化工原理水乙醇连续精馏塔设计.doc

化工原理水-乙醇连续精馏塔设计【设计计算】（一）设计方案的确定本设计任务为分离乙醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液经过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送入储罐。该物系属不易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍，塔釜采用直接加热蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（二）工艺计算1、物料衡算：原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数如下。MA=46kg/kmol（乙醇） MB=18kg/kmol（水） xF= xD=又MF=MA×xF+（1-xF）×MB =46×)× MD×46+(1-0.82)× q=kmol/h= qkmol/hq/q=（xF-xW）/(xD-xW)即 .82= xwq×xF=q+q×xw×0.21=55.48×0.82+q× qkmol2、Rmin的确定图1乙醇水体系为非理想体系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与q线的交点尚未落在平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图1。此时Rmin可由点（xD，yD）向平衡曲线向切线的斜率求得。由附图可见，该切线的斜率为=求得：R 由于物料采用泡点进料：q=1 则有qn.v=q=（R+1）qqq=q+q=Rq+q3、塔板数的确定（1）精馏塔的气、液相负荷 qn.L =R×q×55.48=144.248kmol q=q+q=144.248+218.kmol q =(R+1)q=q+1)×=kmol qn.L+q=q+q qkmol/h（2）回收率乙醇的回收率为：HA=×100=×100水的回收率为： HB= HB=（3）操作线方程：精馏段操作线方程为 y=2.60x/3.60+xD即 提馏段操作线方程为 即 y=1.749x-（4）图解法求理论版层数 采用直角阶梯法求理论板层数，如图1所示。在塔底或恒沸点附近作图时需要将图局部放大。求解结果为 总理论塔板数 N=13-1=12（不包括再沸器） 进料板位置N=11 精馏段理论板层数N=10 提留段理论板层数N=3（包括进料板）（5）实际板层数的初步求取 求得塔平均温度 ×）××10 E=45% 实际塔板数 N=N精+N提=23+7=23+7=30（6）踏板总效率估算操作压力计算塔顶操作压力： pD=p表+p当地取每层塔板压强降 塔底操作压力 pw=105.3+23×kpa平均操作压力 pM=（105.3+121.4）kpa操作温度：依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 tD塔底温度 tw平均温度 tm=（tD+tw黏度的计算在tm时，查得MH2O=0.292mpa.s B则 xi×Li×0.36+（1-0.144）×0.相对挥发度计算塔顶相对挥发度 D=p/p塔底相对挥发度 w=p/p平均相对挥发度 =塔板总效率的估算 根据ET=0.49（L求得 ET且 ET-ET =0.88(<1)所以假设成立。（三）精馏段的工艺条件及有关物性的数据计算1、操作压力塔顶操作压力 pD =p当地+p表每层塔板压降 进料板压降 pF ×23=精馏段平均压降 pm 2、操作温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 tD进料板温度 tF精馏段平均温度 tm3、平均摩尔质量（1）塔顶混合物平均摩尔质量计算 由xD 查平衡线得x1 (2)进料板混合物平均摩尔质量计算 由图解理论版 得yF查平衡曲线得xF MLFm=××18=kg/kmol MVFm××18=kg/mol精馏段混合物平均摩尔质量 MLm=（）/2=kg/kmol MVm=（）/2=kg/mol4、精馏段的平均密度（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 Vm=(kg/m3)（2）液相平均密度 液相平均密度依下式计算，即 1/m=wi/i顶液相平均密度 。由tD，查手册水3 乙醇=789kg/ m3LDm=（kg/ m3）进料板液相平均密度： 由tF 查手册得水=958.4 kg/m3 乙醇3进料板液相的质量分数：A=LFm= kg/m3精馏段液相平均密度Lm=（） kg/m35、液体平均表面张力计算（1）塔顶液相平均表面张力的计算 当乙醇的质量分数为92，查图P11得25×103N/m，且乙醇的临界温度为243，则混合液体的临界温度为：TmcF=xiTic=××374.2=将混合液体的临界温度代入=（）=（）=0.724 tD×10-3N/m（2）进料板液相平均表面张力的计算 乙醇的质量分数为40时，查附录4得25×10-3N/m，且乙醇的临界温度为243则混合液体的临界温度为： TmCF=xiTic××374.2=将混合液体的临界温度代入=（）=（） tF×10-3N/m（3）精馏段液相平均表面张力计算Lm=（16.25+15.48）×10-3N/m（四）精馏塔的塔体工艺计算1、塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为qv.v=7（m3/s）q=（m3/s）由umax=C式中C=C20()计算，其中C20由图查取，图的横坐标为： *()1/2=×()1/2取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.40（m）查图33得 C20=0.082，则C=C20()×()umax=C×=1.9(m/s)取安全系数为0.6，则空塔气速为max×1.9=1.14(m/s)D=1.07（m）按标准塔径圆整后 D=1m塔截面积为 AT=D2=×12=0.785(m2)实际空塔气速为 u=1.307(m/s)2、精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为Z精=（N精-4）HT=（23-4）×0.45=8.55（m）提馏段有效高度为Z提=（N提-2）HT=（7-2）×（m）Z=Z精+Z提×（m）（五）塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置计算因塔径D=1m，可选用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1） 堰长lw lw=0.66D=0.66（m）（2） 溢流堰高度hw hw=hL-h0w。