分离乙醇和水精馏塔设计说明书.docx
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分离乙醇和水精馏塔设计说明书
分离乙醇和水精馏塔设计说明书
1.设计方案确定
筛板塔板上开有许多均布的筛孔,孔径一般为3~8mm筛孔在塔板上作正三角形排布。
筛
板塔的优点是:
结构简单,造价低廉,气压降小,板上液面落差也较小,生产能力及板效率
较高,气流分布均匀,传质系数高;缺点:
操作弹性小,筛孔小易发生堵塞,不利于黏度较
大的体系分离
2.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,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。
3.操作压力
精馏可在常压、加压和减压下进行,确定操作压力主要是根据处理物料的性质,技术上的可行性和经济上的合理性考虑的般来说,常压蒸馏最为简单经济,若物料无特殊要求,应尽量常压下操作。
对于乙醇-水体系,在常压下已经是液态,且乙醇-水不是热敏性材料,在常压下也可成功分离,所以选用常压精馏。
因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加,尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用,而且由于真空下气体体
积增大,需要的塔径增加,因此塔设备费用增加。
因此,本设计选择常压操作条件
4.进料方式
进料状态有多种,但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中。
这样一来,进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响,塔的操作就比较容易控制。
此外,泡点
进料时精馏段与提馏段的塔径相同,设计制造均比较方便。
因此,本设计选择泡点进料。
5.加热方式
精馏段通常设置再沸器,采用间接蒸汽加热,以提供足够的热量。
若待分离的物系为某种组分和水的混合物,往往可以采用直接蒸汽加热的方式。
但当在塔顶轻组分回收率一定时,由于蒸汽冷凝水的稀释作用,可使得釜残液中的轻组分浓度降低,所需的理论塔板数略有增加,且物系在操作温度下黏度不大有利于间接蒸汽加热。
因此,本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量。
6.热能的利用
精馏的原理是多次进行部分汽化和冷凝,因此,热效率很低,通常进入再沸器的能量仅
有5%被有效的利用。
塔顶蒸气冷凝放出。
大量的热量,但其位能低,不可能直接用来作塔釜的热源。
但可作低温热源,或通入废热锅炉产生低压蒸气,供别处使用。
或可采用热泵技术,提高温度再用于加热釜液。
采用釜液产品去预热原料,可以充分利用釜液产品的余热,节约能源。
因此本设计利用
釜残液的余热预热原料液至泡点。
7.回流方式
泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。
但由于实验中的设计需要,所需的全凝器容积较大须安装在地面,因此回流至塔顶的回流液温度稍有降低,在本设计中为设计和计算方便,暂时忽略其温度的波动。
8.实验方案的说明
1).本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换,同时完成进料液的预热和釜液的冷却,经过热量与物料衡算,设想合理。
釜液完全可以把进料液加热到泡点,且低温的釜液直接排放也不会造成热污染。
流量使其满足工艺要求
3).本流程采用间接蒸汽加热,使用25C水作为冷却剂,通入全凝器和冷却器对塔顶蒸
汽进行冷凝和冷却。
从预热器、全凝器、冷却器出来的液体温度分别在
50-60C、40C和35C左右,可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。
4).本设计的多数接管管径取大,为了能使塔有一定操作弹性,允许气体液体流量增
大,所以采取大于工艺尺寸所需的管径.
