《分离乙醇水精馏塔设计(含经典工艺操作规范图和塔设备图).docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《分离乙醇水精馏塔设计(含经典工艺操作规范图和塔设备图).docx（36页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、分别乙醇-水的精馏塔设计设计人员：所在班级：化学工程与工艺成绩：指导教师：日期：化工原理课程设计任务书一、 设计题目：乙醇-水连续精馏塔的设计二、 设计任务及操作条件（1） 进精馏塔的料液含乙醇 35质量分数，下同，其余为水；（2） 产品的乙醇含量不得低于 90；（3） 塔顶易挥发组分回收率为 99；（4） 生产力气为 50000 吨/年 90的乙醇产品；（5） 每年按 330 天计，每天 24 小时连续运行。（6） 操作条件a） 塔顶压强 4kPa 表压b） 进料热状态 自选c） 回流比 自选d） 加热蒸汽压力 低压蒸汽或自选e） 单板压降 kPa。三、 设备形式：筛板塔或浮阀塔四、 设计内
2、容：1、 设计说明书的内容1） 精馏塔的物料衡算；2） 塔板数确实定；3） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5） 塔板主要工艺尺寸的计算；6） 塔板的流体力学验算；7） 塔板负荷性能图；8） 精馏塔接收尺寸计算；9） 对设计过程的评述和有关问题的争论；2、 设计图纸要求；1） 绘制生产工艺流程图A2 号图纸；2） 绘制精馏塔设计条件图 A2 号图纸；五、 设计根底数据：1. 常压下乙醇-水体系的t-x-y 数据；2. 乙醇的密度、粘度、外表张力等物性参数。一、 设计题目：乙醇-水连续精馏塔的设计二、 设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇35质量分数，下
3、同，其余为水；产品的乙醇含量不得低于 90；塔顶易挥发组分回收率为 99，生产力气为 50000 吨/年 90 的乙醇产品；每年按330 天计，每天24 小时连续运行。塔顶压强 4kPa 表压进料热状态 自选回流比 自选 加热蒸汽压力 低压蒸汽或自选单板压降 0.7kPa。三、 设备形式：筛板塔四、 设计内容：1） 精馏塔的物料衡算：原料乙醇的组成 xF0.1740原料乙醇组成 xD0.7788 塔顶易挥发组分回收率 90 平均摩尔质量 MF =由于生产力气 50000 吨年，. 则 qn，F所以，qn，D2） 塔板数确实定：甲醇水属非抱负体系，但可承受逐板计算求理论板数,本设计中理论塔板数的
4、计算承受图解法。由乙醇和水有关物性的数据，求的求得乙醇水体系的相对挥发度=5.1016，最小回流比的计算：承受泡点进料，所以q1，xF，由气液平衡方程y ，所以 yq，即，把xF=xq= .作y 轴平行线交操作线与f.如以以下图即 .求得yq=0.5130.所以，依据最小回流比计算公式Rmin即，Rmin=,依据回流比 R 是最小回流比的适宜倍数，所以选择选择 2 倍。即R=2Rmin=0.879.进料热状况选择为泡点进料，所以q=1精馏段，根基操作线方程：y= 所以，y=0.468 x+0.415 联立y=x 所以x=xD=0.7801提馏段， y=联立 y=x 求得 y=2.872x-0.
5、078 所以提馏段x=xw=0.04依据xD，xw，及xq 以及操作线方程，利用图解法在x-y 坐标上做出平衡线与对角线并且画梯级作图如下：由图可知，精馏段塔板为 10.提馏段为 5.一个再沸器.所以提馏段为 4 个板.所需总塔板数为提馏段和精馏段之和，故，所需总塔板数为 14.查手册得水和乙醇气液平衡数据，t 数据利用表 2 中数据由、F、D。W拉格朗日插值可求得tttF84.1 - 82.7=t- 84.1FF进料口t： 16.61 - 23.3740 - 16.61, t=79.26DD78.15 - 78.41 = t- 78.15D塔顶t： 89.43 - 74.7295 - 89.
