化工原理乙醇水課程設(shè)計(jì)分離乙醇水混合物精餾塔設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)分離乙醇-水混合物精餾塔設(shè)計(jì)學(xué) 院： 化學(xué)工程學(xué)院 專(zhuān) 業(yè)： 環(huán)境工程 學(xué) 號(hào)： 20092242 姓 名： 張 藝 指導(dǎo)教師： 杜長(zhǎng)海 時(shí) 間： 2012年6月13日星期三 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 一、設(shè)計(jì)題目：分離乙醇-水混合物精餾塔設(shè)計(jì)二、原始數(shù)據(jù)：a） 原料液組成：乙醇 20 % 產(chǎn)品中： 乙醇 含量 94% 殘液中 4%b） 生產(chǎn)能力：6萬(wàn)噸/年 c）操作條件 進(jìn)料狀態(tài)：自定 操作壓力：自定 加熱蒸汽壓力：自定 冷卻水溫度：自定三、設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)內(nèi)容：a）概述b）流程的確定與說(shuō)明c）塔板數(shù)的計(jì)算（板式塔）； 或填料層高度計(jì)算（填料塔）d) 塔徑的計(jì)算e）1）塔板結(jié)構(gòu)計(jì)算；

2、a 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定； b塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；c塔板的負(fù)荷性能圖。 2）填料塔流體力學(xué)計(jì)算； a 壓力降； b 噴淋密度計(jì)算 f）其它（1） 熱量衡算冷卻水與加熱蒸汽消耗量的計(jì)算（2） 冷凝器與再沸器傳熱面的計(jì)算與選型（板式塔）（3） 除沫器設(shè)計(jì)g）料液泵的選型h）計(jì)算結(jié)果一覽表第一章 課程設(shè)計(jì)報(bào)告內(nèi)容一、精餾流程的確定乙醇、水混合料液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向沸熱器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。二、塔的物料衡算(一) 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分?jǐn)?shù)(二) 平均摩爾質(zhì)量(三

3、) 物料衡算總物料衡算 易揮發(fā)組分物料衡算 聯(lián)立以上三式得 三、塔板數(shù)的確定(一) 理論塔板數(shù)的求取 根據(jù)乙醇、水的氣液平衡數(shù)據(jù)作y-x圖乙醇水氣液平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)0.00.00.250.5510.010.110.300.5750.020.1750.40.6140.040.2730.50.6570.060.340.60.6980.080.3920.70.7550.10.430.80.820.140.4820.8940.8940.180.5130.950.9420.20.5251.01.0乙醇水圖解法求理論塔板數(shù)2. 乙醇水

4、體系的平衡曲線有下凹部分，求最小回流比自a（）作平衡線的切線并延長(zhǎng)與y軸相交，截距 取操作回流比故精餾段操作線方程 即3.作圖法求理論塔板數(shù)得（不包括再沸器）。第16層為加料板。 (四) 物性參數(shù)和實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算4.1溫度 常壓下乙醇水氣液平衡組成與溫度的關(guān)系溫度t液相中乙醇的摩爾分率%氣相中乙醇的摩爾分率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70

5、.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中數(shù)據(jù)由內(nèi)差可求得tf td tw tf := tf=87.39 td: := td =78.21 tw := tw =96.21 精餾段平均溫度:=82.8 提留段平均溫度:=91.84.2氣液組成塔頂溫度: td=78.21氣相組成yd: yd=0.8683進(jìn)料溫度: tf=87.39氣相組成yf: yf=0.4230塔底溫度: tw=99.91氣相組成yw: yw

6、=0.04923(1)精餾段液相組成x1:氣相組成y1:所以 (2)提留段液相組成x2:氣相組成y2:所以4.3液體粘度（一）乙醇的粘度1），塔頂溫度: td=78.21 查表，得乙醇=0.45mpas, 2), 進(jìn)料溫度: tf=87.39 查表，得乙醇=0.38mpas, 3），塔底溫度: tw=99.91 查表，得乙醇=0.335mpas,（二）水的黏度1），塔頂溫度: td=78.21 2), 進(jìn)料溫度: tf=87.39 3），塔底溫度: tw=99.91 4), 5)全塔平均液相黏度為4.4相對(duì)揮發(fā)度由 xf=0.0892 yf=0.4230 得由 xd=0.86 yd=0.086

7、83 得由 xw=0.016 yw=0.04923 得4.5全塔效率的估算（1）用對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：全塔平均液相黏度為全塔效率 （2） 實(shí)際塔板數(shù) 塊 其中，精餾段的塔板數(shù)為：塊4.6 操作壓力（1）操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力 101.3 kpa每層塔板壓降 p0.7 kpa進(jìn)料板壓力101.30.715125.72kpa塔底操作壓力=101.30.742130.7kpa精餾段平均壓力 kpa提餾段平均壓力 kpa（2）密度乙醇與水的密度溫度/2030405060708090100110乙醇密度/kg/m3795785777765755746735730716703水密度/kg/m3998.