图2-1流程图
§2.2选塔依据根据生产任务,若按年工作日300天,每天开动设备24小时计算,产品流量为,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。
§2.3设计思路
首先,乙醇和水的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后,通过泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进入到精馏塔中。
因为被加热到泡点,混合物中既有气相混合物,又有液相混合物,这时候原料混合物就分开了,气相混合物在精馏塔中上升,而液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中,这些气相混合物被降温到泡点,其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中,停留一定的时间然后进入乙醇的储罐,而其中的气态部分重新回到精馏塔中,这个过程就叫做回流。
液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中,一部分进入再沸器,在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。
塔里的混合物不断重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。
最终,完成乙醇和水的分离。
图2-2设计思路
第二章塔板的工艺设计
3.1精馏塔(精馏段)全塔物料衡算
F:
原料液流量(
kmol/s)
X
f:
原料组成(摩尔分数,下同)
D:
塔顶产品流量
(
kmol/s)
X
D:
塔顶组成
W塔底产品流量
(
kmol/s)
X
W塔底组成
原料乙醇组成:
XF
=0.28/46.07
=0.127
0.28/46.070.72/18
塔顶组成:
Xd=
0.9/46.07
0.9/46.070.1/18
=0.779
进料量:
F=37万吨3710100.25/460.75/180.672kmol/s
300243600
塔底组成:
xw=
=0.00393
物料衡算式为:
0.01/46.07
0.01/46.070.99/18
FDW
FxfDxdWx«
联立方程组解得:
D=0.0963kmol/s
W=0.5757kmol/s
3.2计算温度、密度、表面张力、粘度、相对
挥发度气液相及体积流量
表一.常压下乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度关系
100
95.5
89.0
86.7
85.3
84.1
1.90
7.21
9.66
12.38
16.61
气相
温度/oC
液相
气相
0
82.7
23.37
54.45
17.00
82.3
26.08
55.80
38.91
81.5
32.73
59.26
43.75
80.7
39.65
61.22
47.04
79.8
50.79
65.64
50.89
79.7
51.98
65.99
温度/oC
液相
气相
79.3
57.32
68.41
78.74
67.63
73.85
78.41
74.72
78.15
78.15
89.43
89.43
1.温度
利用表中数据由拉格朗日插值可求得tDtW
FD、
tF:
89.086.7
7.219.66
tF89.0
=84.97C
11.57.21
tD:
78.1578.41
89.4374.72
上78.1578.35C
77.989.43
tw:
10095.5
01.9
器0T99.07C
精馏段平均温度
tF
甘―T"
=81.66C
提馏段平均温度
tFtw
2
92.02
2•密度
已知:
混合液密度
依式
_aB(a为质量分数,M为平均相
B
对分子质量)
混合汽密度依式
TgpM
22.4T0
进料温度:
tF=84.97C
气相组成:
89.086.789.084.97
Yf=47.4%
38.9143.7538.91100yF
塔府温度:
tw=99.07C
y=80.7%
Yv=3.5%
气相组成:
78.41
78.15
78.35
78.15
78.15
89.43
100yD
89.43
塔顶温度:
tD=78.35C
气相组成:
10095.510099.07
017.000100yw
(1)精镏段:
液相组成X1:
xXDXf/2X144.7%
气相组成y1:
y1YdYf/2y164.05%
MV146.07
0.6405
18
(1
0.6405)=35.98kg/mol
⑵提馏段:
液相组成X2:
X2
Xw
XF
/2
X2
5.95%
气相组成Y2:
Y2
Yw
Yf
/2
y2
25.45%
Ml1
46.070.44718(10.447)
30.55kg/mol
所以
Ml246.070.059418(1
0.0594)=19.67kg/kmol
Mv246.070.254518(1
0.2545)=25.14kg/kmol
表二.不同温度下乙醇和水的密度
温度/oC
温度/oC
80
735
971.8
95
720
961.85
85
730
968.6
100
716
958.4
90
724
965.3
求得在f,和f2下的乙醇和水的密度
8580
f181.66C,-
81.6680
pz735
3
乙=733.34kg/m
8580
81.6680
968.6
971.8
971.8'
水=970.74kg/m3
同理:
f292.02
95
90
92.02
720724
Pz
90
72^,
3
乙二722.38kg/m
9590
94.43
961.85965.3
90,水=96391kg/m3水-965.3
在精馏段:
液相密度
L1:
10.44746/0.447461810.4470.326