6、43 ， t=78.05w100 - 95.5 = t- 100WW塔釜t：0 - 1.901.0 - 0 ， t=97.63精馏段平均温度t 1 =+ tD = 78.65tF2t提馏段平均温度 t 2 =+ tw = 88.445F2由塔顶和塔底平均温度得DWt+ t= 78.05 + 97.63= 87.84t = 22查手册得，由内插法可得在87.84 下，乙醇的粘度为m A = 0.3790mpa s ，水的粘度为m B = 0.3245mpa sm = x m可以有下式求得平均粘度i i其中xi-进料中某组分的摩尔分数m i -该组分的粘度，依据塔的平均温度下的液体计则m av=0
7、.4*0.3790+0.6*0.3245=0.3463mPaS带入回归方程E1=0.563-0.276lglgamav + 0.0815(lgamav) 2=0.594该算法为泡罩塔蒸馏塔总板效率，则筛板塔为 E=1.1E =0.6531r精馏段实际板层数N 精= 10/0.653=16 提馏段实际板层数N 提=4/0.653=7 进料板位置N= 16总的塔板数Nc=16+7=233） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算： 一、 乙醇气液平衡数据101.3kPa 表 1 如下T/液相xa/%气相ya/%T/液相xa/%气相ya/%T/液相xa/%气相ya/%1000088.36.938.18
8、2.42555.599.30.22.587.97.439.281.630.657.798.80.44.287.77.940.281.235.159.697.70.88.887.48.441.380.84061.496.71.212.8878.942.180.445.463.495.81.616.386.79.442.98050.265.495218.786.49.943.879.85466.994.22.421.486.210.544.679.659.669.693.42.924861145.479.364.171.992.63.326.285.711.546.178.870.675.891.
9、93.728.185.412.146.978.67679.391.34.229.985.212.647.578.479.881.890.84.631.68513.248.178.28686.490.55.133.184.813.848.778.1589.489.489.75.534.584.714.449.39594.289.2635.884.51549.8100100896.53783.32053.1查阅文献，整理有关物性数据 表 2 如下1水和乙醇的物理性质水和乙醇的物理性质名分子 相 对 分密度沸点 比热容黏度导热系 外表称式子质量20 101.33k (20)(20数张力PaKg/(k
10、g.)(20)(20)mPa.w /(m. )s)N/m1.00水18.029981004.1830.59972.85乙46.0778978.32.391.150.17222.8醇乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18由常压下乙醇-水溶液的温度组成t-x-y 图可查得塔顶温度t =78.3D泡点进料温度t =84.0F塔釜温度t =99.9WDFt = t+ t+ tW = 87.40C全塔平均温度3由液体的黏度共线图可查得 t=87.4 下， 乙醇的黏度 =0.38mPas，水的黏度=0.3269mPasLL依据物性参数数据求的求得乙醇水体系的相对挥发度=5.1016，依据最小回流比计
11、算公式Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)即，Rmin=(0.7788-0.5179)/(0.5179-0.1740)=0.7586，由于根据选择适宜的回流比，选择R=1.7Rmin=1.2896，4） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算： 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为r - rLrVV由U= Cmax由下式计算c由史密斯关联图查取：20精馏段：图的横坐标为：取板间距H= 0.40m板上液层高度 h= 0.05m ，则TLH -hT=0.40-0.05=0.35mL=查图得 C0.07520=1.903m/s取安全系数为 0.7，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为D
12、 =1.4m1塔截面积为 AT 1= p D 2413.14=41.42 = 1.5386m2精馏段实际空塔气速为 u1V=S1AT 12.015= 1.5386 = 1.310m / s提馏段：图的横坐标为：取板间距H= 0.40m板上液层高度 h= 0.05m ，则TL查图得 C= 0.07620=1.026m/s取安全系数为 0.7，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为D =1.4m2塔截面积为 AT 2= p D 2423.14=1.42 = 1.5386m24提馏段实际空塔气速为 u2V=S 2AT 21.9811=1.5386= 1.288m / s精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度
