[理学]酒精连续精馏塔的工艺设计说明.doc
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1、西安交通大学 能源与动力工程学院酒精连续精馏塔的设计化工61 刘敬军 06038016 2009/6/2833目录第一章设计任务书2第二章概述3第三章设计方案的选定4一、主要设备选型4二、操作条件的确定4第四章工艺计算6一、物料衡算6二、回流比、理论塔板数的确定7三、全塔效率10四、实际塔板数11五、热量衡算12第五章精馏塔结构设计计算13一、塔径的计算14二、提馏段塔盘设计计算15三、精馏段塔盘设计计算18四、塔高的计算22第六章流体力学验算及操作负荷性能图23一、流体力学验算23二、操作负荷性能图26第七章接管尺寸设计31一、进料管31二、塔顶升气管31三、回流管31四、塔釜气相回流管32
2、五、塔釜液相排出管32第八章附属设备设计及选用33一、冷凝器33二、再沸器33三、进料泵33四、换热器34第九章设计体会35第一章 设计任务书一、 设计目的:以设定压力的饱和蒸汽在塔釜间接加热,塔顶采用冷凝冷却器,用水作为冷却剂。二、 设计题目:酒精连续精馏塔的工艺设计三、 设计条件:生产能力(产量) 6160 吨年操作周期 8000小时年进料组成 进料含乙醇37.6%,其余为水 (质量分率,下同)塔顶产品(乙醇)组成 81.6塔底产品(乙醇)组成 0.5%四、 操作条件1. 加热方式:间接蒸汽加热2. 塔顶压强:1个大气压(绝对压强);3. 进料热状况:泡点进料4. 回流比:计算确定5. 冷
3、却水进出口温度为20和35度五、 酒精和水溶液的表面张力:精馏段18达因/厘米;提馏段:60达因/厘米 六、 其它条件自选。七、 设计内容:1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 (1)塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定 (2)塔板的负荷性能图 (3)总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图7、设计体会和评述8、参考文献第二章 概述课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节,是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中,它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。通过课程设计,学生
4、应该注重以下几个能力的训练和培养:1、查阅资料,选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力;2、树立既考虑技术上的先进性与可行性,又考虑经济上的合理性,并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想,在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力;3、迅速准确的进行工程计算的能力;4、用简洁的文字,清晰的图表来表达自己设计思想的能力。化工设备设计包括工艺设计和机械设计两部分。工艺设计是根据生产任务提供的工业条件(包括工作压力、温度、产量、物料性能等),确定设备的结构形式、接管方位以及设备的主要尺寸等。机械设计是在工艺设计的基础上进行强度、刚度和稳定性设计或校核计算,
5、对设备的内、外附件进行选型和结构设计计算,最好绘制设备的装配图和零部件工作图。作为化学工程与工艺的学生,本次化工原理课程设计主要是进行工艺设计。乙醇水是工业上最常见的溶剂,也是非常重要的化工原料之一,是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能,而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来,由于燃料价格的上涨,乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势。长期以来,乙醇多以蒸馏法生产,但是由于乙醇-水体系有共沸现象,普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液,因此,研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常重要的。第三章 设计方案的选定一、 主要设
6、备选型精馏设备(气液传质设备)主要分为填料塔和板式塔,板式塔为逐级接触型气液传质设备,其种类繁多,根据塔板上气液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。填料塔和板式塔的比较: 填料塔是连续式的气液传质设备,气液两相间呈连续逆流接触并进行传质和传热,气液两相组分的浓度沿塔高呈连续变化。 板式塔中气液两相间逐层逆流接触并进行传质和传热,气液两相组分的浓度沿塔高呈阶梯式变化。板式塔是目前我们酒精生产中使用最多的塔型,浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的,它主要的改进是取消了升气管和泡罩,在塔板开孔上设有浮动的浮阀,浮阀可根据气体流量上下浮动,自
