乙醇—水溶液精馏塔设计说明书

乙醇-水溶液连续精馏塔设计目录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……………………………………………………………23精馏塔设计任务书一、设计题目乙醇—水溶液连续精馏塔设计二、设计条件1．处理量：15000（吨/年）2．料液浓度：35（wt%）3．产品浓度：93（wt%）4．易挥发组分回收率：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。乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计前言乙醇在工业、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。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99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.22..99.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41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=0.35/46.070.35/46.070.65/18.02=0.174XD=0.93/46.070.93/46.070.07/18.02=0.838XW=0.01/46.070.01/46.070.99/18.02=0.00393.平均摩尔质量MF=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9kg/kmolMD=0.83846.07+(1-0.838)18.02=41.52kg/kmolMW=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol4.物料衡算..已知：F=31500010720027.84=74.83/kmolh总物料衡算F=D+W=74.83易挥发组分物料衡算0.838D+0.0039W=74.830.174联立以上二式得：D=15.25kg/kmolW=59.57kg/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.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minR作图可知b=0.342b=1DxR=0.342Rmin=1.45由工艺条件决定R=1.6Rmin故取操作回流比R=2.32⑶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..W=WD==2.23'm=FD=2.1892.29=2.17②理论板数TN由芬斯克方程式可知Nmin=1lXX1X1XlmgWWDDg=0.83810.003910.8380.003912.23ggll=7.96且min2.321.450.26212.321RRR由吉利兰图查的min0.412TTNNN即7.970.412TTNN解得TN=14.2（不包括再沸器）③进料板min'10.83810.174lglg110.8380.174112.97lglg2.24DFDFmxxxxN前已经查出min0.412TTNNN即2.970.412TTNN解得N=6.42故进料板为从塔顶往下的第7层理论板即FN=7总理论板层数TN=14.2（不包括再沸器）进料板位置FN=72、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=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336TE=0.17-0.616lg0.336=0.4623、实际塔板数..精馏段塔板数：613TNE精提馏段塔板数：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/kmol⑵进料板：Fy=0.445Fx=0.102VFM=0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50kg/kmolLFM=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88kg/kmol精馏段的平均摩尔质量,VM精=41.530.536.012kg/kmol..,LM精=41.1520.8831.002kg/kmol4、平均密度m⑴液相密度,Lm,1Lm=,,ABLALBww塔顶：,1Lm=0.930.075789972.5,Lm=796.73/Kgm进料板上由进料板液相组成Ax=0.102Aw=0.10246.070.2250.10246.07(10.102)18.02,1LFm=796.7924.2860.52,LFm=924.23/Kgm故精馏段平均液相密度,Lm精=796.7924.2860.523/Kgm⑵气相密度,Vm,Vm精=PMRT提108.8936.011.318.314(27386.93)3/Kgm5、液体表面张力mm=1niiix.mD=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0/mNm,mF=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20/mNm,m精=15.012.208.592/mNm6、液体粘度,Lm,Lm=1niixi..,LD=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521.amPs,LF=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295.amPs,LM精=0.5210.2950.4082.amPs以提馏段为例1、平均摩尔质量M塔釜wy=0.050wx=0.0039VwM=0.050