8、2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0已知：（為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）1, 液相密度(1) 塔頂 因?yàn)?td =78.21 所以 (2) 進(jìn)料板 因?yàn)?所以 （3）塔釜 因?yàn)閠w =96.21所以 （4）精餾段平均液相密度（5）精餾段平均液相密度2.氣相密度（1）精餾段 （1）提餾段 4.7 液體表面張力乙醇表面張力：溫度，2030405060708090100110，m n/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4水表面張力溫度，020406080100，m n/m75.6472.7569.6066.2462.

9、6758.91(1) 塔頂 因?yàn)?td =78.21 所以 (2) 進(jìn)料板 因?yàn)?所以 （3）塔釜 因?yàn)閠w =96.21所以 （4）塔頂表面張力 （5）進(jìn)料板表面張力（6）塔底表面張力 （7）精餾段平均表面張力（8）提餾段平均表面張力五、氣液負(fù)荷計(jì)算（1）精餾段（1）提餾段六、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算(一) 塔的有效高度計(jì)算初選板間距，則由公式 （二） 塔徑d參考表4-1，初選板間距,取板上液層高度表4-1 板間距與塔徑的關(guān)系塔徑d/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距ht/mm200300250350300450350600400600(1)精餾段塔經(jīng)計(jì)算

10、圖4-5 sminth關(guān)聯(lián)圖查圖4-5可知，依照下式校正c取安全系數(shù)為0.60，則故按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為2.6m，塔截面積為實(shí)際空塔氣速為提留段塔徑計(jì)算 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距：ht=0.45m , hl=0.07m .則ht- hl=0.38m 查圖可知c20=0.078 , 取安全系數(shù)為0.6 則空塔氣速 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=2.6m綜上：塔徑d=2.6m，選擇雙流型塔板，截面積（三）溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤(pán)及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下。1.溢流堰長(zhǎng) 單溢流 為0.6d，即 2.出口堰高由 ，（1） 精餾段圖4-9 液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查圖4-9，知e =1 則故

11、 （2） 提餾段查圖4-9，知e =1 則故 3.弓形降液管滴面積 由 圖4-11 弓形降液管的寬度和面積查圖4-11，得 ，故 =5.31 由下式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即提餾段： (符合要求)提餾段： (符合要求)4.1.2.4降液管底隙高度（1）精餾段 （2）提餾段4.1.2.5受液盤(pán)受液盤(pán)凹形和平形兩種，對(duì)于塔徑為以上的塔，常采用凹形受液盤(pán)，這種結(jié)構(gòu)在低流量時(shí)仍能造成正液封，且有改變液體流向的緩沖作用。凹形受液盤(pán)的的深度一般在50mm以上。選用凹形受液盤(pán)：深度（三）塔板布置1.取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度2.依下式計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積其中 其中:出口堰高 how堰上液層高度

12、降液管底隙高度 進(jìn)口堰與降液管的水平距離 進(jìn)口堰高 降液管中清液層高度 板間距 堰長(zhǎng) 弓形降液管高度 無(wú)效周邊高度 安定區(qū)寬度 d塔徑 r鼓泡區(qū)半徑 x鼓泡區(qū)寬度的1/2 t同一橫排的閥孔中心距 (單位均為m) （四）篩孔數(shù)n與開(kāi)孔率取篩孔的孔徑，正三角形排列，一般碳鋼的板厚，取，故孔中心距依下式計(jì)算塔板上的篩孔數(shù)n，即個(gè)依下式計(jì)算塔板上的開(kāi)孔區(qū)的開(kāi)孔率，即 （在5%15%范圍內(nèi)）每層塔板上的開(kāi)孔面積為精餾段：氣體通過(guò)篩孔的氣速 提餾段氣體通過(guò)篩孔的氣速 七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算（一）氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)降的液柱高度 依式 1. 精餾段：（1） 干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫?圖4-13 干篩孔的流量系