13、为： 提馏段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m， 故精馏塔的有效高度为：表 5 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.80.81.61.62.42.44.00.5板间距/H ，mmT200250350300450350600400600300由表验算以上所计算的塔径对应的板间距均符合，所以以上所假设的板间距均成立。5） 塔板主要工艺尺寸的计算； 溢流装置计算因塔径 D=1.4m ,可选用单溢弓形降液管,承受凹形受液盘.各项计算如下:堰长lW的计算堰长一般依据阅历公式确定，对于常用的弓形降液管：单溢流 l= (0.6 0.8)Dw堰长 l 取l= 0.66D = 0
14、.66 1.4 = 0.924mww溢流堰高度hW的计算溢流堰高度h可由下式计算： h= h- hwwLow式中： h 板上清液层高度，m；一般取 50100 mm.Lh堰上液层高度，m.；一般设计时不宜超过 6070 mm.ow对于平直堰，堰上液层高度 how可用弗兰西斯 Francis公式计算，即式中： L 塔内液体流量， m3 / hhE 液体收缩系数。近似取E=1精馏段：L= 0.002702 m 3 / s ，故取L= 0.002702m3 / s 则S1h取板上清液层高度h= 0.05mL故 h= 0.05 - 0.0136 = 0.0364mw1提馏段：L= 0.003081m3
15、 / s ， 故取 L= 0.003081m 3 / s 则S 2h取板上清液层高度h= 0.05mL故h= 0.05 - 0.01489 = 0.0351mw 2弓形降液管宽度Wd及截面积AF精馏段：由 lw =0.406= 0.58D0.7查弓形降液管的参数表得：得：AF = 0.0722 AT = 0.0722 1.5386 = 0.111m 2液体在降液管中停留时间,按式q3600 AH=L FHT 3 - 5s ，即故降液管设计合理，可以实现分别。提馏段：由 lwD= 0.66查弓型降液管参数图得：得：A= 0.0722 A= 0.0722 1.5386 = 0.111m 2FT液体
16、在降液管中停留时间,按式q3600 AH=L FTH 3 - 5s ，即故降液管设计合理，可以实现分别。0式中： u”o液体通过底隙时的流速，m / s依据阅历，取u”o=0.060.25 m / s精馏段：取u= 0.12m / s则0故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度：提馏段：取u ”0= 0.12m / s则故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度： 塔板的布置板式塔类型有多种，经过比较工艺条件的考虑，本设计承受筛板， 以下为筛板的计算。塔板分块因D = 1400mm, 故塔板承受分块式.查表 6表 6塔径mm800-121400-161800-22200-24000000
17、000塔板分块数3456得,塔板分为 4 块. 边缘区宽度确定溢流堰前安定区宽度为W= W ”= 70 100mmss进口堰后的安定区宽度为Ws=50-100mm=边缘区无效区宽度为 W30 50mmc取W= Ws = 0.07m ，W= 0.035msc开孔区面积计算开孔区面积 A ，按下式计算,即a其中故筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 d =3mm 碳钢板,取筛孔直径 d =5mm0筛孔按正三角形排列,取孔中心距t 为： t = 3d = 3 0.005 = 0.015m筛孔数目n 为 ： 开孔率为精馏段气体通过阀孔的气速为：提馏段气体通过阀孔的气速为： 筛孔计算及其排列
18、本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 d =3mm 碳钢板,取筛孔直径 d =5mm0筛 孔 按 正 三 角 形 排 列 , 取 孔 中 心 距 t 为 ：t = 3d = 3 0.0 0 =50.0 1m5筛孔数目n 为 ： 开孔率为精馏段气体通过阀孔的气速为：提馏段气体通过阀孔的气速为：6) 塔板的流体力学验算塔板压降 精馏段 ：干板阻力h 计算c干板阻力hc由下式计算, 即由F = 10.1%, d0d = 5 3 = 1.67 ，查常用化工单元设备的设计得, C =0.7720故 17.97 2 1.46 液柱h = 0.051c 0.772 = 0.0515m 782.7 气体通过液层的
19、阻力h 计算1气体通过液层阻力h 可由下式计算，即1查充气系数关联图，得到b = 0.575故 h = bh1L= b (hW+ h)= 0.575 (0.0364 + 0.0136 )= 0.02875m液柱OW液体外表张力的阻力hs的计算液体外表张力所产生的阻力 h可由下式计算，即 h=4s L则s4 32 .06 10 -3sr gdL0h= 0.00334 m液柱s782 .7 9.81 0.005气体通过每层塔板的液柱高度h可按下式计算，即ph= hpc+ h + h1s则h= 0.0515 + 0.02875 + 0.00334 = 0.0836 m液柱p气体通过每层塔板的压降为D