pL1733.34970.74
pL1796.91kg/m3
273.1535.98,c,,3
气相密度:
pV11.24kg/m
22.4273.1581.66
在提馏段:
液相密度L2:
10.059546/0.0595461810.05950.8608
pL2722.38963.91
pL2921.04kg/m3
气相密度:
25.14273.15
PV2
22.4273.1592.02
0.840kg/m3
3.混合液体表面张力
二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算
公式:
xWVW
XWVWX0V0
0
swXswVw/Vs
1/41/41/4
mSWWS00
S0
q
big宀
0
730735
温度/oC
70
80
90
100
乙醇表面张力
/10-2N/m
18
17.15
16.2
15.2
22
水表面张力/10-N/m
64.3
62.6
60.7
58.8
mw
Vw
Pw
(1)精馏段:
t181.66C
18
2/3
Q°.441半。
0
wVWT]
2
AIgZ)
S0
SWS01
式中下角标,w
OS分别代表水、有机物及表面部分,XwXo指主体
部分的分子体积,
0为纯水、有机物的表面张力,对乙醇q=2。
22.59cm3/mol
796.91
Vo
mo
P0
37.10cm3/mol
1.24
乙醇表面张力:
9080
9081.66
16.2
16.2乙
17.15
乙16.99;
水的表面张力:
9080
60.7
62.6
9081.66
60.7水
水59.1154。
(
X0VxwVwX0V
[(
X0VXWVWX0V
B——
0
lg0.320.50
Q0.441
wVWT]=-0.94
A=B+Q=-1.44
联立方程组
ig(
2
SW)
S0
SWS01
1/41/41/4
m0.17359.11540.82716.992.159
m21.72
⑵提馏段:
匚92.02C
mW
19.54cm/mol
921.04
m0
0
54.76cm/mol
0.840
乙醇表面张力:
10090
15.216.2
10092.02
15.2乙
乙15.998
水的表面张力:
10090
58.860.7
10092.02
58.8水
水60.25o
0.68
0.441
0.441
联立方程组
sw0.578
1/4m
1/4m
(XWVW)
X°V
[(1X0)Vw]
X°V
XWVW
X°V
10.059119.54
0.059154.760.940919.540.059154.76
0必2/3
wVw2/3]
4.83
2
92.02
273.15
0.103
2
ig宀
S0
s00.442
0.578
36.28
4.混合物的粘度
2/3
15.99854.7660.2519.542/3
60.251/40.42215.9981/4
t181.66C查表得:
0.3501mPa.s,
0.783
t292.02,查表得:
0.308mpa.s
SWS01
2.45
醇0.433mPa.s
醇0.381mpa.s
精馏段粘度:
1醇为
0.392mpa.s
提馏段粘度:
2醇X2水(1X2)
0.312mPas
5•相对挥发度
由y=0.474Xf=0.115
得.0.47410.474“
得:
f6.93
0.11510.115
由y=0.807xD=0.779
0.80710.807
D1.19
0.77910.779
由丫⑷=0.035xW=0.00393
0.03510.035
0.0039310.00393
9.19
(1)精馏段相对挥发度
(2)提馏段相对挥发度
6.931.19
1
2
6.939.19
2
2
4.06
8.06
6.气液量体积流量计算
因为是饱和液体进料,所以q=1,又因xf=0.115,所以q为一条直线。
由
x-y相图知:
q1xq0.115yq0.424
xDyq0.7790.440
所以Rmin1.043
yqxq0.4400.115
已知:
精馏段操作线方程:
yn1
R
Xn
xD
0.576x0.3306
R1
R
1
L
Wxw
3.54xm0.00997
ym1
Xm
V
V
R1.3Rmin1.356
在图上作操作线,由点(0.779,0.779)起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯,过精馏段操作线与q线交点,直到阶梯与平衡线的交点小于0.00393为止,由此得到理论NT=14快(包括再沸器),加料板为第11.5块理论板。
板效率与塔板结构,操作条件,物质的物理性质及流体力学性质有关,它反
映了实际塔板上传质过程进行的程度。
板效率可用奥康奈尔公式:
0.245
Et0.49L计算。
其中:
一塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度;
L—塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.s。
(1)精馏段
已知4.060.392mpa.s
11.5
Np精罟
Et
26块
0.437
Et=0.49X4.060.3920.2450.437
(2)提馏段
已知8.060.312mpa.s
Np提=牛
Et
E'0245
T=0.49X8.060.312.0.39
全塔所需实际塔板数:
NP=]Np精+p提=26+3.8=29.8块
全塔效率:
Et空100%43.62%
Np
§3.3塔径的初步设计
1.气、液相体积流量计算
根据x-y图查图计算,或由解析法计算求得:
Rmin1.043
取R1.3Rmin1.356
(1)精馏段
LRD0.13
VR1D0.227
L1
Ml1L
3.97kg/s
则质量流量:
V1
Mv1V
8.167kg/s
L1
33.