选用平直堰，堰上液层高度h0w依下式计算，即 h0w=E（）2/3近似取E=1，则h0w=×1×（）2/39（m）取板上液层高度hL=0.05m，故hw=hL-h0w1（m）（3） 弓形液管宽度Wd和截面积Af由5得 =0.068，故 Af×0.785=0.05338（m2） Wd×1=0.124（m）依式（341）验算液体在降压管中停留时间，即=23.78（s）>5（s）故降液管设计合理。（4） 降液管底隙高度h0 h0=取u0，则h0=0.019（m） hw-h0=0.0412-0.019=0.0222（m）>0.0006（m）故降液管底隙高度设计合理。2、塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数F0=11，用式（347）求孔速u0，即u0=9.33（m/s）依式（348）求每层塔板上的浮阀数，即N=92取边缘区宽度Wc=0.06m，泡沫区宽度Ws依式（345）计算塔板上的鼓泡区面积，即A=2×x+R=-Wc=0.5-0.06=0.44（m）x=-（Wd+Ws）=-（0.12+0.07）=0.31（m）Aa=2××+=0.611（m2）浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的空心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t，即 t=88.58（mm）考虑到塔径的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排列间距不宜采用89mm而应小于此值，故取t=65mm=0.065mm。按t=75mm，t=65mm以等腰三角形叉排方式作图（略），阀数130个。按N=130重新核算孔速及阀孔动能因数：u0= N=2（m/s）F0=u0×塔板开孔率=×100（六）塔板流体力学验算1、气相通过浮阀塔板的压降可根据式（349）计算塔板压降，即hp=hc+h1+h（1）干板阻力 由式（351）计算，即 u0c=（）=()=8.77(m/s)由于u0<u0c 则hc×=0.0338(m)（2）板上充气液层阻力h1 本设备分离乙醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数0=0.5.依式（353）计算，即 h1=0hL×0.05=0.025（m）（3）克服表面张力所造成的阻力h0 因本设计采用浮阀塔，其h0很小，可忽略不计。因此，气相流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为 hp=hc+h1=0.0338+0.025=0.0588（m）单板压降 pp=hpL××9.81=473pa2、淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度Hd（HT+hw）。Hd可用下式计算，即 Hd=hp+hL+hd（1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp（2） 液体通过降液管的压头损失hd 因不设进口堰，故按式（362）计算，即 hd×（）2×（）2×10-4（m）板上液层高度h1 取hL=0.05m，则Hd= hp+hL+hd098（m）取=0.5，HT=0.45m，hw=0.0412m，则（HT+hw）×（0.45+0.0412）=0.2456（m）可见Hd<（HT+hw）,符合防止淹塔的要求。按式（358）及式（359）计算泛点率F1，即 F1=×100或 F1=×100板上液体流径长度 ZL=D-2Wd=1-2×0.12=0.76（m）板上液流面积 Ab=AT-2Af×0.05338=0.6782（m2）水和乙醇可按正常系统按表33取物性系数K=1.0，又由图310查得泛点负荷系数CF=0.117，将以上数值代入式（358），得F1=×100=×100又按式（359）计算泛点率，得 F1=×100 =×100计算出的泛点率都在80以下，故可知物沫夹带量能够满足eV<0.1kg汽的要求。（七）塔板负荷性能图1、雾沫夹带线F1=对于一定物系及一定的塔板结构，式中v、L、Ab、K、Cp及ZL均为已知值，相应于eV泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出qv.vq,可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。泛点率=80计算如下整理得： qv.v雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个q值，求出相应的qv.v值。2、液泛线由（HT+hw）=hp+hL+hd=hc+hL+h+h1+hd确定液泛线。忽略式中h0项，将式（362）、式（342）、式（350）、式（351）及hL=hw+h0w代入上式，得到（HT+hw××（）2+（1+0）hw+E（）2/3因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hw、lw、v、L、0及等均为定值，而u0与q有如下关系，即 u 0=3、液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留液体在降液管中停留时间 =35s求出上限液体流量q值（常数），在qq图上，液相负荷上限线为气体流量q无关的竖直线。以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则（q）max=0.0048（m3/s）4、漏液线对于F1型重阀，依F0=u0=5，则u0=，又知q=d02Nu0，即q=d02N式中d0、N、均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则（q）min=d02Nu0=d02N=×2×130×9（m3/s）5、液相负荷下限取堰上液层高度h0w=0.006m作为液相负荷下限条件，依下式h0w的计算式 h0w=×E×2/3计算出q的下限值，依此作出液相负荷下限，该线为与气相流量无关的竖直直线。 ×E×2/3取E=1，则（q）min=（）3/2=（）3/2×10-4（m3/s）