《乙醇—水溶液精馏塔设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《乙醇—水溶液精馏塔设计（19页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、乙醇-水溶液连续精馏塔设计目录1.设计任务书3 2.英文摘要前言4 3.前言4 4.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：间接蒸汽加热；塔顶压强： 1.03 atm （绝对压强）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；2 c) 塔盘结构设计i.
2、 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
3、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
4、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两3 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：间接蒸汽加热
5、 塔顶压强： 1.03atm（绝对压强） 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 水和乙醇的物理性质名称分子式相 对 分 子 质量密度 203/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2H O18.02 998 100 4.183 1.0
6、05 0.599 72.8 乙醇25C H OH46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8 常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表 常压下乙醇水系统txy 数据如表 16 所示。表 16 乙醇水系统 txy 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 99.90.0040.0538227.356.44 99.80.040.5181.333.2458.784 99.70.050.7780.642.0962.22 99.50.121.5780.148.9264.70 99.20.232.9079.8552.6866.28 99.00.313.
7、72579.561.0270.29 98.750.394.5179.265.6472.71 97.650.798.7678.9568.9274.69 95.81.6116.3478.7572.3676.93 91.34.1629.9278.675.9979.26 87.97.4139.1678.479.8281.83 85.212.6447.4978.2783.8784.91 83.7517.4151.6778.285.9786.40 82.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量： 46；水相对分子质量： 18 25时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关
8、系为：58453210314.410348.100163.009604.09726.283364.67xxxxx 式中25时的乙醇和水的混合液的表面张力，Nm； 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式中1温度为 T1时的表面张力； Nm； 2温度为 T2时的表面张力； Nm； TC混合物的临界温度，TCxiTci，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/ 46.07
9、0.07 /18.02=0.838XW=0.01/ 46.070.01/ 46.070.99 /18.02=0.0039 3. 平均摩尔质量MF=0.174 46.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmolMD= 0.838 46.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmolMW=0.0039 46.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol 5 4. 物料衡算已知： F=315000 10720027.84=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
10、联立以上二式得： D=15.25kg/kmol W=59.57kg/kmol 三塔板数的确定1. 理论塔板数TN 的求取根据乙醇水气液平衡表1-6， 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=0.342 b=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
11、.32 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101.3188.5220.0求平均相对挥发度塔顶D=ABP P=101.344.2=2.29进料F=188.586.1=2.189塔底W=220.0101.33=2.176 全塔平均相对挥发度为W=WD=2.23 m=FD=2.189 2.29=2.17 理论板数TN由芬斯克方程式可知Nmin=1lXX1X1XlmgWWDD g =0.83810.003910.8380.003912.23ggll=7.96且m i n2 . 3 21 . 4 50.2
12、6212.321RRR由吉利兰图查的min0.412TTNNN即7.970.412TTNN解得TN =14.2 （不包括再沸器）进料板min10.83810.174lglg110.8380.174112.97lglg 2.24DFDFmxxxxN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 =7 2、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=0.1740.41
13、+（1-0.174）0.3206=0.336TE =0.17-0.616lg0.336=0.4627 3、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=113.44104.34108.892kpa2、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=78.3695.586.932C3、
14、平均摩尔质量M 塔顶Dx =1y =0.838 Dy =0.825 VDM= 0.838 46.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmolLDM=0.825 46.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol 进料板：Fy = 0.445 Fx =0.102VFM= 0.445 46.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmolLFM=0.102 46.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量8 ,VM精=41.530.536.012kg/kmol,LM精=41.1520.8831.002kg/k
15、mol4、平均密度m液相密度,L m,1L m=,ABL AL Bww塔顶：,1L m= 0.930.075789972.5,L m=796.73/Kg m进料板上由进料板液相组成Ax =0.102Aw =0.10246.070.2250.10246.07(10.102)18.02,1LF m=796.7924.2860.52,LF m=924.23/Kg m故精馏段平均液相密度,L m精=796.7924.2860.523/Kg m气相密度,V m,V m精=PMRT提108.8936.011.318.314(27386.93)3/Kg m5、液体表面张力mm= 1nii ix.m D=0.838 17.8+(1-0.838) 0.63=15.0/mNm,m F=0.102 16.0+(1-0.102) 0.62=2.20/mNm,m精=15.012.208.592/mNm6、液体粘度,L m9 ,L m= 1ni ixi,L D=0.838 0.55+(1-0.838) 0.37=0.521.amP s,L F=0.102 0.34+(1-0.102) 0.29=0.295.amP