LS1
4.9810m/s
则体积流量:
L1
Vs1
V1
3
6.586m/s
V1
(2)提馏段
q=1
l
LqF
0.802kmol/s
VVq1F0.227kmol/s
公式同精馏段得
则质量流量:
1_215.78
V25.71
则体积流量:
Ls20.017m3/s
Vs26.798m3/s
2.精馏段
有口=(安全系数)XUmaX,安全系数=0.6〜0.8,Umax
式中c可由史密斯关联图查出
1/2
横坐标数值为屛弓0.019
VS1V1
取板间距Ht=0.45mhl=0.07m则ht-Hl=0・38m
查图可知c20=0.075
10.2
=C20_0.076
c20
max1.925
U=°.7XUmax=1.35D
4VS12.49m
圆整D2.5m塔截面积At
2
4.91m2
实际空塔气速为
6.586
1
4.91
1.34
3.提馏段
横坐标数值为V^
L2
V2
取板间距HT=0.45m
1/2
0.082
L=0.07m
贝yHt'-HL=0.38m
查图可知c20=0.08
c=0.09
max2.98m/s
U=0.7%max=2.09m/s
D2
2.04m
圆整D2.5m塔截面积
At
4.91m
°临比川川叫!
1丨。
UIL叫
3.4溢流装置
1、堰长lw
取|w0.7D=1.75
出口堰高:
本设计采用平直堰,堰上液高度how按下式计算
2/3
2.84ELa
1000lW
近似取E=1
(1)精馏段
how7.47103m
hwhihow0.06253m
(2)提馏段
how0.0202m
hw0.0498m
2.弓降液管的宽度和横截面积
杳图得A=0.0721
At
WD=0.124
D
则Af0.354m2
WD0.31m
验算降液管内停留时间
精馏段:
°3540.:
531.99s
4.9810
提馏段:
0.3540.45
9.37s
0.017
停留时间
>5s故降液管可以使用
3.降液管底隙高度
(1)精馏段:
取降液管底隙流速u。
0.13m/s,则
|_S1he—
0.022m
(2)提馏段:
取降液管底隙流速Uo0.13m/s,则
h00.075mm
3.5塔板布置及浮阀数目与排列
1.塔板的分块
本设计塔径D=2.5m故塔板采用分块式,以便通过入孔装拆塔板
2.浮阀数目及排列
(1)精馏段:
取阀孔动能因子
F°=12,孔速u01为:
Fo
计算塔板上的鼓泡区面积,按Aa
2
22R.1X
2X'、Rxsin式计算
180R
U01
—=—12=10.87m/s
V1■1.23
每层塔板上的浮阀数目为:
—512个
—d^U01
取边缘区宽度W=0.06m,破沫区宽度Ws=0.10m
其中:
x—WDWS0.84
2
RDWc1.19m
2
所以:
Aa=1.46m2
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,
取同一个横排的孔心距t=0.08m
'a
则排间距:
ta=0.036m
Nt
100%=12.3%
塔板开孔率-U-100%=丄34
u0110.87
(2)提馏段:
取阀孔动能因子F°=12,孔速U02为:
F。
U02~=13.09m/s
每层塔板上的浮阀数目为:
Vs2
4d^U02
取t=0.080m
'Aa
则排间距:
t-=0.041m
Nt
同上取t=0.036,则排得阀数目为440个。
0212.94m/s
F0211.86
阀动能因子变化不大,仍在9~13范围内。
塔板开孔率=10.66%
第四章塔板的流体力学计算
空
参考资料:
[1]华东理工大学化工原理教研室编.化工过程设备及设计.广州:
华南理工大
学出版社.1996.02
[2]天津大学化工原理教研室编.化工原理(下).天津:
天津大学出版社
1999.04
[3]
2005.02
大连理工大学王国胜主编.化工原理课程设计.大连理工大学出版社
化工原理课程设计教师评分表
评价单元
评价要素
评价内涵
满分
评分
平时成绩
20%
出勤
能按时到指定设计地点进行课程设计,不旷课,不迟到,不早退。
10
纪律
学习态度认真,遵守课程设计阶段的纪律,作风严谨,按时完成课程设计规定的任务,按时上交课程设计有关资料。
10
说明书质
量
50%
说明书格式
符合课程设计说明书的基本要求,用语、格式、图表、数据、量和单位及各种资料引用规范等。
10
工艺设计计算
根据选疋的方案和规疋的任务进仃物料衡算,热量衡算,主体设备工艺尺寸计算,附属设备的选型等。
40
制图质量
30%
制图图形
图纸的布局、线形、字体、箭头、整洁等。
20
制图正确性
符合化工原理课程设计任务书制图要求,正确绘制流程图和工艺条件图等。
10
指导教师综合评定成绩:
实评总分;成绩等级
指导教师(签名):
2009年月日
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