T +2解得 N=6.42故進(jìn)料板為從塔頂往下的第7層理論板 即N F =7 總理論板層數(shù) N T =14.2 （不包括再沸器） 進(jìn)料板位置 N F =7 2、全塔效率E T因為E T =0.17-0.616lgm 根據(jù)m =0.1740.

8、41+（1-0.174）0.3206=0.336E T =0.17-0.616lg0.336=0.4623、實際塔板數(shù)精餾段塔板數(shù)：N 精=6=13 E T9. 2=20 E T提餾段塔板數(shù)：N 提=四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算以精餾段為例： 1、 操作壓力為塔頂壓力：PmP D =1.04+103.3=104.34若取每層塔板壓強(qiáng) 則進(jìn)料板壓力：P =0.7P F =104.34+130.7=113.4kpa精餾段平均操作壓力 2、溫度Pm =113.44+104.34=108.89kpa2t m根據(jù)操作壓力，通過泡點(diǎn)方程及安托因方程可得 塔頂 進(jìn)料板t D =78.36 C t F =9

9、5.5 Ct m 精=78.36+95.5=86.93 C23、平均摩爾質(zhì)量M 塔頂x D =y 1=0.838 y D =0.825M VD = 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmolM LD=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol 進(jìn)料板：y F = 0.445 x F =0.102M VF M LF= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol =0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol精餾段的平均摩爾質(zhì)量41.5+30.5=36.01

10、 kg/kmol 241.15+20.88M L , 精=31.00 kg/kmol 2M V , 精=4、平均密度 mL , mw A +w B 液相密度 1L , m L , A= =L , B 塔頂： 1L , m 0.930.0753 L , m =796.7Kg /m +789972.5x A =0.102 進(jìn)料板上 由進(jìn)料板液相組成w A =10.10246.07=0.225 0.10246.07+(1-0.102 18.02=LF , m 796.7+924.2=860.5 2LF , m =924.2Kg /m 3故精餾段平均液相密度L , m 精=氣相密度 796.7+924

11、.2=860.5Kg /m 3 2V , m108.8936.01=1.31Kg /m 3 8.314(273+86.93V , m 精=PM 提RT 5、液體表面張力 mnm =x i ii =1m . D =0.83817.8+(1-0.8380.63=15.0mN /m m , F =0.10216.0+(1-0.1020.62=2.20mN /mm , 精=15.01+2.20=8.59mN /m 26、液體粘度L , mL , m =x i ii =1nL , D =0.8380.55+(1-0.8380.37=0.521mP a . s L , F =0.1020.34+(1-0.

12、1020.29=0.295mP a . s L , M 精=0.521+0.295=0.408mP a . s 2以提餾段為例1、 平均摩爾質(zhì)量M塔釜 y w = 0.050 x w =0.0039M Vw =0.05046.07+(1-0.05018.02=19.42 kg/kmol M Lw =0.003946.07+(1-0.003918.02=18.12 kg/kmol提餾段的平均摩爾質(zhì)量30.50+19.42=24.96 kg/kmol 220.88+18.12M L , 提=19.5 kg/kmol 2M V , 提=2、 平均密度L , m1L , m =w A L , A +w

13、 B L , B塔釜，由塔釜液相組成x A =0.0039 w A =0.011= Lw , m 35.3831.01=0.00035 3600860.5/m 3 Lw , m =961.5Kg故提餾段平均液相密度L , m 提=961.5+924.2=942.85Kg /m 3 2氣相密度V , mL , m 提=PM 提RT = 113.4424.96=0.92Kg /m 3 8.314(273+98.01五 精餾段氣液負(fù)荷計算V=（R+1）D=(2.32+115.25=50.63kmol /hV S =V M V , 精3600V , m 精LM L 精3600L , m 精=50.63

14、36.01=0.375 m 3/s 36001.31L=RD=2.3215.25=35.38kmol /h L s =35.3831.01=0.00035 m 3/s 3600860.5六 提餾段氣液負(fù)荷計算V =V=50.63kmol /hV s ' =V ' M V 提3600V , m 提L ' M L 提3600L , m 提=0.382 m3/s L =L+F=35.38+74.83=110.2kmol /h L s ' =0.0006 m3/s七 塔和塔板主要工藝尺寸計算1塔徑首先考慮精餾段：參考有關(guān)資料，初選板音距H T =0.45m取板上液層高度

15、h L =0.07m故 H T -h L =0.45-0.07=0.38mL s 0.00035 0.375V s 查圖可得 C 20=0.075校核至物系表面張力為9.0mN/m時的C ，即 C=C 20 200.28.59=0.075 200.2=0.064u max m/s 可取安全系數(shù)0.70，則u=0.70u max =0.71.64=1.148 m/s故 m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為0.7m ，則空塔氣速為0.975 m/s2 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z 精=（N 精-1）H T =(13-10.45=5.4m提餾段有效高度為Z 提=（N 提-1）H T =(20-10.45=

16、8.55m在進(jìn)料孔上方在設(shè)一人孔，高為0.6m故精餾塔有效高度為:5.4+8.55+0.6=14.55m3 溢流裝置采用單溢流、弓形降液管 堰長 l w取堰長 l w =0.75Dl w =0.750.7=0.525m 出口堰高h(yuǎn) w =h L -h ow選用平直堰，堰上液層高度h ow 由下式計算2.84L h E h ow =1000L w 近似取E=1.03,則h ow =0.017 2/3故 h w =0.07-0.017=0.053m 降液管的寬度W d 與降液管的面積A f由l w =0.750查化工設(shè)計手冊 DW dD =0.17, 得 A fA T =0.08故 W d =0.