20、P= h rppg = 0.0836 728.7 9.81 = 641.9 pLa 0.7kP a 设计允许值提馏段：干板阻力h 计算c干板阻力hc由下式计算, 即由F = 10.1%, d0C =0.7720d = 5 3 = 2 ，查常用化工单元设备的设计得, h故 = 0.051 17.67 2 1.006 = 0.00303 m 液柱c 0.772 887 .98 塔上液层有效阻力h 计算l液体外表张力所产生的阻力hl计算,即查充气系数关联图，得到b = 0.609故 h = bh1L= b(hW+ h)= 0.6090.05 = 0.03045m液柱OW液体外表张力的阻力h 计算s液
21、体外表张力所产生的阻力hs由下式计算，即气体通过每层塔板的液柱高度h可按下式计算，即ph= hpc+ h + h1s则h= 0.00303 + 0.03045 + 0.00475 = 0.03823 m液柱p气体通过每层塔板的压降为DP= h rppg = 0.03823 887.98 9.81 = 333.8Pa 5.653m / s稳定系数为k =u0u= 17.97 / 7.63 = 2.355 1.50,min故在本设计中无明显漏液提馏段：实际孔速u0= 17.67 8.65m / s稳定系数为k =u0u0,min= 17.67 = 2.043 1.5 8.65故在本设计中无明显漏液
22、液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高 Hd应听从下式的关系,即精馏段： Hd j(HT+ h)w乙醇-水体系属一般物系，取 =0.5,则而H= hdp+ h+ hLd板上不设进口堰, hd可由下式计算,即h= 0.153(ud0” )2 = 0.153(0.12)2 = 0.0022m 液柱H= 0.0836 + 0.05 + 0.0022 = 0.1358m液柱dH j(HdT+ h)=0.22mw故在本设计中不发生液泛现象.提馏段： Hd j(HT+ h)w乙醇-水物系属一般物系，取 =0.5,则而H= hdp+ h+ hLd板上不设进口堰, hd可由下式计算,即h= 0.153(ud0
23、” )2 = 0.153(0.12)2 = 0.0022m 液柱H= 0.03823 + 0.05 + 0.0022 = 0.0943m液柱dH j (H+ h)=0.2175mdTw故在本设计中不发生液泛现象.7) 塔板负荷性能图漏液线由得Vs,min= 4.4C A0.0056 + 0.13h + 2.84 E (h ) - h L23rw1000lwsLrV00=4.40.7720.1011.1整理得Vs.min= 8.820.006992 + 0.09141L 2s 3在操作范围内,任取几个Ls 值,依上计算 Vs 值, 计算结果列于表 7.表 70.00060.00150.00300
24、.00450.77100.79820.83180.8589由上表数据即可作出精馏段漏液线提馏段漏液线：得Vs,min= 4.4C A0.0056 + 0.13h + 2.84 E (h ) - h L23rw1000lwsLrV00=4.40.7720.1011.1整理得V= 11.310.005413 + 0.09141L 2s.mins 3在操作范围内,任取几个Ls 值,依上计算 Vs 值, 计算结果列于表 8 .0.00060.00150.00300.00450.83710.91960.96731.006液沫夹带线以 e =0.1kg 液/kg 气为限,求Vs- Ls 关系如下:v由 e
25、 =v5.710-6 (sHua)3.2-hLTf精馏段：h =2.5h =2.5(h +h )flwowh =0.0364mw故h= 0.091 +1.758Lfs2 / 3整理得Vs= 3.19 -18.16Ls2 / 3在操作范围内,任取几个 LS值,依上式计算出V值,计算结果列于SL , m3 sS0.00060.00150.00300.0045V , m3 s3.0112.9522.8122.695S下表 9由上表数据即可作出精馏段液沫夹带线提馏段：h =2.5h =2.5(h +h )flwowh =0.0351mw故h= 0.08775 +1.758Lfs2 / 3整理得Vs=
26、3.744 - 21.08Ls2 / 3在操作范围内,任取几个 LS值,依上式计算出V值,计算结果列于SL , m3Ss0.00060.00150.00300.0045V , m3sS3.5943.4683.3063.169下表 10由上表数据即可作出提馏段液沫夹带线液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液液层高度 h准.由下式得= 0.006m 作为最小液体负荷标ow取E=1 则精馏段Ls,min提馏段Ls,min0.006 10000.924= ()3/ 2 1.0 2.8436000.006 10000.924= ()3/ 2 1.0 2.843600= 0.0007882m3 / s= 0.