7、行调节,使气速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。浮阀塔板具有泡罩塔板和筛孔塔板的优点,其优点是结构简单、造价低,生产能力大,操作弹性大,塔板效率较高;缺点是处理易结焦、高粘度的物料时,阀片易与塔板粘结;在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象,使塔板效率和操作弹性下降。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。二、 操作条件的确定1. 操作压力根据塔顶的条件选择常压操作。乙醇-水体系对温度的依赖性不强,常压下为液态,为降低塔的操作费用,操作压力选为常压。2. 进
8、料根据要求,泡点进料,即饱和液体进料。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响,塔的操作比较容易控制;此外,饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同,无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。3. 加热方式根据工艺要求,采用饱和蒸汽在塔釜间接加热,设置再沸器。饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系,其温度可通过压力调节。同时,饱和水蒸汽的冷凝潜热较大,价格较低廉,因此使用饱和水蒸汽作为加热剂。4. 冷却剂及温度根据给定的条件,塔顶采用冷凝冷却器,用水作为冷却剂,水进出口温度为20和35度。5. 热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程,耗能较多,如何节约和
9、合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比,使过程处于最佳条件下进行,可使能耗降至最低。与此同时,合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、馏出液和釜液间的焓差,塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量,其数量是相当可观的。然而,在大多数情况,这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料,塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料,可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外,通过蒸馏系统的合理设置,也可以取得节能的效果。例如,采用中间再沸器和中间冷凝器的流程,可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器,可以利用温度比塔底低
10、的热源,而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。第四章 工艺计算一、 物料衡算已知:生产能力(产量) 6160 吨年操作周期 8000小时年进料组成 进料含乙醇37.6%,其余为水 (质量分率,下同)塔顶产品(乙醇)组成 81.6塔底产品(乙醇)组成 0.5%乙醇分子量:46,水的分子量:18进料摩尔组成:乙醇xF=0.376460.37646+1-0.37618=0.191,水0.809塔顶摩尔组成:乙醇xD0.816460.81646+1-0.81618=0.634,水0.366塔底摩尔组成:乙醇xW=0.005460.00546+1-0.00518=0.00196,水0.998804全塔
11、总物料衡算:F=D+W乙醇衡算:FxF=DxD+WxW塔顶产品流率:D=61601030.816800046=21.544kmol/h求解上面的方程得:F=72.041kmol/h,W=50.497kmol/h乙醇的回收率:DxDFxF=0.993水的回收率(塔顶)D(1-xD)F(1-xF)=0.135:表格 1物料衡算结果一览名称原料(FEED)馏出液(D)废液(W)摩尔分数x(乙醇)0.1910.6340.00196摩尔流率(kmol/h)72.04121.54450.497二、 回流比、理论塔板数的确定精馏塔设计的一个主要内容是确定其所需的塔板数,由于塔板上两相的传质情况十分复杂,塔板
12、数的计算常采用分解计算的方法,即先根据分离要求计算所需的理论塔板数,然后引入总板效率(又称为全塔效率)进行校正,从而得实际的塔板数。精馏塔是计算可采用解析法、图解法或简捷法。计算有两种办法:一是通过水-乙醇体系的相平衡数据进行手算,二是通过软件进行设计计算。这里用aspen进行设计设计计算,得出回流比和塔板数的初值后,在用RADFRAC进行精确的操作型计算。1. 设计型模拟计算:模拟条件选取如下:(1) 用aspen plus的DSTUW模块进行设计型计算;(2) 物系为乙醇-水体系;(3) 物性方法为NRTL;(4) 设定实际回流比为最小回流比的1.5倍;(5) 乙醇的回收率为0.993,水
13、的回收率为0.135;(6) 塔顶(冷凝器)压力为1atm,塔底压力为1atm(先设定塔压降为零);结果如下:表格 2初始设计结果Minimum reflux ratio:0.42388628Actual reflux ratio:0.63582942Minimum number of stages:5.82659753Number of actual stages:11.8099776Feed stage:7.81105491Number of actual stages above feed:6.81105491Reboiler heating required:411204.101Wat