13、數(shù)查圖4-13， （2） 氣流穿過(guò)板上液層壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?圖4-14 充氣系數(shù)關(guān)系圖由圖4-14查取板上液層充氣系數(shù)為0.58。 依右式 （3） 克服液體表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫朗剑?-41）故 m 單板壓強(qiáng)降0.7kpa(設(shè)計(jì)允許值)2. 提餾段（1） 干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫?查圖得， （2） 氣流穿過(guò)板上液層壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?由圖查取板上液層充氣系數(shù)為0.61。 依右式 （3） 克服液體表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫朗剑?-41）故 m 單板壓強(qiáng)降 kpa 0.7kpa(設(shè)計(jì)允許值)（二）霧沫夾帶量的驗(yàn)算（1）精餾段 式中，塔板上鼓泡層高度，可按泡沫層相對(duì)密度為0.4考

14、慮，即=（0.4）=2.5=2.50.07=0.175故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。（2）提餾段 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶（三） 漏液的驗(yàn)算 （1）精餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。（2）提餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。（四）液泛的驗(yàn)算（1）精餾段為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度。 取，則故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。（2）提餾段 取，則故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體體力學(xué)驗(yàn)算，是合適的。八、塔板負(fù)荷性能圖（一）霧沫夾帶線（1）精餾段 （a） 近似取 ， 故 （b）取霧沫夾帶極限值為0.1kg液/

15、kg氣，已知，并將式（a）、（b）代入,得下式：整理得 （2）提餾段 近似取 ， 故 取霧沫夾帶極限值為0.1kg液/kg氣，已知，并將式（a）、（b）代入,得下式：整理得 （1） 做出霧沫夾帶 （二）液泛線（1）精餾段 （*） 近似取 ， 故 (已算出) 故 將為0.45m，為0.05m，及式（c）（d）（e）代入（*）式得：整理得： （2） 提留段 故 (已算出) 故 將為0.45m，為0.04m，及式（c）（d）（e）代入（*）式得：整理得：依表中數(shù)據(jù)做出液泛線（2），如圖4-24中線（2）所示。（三）液相負(fù)荷上限線（3） 取液體在降液管中停留時(shí)間為5s， （四）漏液線（氣相負(fù)荷下限線）

16、（4）(1) 精餾段 v=m。(2) 提留段 v=m。（五）液相負(fù)荷下限線（5） 取平堰、堰上液層高度，作為液相負(fù)荷下限條件，依下式計(jì)算，取，則 整理上式得 （5） 1. 各接管尺寸的確定5.1. 進(jìn)料管進(jìn)料體積流量;取適宜的輸送速度uf=3.0m/s, 故經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(gb8163-87)，規(guī)格：895.5mm 5.2. 釜?dú)堃撼隽瞎芨獨(dú)堃旱捏w積流量：取適宜的輸送速度：uf=3m/s, 則 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：763.5mm 5.3. 回流液管回流液體積流量：利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度ul=0.8m/s那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：1085mm5.4.

17、塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量：取適宜速度uv=20m/s，那么 經(jīng)圓整選取拉制黃銅管，規(guī)格：5405mm 一、 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型1. 冷凝器熱負(fù)荷 按泡點(diǎn)回流設(shè)計(jì)，即飽和蒸汽冷凝且飽和回流，采用30的水作為冷卻劑，逆流操作，則 q=wr1r1=vmvdr1 查液體的汽化潛熱圖，可知塔頂溫度78.21下， 乙醇汽化潛熱：ra=750kj/kg 水的汽化潛熱：rb=1750kj/kgr1=rixi=7500.8646+（1-0.86）175018=34080kj/kmol故q=2085.3734080/3600=1372.15kj/s又由于q=katm則因?yàn)?k=750j/s(m2k)

18、所以 2. 再沸器熱負(fù)荷 采用飽和水蒸氣間接加熱，逆流操作，則 q=wh2r2 查得塔釜溫度96.21下乙醇汽化潛熱ra=775kj/kg 水的汽化潛熱：rb=1800kj/kgr2=rixi=7750.01646+（1-0.016）180018=32452kj/kmol故q=（l-w）mflr=(3039.92-2085.37)32452=8605kj/s又由于q=katm因?yàn)閗=900j/s(m2k)所以 二、 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表浮閥塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值塔徑d/m2.6板間距ht/m0.45板上液層高度hl/m0.07空塔氣速精餾塔u/(ms-1)1.33提餾塔u/(ms-1)1.73溢流堰長(zhǎng)度lw/m1.56溢流堰高度精餾段hw/m0.05提餾段 hw/m0.04降液管截面積af/m20.0292降液管高度wd/m0.286降液管底隙高度精餾段h0/m0.044提餾段 h0/m0.034篩孔數(shù)n/個(gè)22638開(kāi)孔率 %10.08%塔板壓降精餾段 hp/m0.081提餾段hp/m 0.071霧沫夾帶精餾段ev0.026