27、0007882m3 / s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线液相负荷上限线以q = 4s 作为液体在降液治理中停留时间的下限,由下式得故精馏段Ls,maxA H=fTLs0.111 0.4= 0.0111m3 / s4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负液上限线。液泛线令H =j (HdT+ h )w由H= hdp+ h + h ; hpLd= h +h +h; hc1s1= b hL; h = h + hLwow联立得 j H + (j - b -1)h = (b +1)h+ h + h + hTwowcds无视 h 将 h与 L , h 与 L , h 与V的关系式代入上式,并s
28、owSdScS整理得式中a =r0.051( rV )b = jH + (j - b -1)h00(A C )2TwL将有关的数据代入,得精馏段：故 V 2 = 12.67 - 23700.08L 2 - 87.24L 2 / 3sss在操作范围内,任取几个 LS列于下表 11值,依上式计算出 VS值,计算结果s0.00060.00150.00300.0045s3.4703.3873.2623.132L , m3SV, m3S由以上数据即可作出精馏段液泛线提馏段：故 V 2 = 18.21- 26295.4Lss2 -128.2Ls2 / 3在操作范围内,任取几个 LS列于下表 12值,依上式
29、计算出 VS值,计算结果L , m3 sS0.00060.00150.00300.0045V , m3 s4.1584.0583.9123.766S由以上数据即可作出提馏段液泛线依据以上各线方程,可作出精馏段筛板塔的负荷性能图,如以下图. 在负荷性能图上，作出精馏段操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛把握，下限为漏夜把握。由图查得=0.78m3/s ， s max=3.24m3/ss min故操作弹性为/=3.24/0.78=4.15s maxs min依据以上各线方程,可作出提馏段筛板塔的负荷性能图,如以下图.在负荷性能图上，作出提留段操作线；由图可看出，该筛板的操作上限为液泛把握，下
30、限为漏夜把握。由图查得=0.85s maxm3/s ， =3.6m3/ss min故操作弹性为/=0.85/3.6=4.23s maxs min依据以上各线方程,可作出提馏段筛板塔的负荷性能图,如以下图.筛板塔设计计算结果序号工程数值1 平均温度t，精m78.65馏段平均温度t，(提馏m88.445段)2 平均压力P,，kPa精108.45m馏段平均压力P,，kPa(提m113.35馏段)3 气相流量 Vm3/s精S馏段2.015气相流量 Vm3/s提S馏段1.9814 液相流量L(m3/s)S0.002702精馏段液相流量L(m3/s)S0.0030815提馏段实际塔板数226有效段高度Z，
31、m887塔径,m1.48板间距,m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长,m0.92412堰高,m精馏段0.0364堰高,m提馏段0.035113板上液层高度,m0.05014堰上液层高度,m精馏段0.0136堰上液层高度,m提馏段0.0148915降液管底隙高度m(精馏段)0.0244降液管底隙高度m(提0.0278馏段)16安定区宽度,m0.0717边缘区宽度,m0.03518开孔区面积,m21.1119筛孔直径,m0.00520筛孔数目569821孔中心距,m0.01522开孔率,%10.123空塔气速,m/s1.28824筛孔气速,m/s(精馏段)1797筛孔气速,m/s(提
32、馏17.67段)25稳定系数(精馏段)2.355稳定系数(提馏段)2.04326负荷上限液泛把握27负荷下限漏液把握28液沫夹带e ,(kg 液V/kg 气)0.129液相负荷上限,m3/s0.00788230液相负荷下限m3/s0.011131操作弹性精馏段4.15操作弹性提馏段4.238) 精馏塔接收尺寸计算； 进料管前已算出，塔径D=0.7m，故可承受简洁的直管进料构造，不加套管，手可入塔检修，由下式计算进料管直径料液由泵输送时u可取 1.52.5m/sF取u= 1.8m / s, rFLFM= 817.31kg / m 3 ,Vs136.99 29.2= 0.00136 m 3 / s
33、 3600 817.31则D=0.031m=31mm，选内管为32 3.5，a=10mm b=25mm c=10mm H2=150mm回流管通常重力回流管内液速度取 0.2-0.5m/s，由泵输送d = 5mm4L3600pm rhR Lu =1.2-2.5m/s，取u =2m/s，回流管直径d=RRR液相x： 78.41 - 78.15 =78.3 - 78.15 x= 80.94%D74.72 - 89.43x- 89.43DDL=209.125 40.66=8503.02kg/h4 385033600 3.14 2 759.76= 44.5mmD=取管规格 45mm 塔顶蒸汽出料管塔顶的温度为 78.3，此时气相组成 y： 78.41 - 78.15= 78.3 - 78.15 y= 82.92%D78.15 - 89.43y- 89.43D D塔顶蒸气密度rD41.22 273.15=1.43kg / m322.4 (273.15 + 78.3)蒸气体积流量V =541.584 41.22 = 15611.25kg / h1.43常压下蒸汽的速度为 15m/s蒸汽量为V=41.22 273.1522.