14、tCondenser cooling required:391600.942WattDistillate temperature:78.914069CBottom temperature:99.4117042CDistillate to feed fraction:0.298878即可以得到最小回流比、实际回流比、最小理论塔板数、实际塔板数及进料位置等。回流比是精馏塔设计和操作的重要参数,影响到理论塔板数、塔径、塔板结构尺寸、加热蒸汽和冷却水的消耗量。它的选取范围为Rmin至无穷大,太小则塔板数过多,设备投资大,过小则冷热公用工程用量大,操作费用大。一般经验地取为最小回流比的1.22倍,也可根
15、据N-R关系来确定合适的回流比。在上面模拟的基础上进行灵敏性分析,得到塔板数和回流比的关系如下图:图表 1理论板数随回流比变化曲线由图可以看出,回流比增大到一定的值以后,塔板数减小的很慢了,此时依靠增大回流比来减小设备投资费用已经不值得了。另外发现即便是N接近恒定时实际的回流比也不是很大,再根据经验确定RRmin=2.0。用上面确定的回流比重新计算,结果如下:表格 3回流比、理论半数验证模拟结果Minimum reflux ratio:0.42388628Actual reflux ratio:0.84777256Minimum number of stages:5.82659753Numbe
16、r of actual stages:10.5148951Feed stage:7.06415444Number of actual stages above feed:6.06415444Reboiler heating required:462110.955WattCondenser cooling required:442507.796WattDistillate temperature:78.914069CBottom temperature:99.4117042CDistillate to feed fraction:0.298878故可以确定回流比、塔板数和进料位置的初值:(1)
17、塔板数:11块(2) 回流比:0.85(3) 进料位置:第7块板进料2. 操作型模拟计算:得到回流比、理论塔板数和进料位置的初值后,用RADFRAC模块进行校核计算,检验是否满足分离要求。模拟条件:(1) 选用aspen plus的RADFRAC模块;(2) 对乙醇-水体系进行平衡分离模拟计算;(3) 物性方法为NRTL;(4) 饱和蒸汽进料(气相分率为零),模拟计算时塔板压降对分离的效果的影响比较小,只影响到塔顶和塔釜的温度,故可以根据经验资料设塔板压降为0.5kpa。据此,第七块板进料,进料压力应该不小于第七块板的压力,即1atm+705kpa=1.02960771atm。(5) 理论塔板
18、数为11(全塔效率为默认值1);(6) 塔底选择釜式再沸器,塔顶为全凝器;(7) 回流比为0.85;(8) 馏出液流率为21.544kmol/h;(9) 第七块板进料(on stage);(10) 第一块板和第十一块板分别以liquid采出馏出液和废液;(11) 塔顶压力为1atm;塔板压降为0.5kpa;模拟工艺流程图图表 2Aspen模拟流程图结果如表4所示。表格 4Aspen精确模拟结果UnitDFEEDWFromRADFRACRADFRACToRADFRACPhase: LiquidLiquidLiquidComponent Mole Flow ETHANOLKMOL/HR13.761
19、3.760 WATERKMOL/HR7.7958.2850.49Component Mole Fraction ETHANOL0.640.190 WATER0.360.811Mole FlowKMOL/HR21.5472.0450.5Mass FlowKG/HR774.021683.85909.84TemperatureC78.8983.86101.35PressureKPA101.33104.33106.33Vapor Fraction000Liquid Fraction111Solid Fraction000图表 3组成及温度沿塔板的分布曲线如图表3所示,分离已达到了设计要求。故理论塔板数
20、NT=11块,第7块板进料,回流比R=0.85。三、 全塔效率在实际塔板上,气液两相并未达到平衡,这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示,在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。采用Oconnell(奥克勒尔)法来求取总板效率。总板效率ET=0.49(L)-0.245其中:为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度;L为塔顶及塔底平均温度下进料液相平均黏度,mPas。由上面的模拟可得:表格 5各塔板上的温度及各组分的平衡常数StageTemperature/K-ValuesETHANOLWATER178.89348791.128012860.77391344280.2366991.41990
21、4980.65689419382.72913572.46586720.57665459486.44459684.342219230.61174429588.47383385.337002360.64985432689.06446195.582348160.66011866789.27986385.629561010.66213501896.67789519.793950750.857690919100.15931111.98402850.9669130710101.06748312.52081070.993874811101.34593912.62375220.99899929故tm=78.9
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