17、17D=0.12 A f =0.084(D 2=0.031m 2 停留時間 =A f H TL s =39.9s (>5s符合要求 降液管底隙高度 h h =h w -0.006=0.053-0.006=0.047m3、 塔板布置及浮閥數(shù)目擊者及排列取閥孔動能因子 F =9孔速 u V sd u 2浮閥數(shù) n=4=0.3754=39(個 0.0398.072取無效區(qū)寬度 W c =0.06m安定區(qū)寬度 W s =0.07m開孔區(qū)面積 2-1x A a =2R sin 180R D -W c =0.29m 2D x=-(W d +Ws =0.16m 2 R=故 0.16A a =20.29

18、2sin -1=0.175m 1800.29浮閥排列方式采用等腰三角形叉排取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m估算排間距h h=八 塔板流體力學(xué)校核 A a 0.175=0.06m n a 390.0751、氣相通過浮塔板的壓力降，由下式 h p=h c +h f +h 干板阻力V u 21.318.072h c =5.34=5.34=0.027m 液柱2L g 2860.59.81 液層阻力x 取充氣系數(shù)數(shù) =0.5,有 h f =h L =0.50.07=0.035m 液柱 液體表面張力所造成阻力x 此項可以忽略不計。 故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：h p =0.

19、027+0.035=0.062m常板壓降 P p 2、 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象了生，要求控制降液管中清液層高度符合=h p L g =0.062860.59.81=523.4P a (<0.7KP a , 符合設(shè)計要求 。H d (H T +h w ，其中H d =h p +h L +h d由前計算知 h p =0.061m,按下式計算L s h d =0.153 l w h 板上液層高度20.000375=0.153 0.5250.0472=0.00002mh L=0.07m,得：h d=0.062+0.07+0.00002=0.132m取=0.5,板間距今為0.45m, h w =0.

20、053m,有 (H T +h w =0.5(0.45+0.053=0.252m由此可見：H d <(H T +h w ，符合要求。霧沫夾帶 由下式可知 e V <0.1kg液/kg氣5.710u ae V = H -h f T-63.25.710-60.375/(0.359-0.025 = 85910-30.45-2.50.073.2=0.069浮閥塔也可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊。 泛點(diǎn)率 F b100%l L =D-2W d =0.7-20.12=0.46A b =A T -2A f式中l(wèi) L 板上液體流經(jīng)長度，m;=0.3875-20.031=0.325A b 板上液流面

21、積，m 2；C F 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，取0.126; K特性系數(shù)，取1.0.泛點(diǎn)率 =36.2% (<80%,符合要求九 塔板負(fù)荷性能圖 1、霧沫夾帶線按泛點(diǎn)率=80%計 F b 100%=80%=0.80 將上式整理得 0.039V s +0.626L s =0.0328V S 與L S 分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表。 2、泛液線通過式H d=h p +h l +h d 以及式h p =h c +h f +h 得+h L +h d =h c +h f +h +h L +H d（H T +hw ）=hp由此確定液泛線方程。2v u 0L 3600L s 2/32.84+0.153(S 2

22、+(1+0 h w +E( （H T +hw ）=5.34L 2g L w h 01000l w簡化上式得V s 與L s 關(guān)系如下 V S22/3=0.71-805.52L 2S -7.08L S 計算數(shù)據(jù)如下表。 3 、液相負(fù)荷上限線 求出上限液體流量L s 值（常數(shù)）以降液管內(nèi)停留時間=5 則 L s ,max 4、漏夜線 對于=A f H T=0.03950.45=0.00356m 3 /s5F 1型重閥， 由F 0=u =5，計算得u 0=,V s =4d 02n u 0=4d 02n則 V s ,min=0.7850.039240=0.209m 3/s 5、液相負(fù)荷下限線. 去堰上

23、液層高度h ow =0.006m2.84L s ,min 2/3E =0.006 根據(jù)h ow 計算式求L s 的下限值1000l wL s ,min. 取E=1.03=0.00028m 3/sV S , m 3/sS 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（0.00083，0.630）（設(shè)計點(diǎn)），處在適宜的操作區(qū)內(nèi)。 塔板的氣相負(fù)荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液氣比，即氣相上限V s ,max =0.630 mK ，即3/s ，氣相下限V s ,min =0.209 m 3/s ，求出操作彈性 K=V s ,max V s ,min=0.630=3.010.209十 精餾塔的主要附屬設(shè)備 1 冷凝器（1）冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。 （2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量熱流體為78.36的93%的乙醇蒸汽，冷流體為20的水 Q=qm1r 1 Q=qm2r 2Q 單位時間內(nèi)的傳熱量，J/s或W ； q m1,