化工原理課程設(shè)計(jì)

1、 化工原理課程設(shè)計(jì) 乙醇水篩板塔分離設(shè)計(jì) 學(xué) 院 專 業(yè) 班 級 姓 名 學(xué) 號 指導(dǎo)教師 目錄(一) 設(shè)計(jì)方案的確定3(二) 精餾塔的物料衡算32.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)32.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量32.3 物料衡算3(三) 塔板數(shù)的確定43.1 理論塔板數(shù)NT的求取43.1.1乙醇與水的平均相對揮發(fā)度的計(jì)算43.1.2最小回流比及操作回流比計(jì)算43.1.3求精餾塔的氣、液相負(fù)荷43.1.4 逐板法求塔板數(shù)43. .2 實(shí)際板層數(shù)的求取5（四） 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算54.1操作壓力的計(jì)算54.2 操作溫度計(jì)算64.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算64.4

2、平均密度計(jì)算74.5 液體片平均表面張力計(jì)算84.6 液體平均黏度的計(jì)算8（五） 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算95.1塔徑的計(jì)算95.2 精餾塔有效高度的計(jì)算10(六)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算106.1 溢流裝置計(jì)算106.1.1 堰長 lw106.1.2溢流堰高度 hw106.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af106.1.4 降液管底隙高度 h0116.2 塔板布置116.2.1 塔板的分塊116.2.2 邊緣區(qū)寬度確定116.2.3 開孔區(qū)面積的計(jì)算116.2.4 篩孔計(jì)算及其排列12(七) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算127.1 塔板壓降127.1.1 干板阻力 hc 計(jì)算127.1.2 氣體通過液層

3、的阻力 h1 計(jì)算127.1.3 液體表面張力阻力 h計(jì)算127.2 液面落差137.3 液沫夾帶137.4 漏液137.5 液泛13（八）塔板負(fù)荷性能圖148.1 漏液線148.2 液沫夾帶線148.3 液相負(fù)荷下限線158.4 液相負(fù)荷上限線158.5 液泛線15（九）精餾塔接管尺寸計(jì)算179.1 塔頂蒸汽出口管徑計(jì)算179.2 回流液管徑計(jì)算179.3加料管徑計(jì)算179.4 塔底釜液出口17(十)所設(shè)計(jì)篩板塔的主要結(jié)果匯總?cè)缦卤?7（十一） 設(shè)計(jì)過程的評述和討論18(1) 設(shè)計(jì)方案的確定 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇水的混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料

4、液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器全凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬于分離體系，操作回流取最小回流的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。(2) 精餾塔的物料衡算 2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 乙醇的摩爾質(zhì)量 M乙醇=46kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量 M水=18kg/kmol XF=0.170 XD=0.82 XW=0.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=XF46+(1-XF)18=0.1746+(1-0.17)18=22.76kg/kmol MD=XD46+(1-XD)1

5、8=0.8246+(1-0.82)18=40.96kg/kmol MX=XW46+(1-XW)18=0.46+(1-0.)18=18.02kg/kmol2.3 物料衡算 原料處理量 F=（6500100030024）/22.76=39.67kmol/h 總物料衡算 F=D+W 乙醇物料衡算 FXF=DXD+WXW 聯(lián)立兩式得 D=8.19kmol/h W=31.48kmol/h(3) 塔板數(shù)的確定3.1 理論塔板數(shù)NT的求取3.1.1乙醇與水的平均相對揮發(fā)度的計(jì)算 已知乙醇的沸點(diǎn)為78.3C，水的沸點(diǎn)為100C 查閱數(shù)據(jù)得到當(dāng)溫度為78.3C時(shí)，乙醇飽和蒸汽壓P乙醇=101.33kpa 水的飽

6、和蒸汽壓 P水=44.2kpa 乙醇與水的相對揮發(fā)度1=2.92 當(dāng)溫度為100C時(shí)，乙醇飽和蒸汽壓P乙醇=226.16kpa 水的飽和蒸汽壓 P水=101.32kpa 乙醇與水的相對揮發(fā)度2=2.32 平均揮發(fā)度=2.30 3.1.2最小回流比及操作回流比計(jì)算 因?yàn)檫M(jìn)料方式為泡點(diǎn)進(jìn)料，故q=1，Xq=XF Rmin=- Rmin=-=3.27 R=1.53.27=4.913.1.3求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 L=RD=4.918.19=40.21 V=(R+1)D=(4.91+1)8.19=48.40 L=L+F=40.21+39.67=79.88 V=V=48.403.1.4 逐板法求塔板數(shù)

7、因XF=0.170 XD=0.82 XW=0. q=1 R=4.91 =2.30 則相平衡方程 x= 精餾段操作線方程 y=xxD=0.831x0.139 提餾段操作線方程 y=x-xw=1.661x-0. 聯(lián)立以上兩個(gè)操作線方程得兩式交點(diǎn)橫坐標(biāo)XF=0.1681 理論板數(shù)計(jì)算：先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程計(jì)算如下 y1=xD=0.82x1=0.66 y2=0.6875x2=0.4889 y3=0.5453x3=30.3427 y4=0.4238x4=0.2423 y5=0.3404x5=0.1833 y6=0.2913x6=0.1516 XF=0.1681 第6板為加料板 以下交替

8、使用提餾段操作線方程與相平衡方程計(jì)算 x6=0.1516 y7=0.2496x7=0.1263 y8=0.2079x8=0.1024 y9=0.1685x9=0.0.08097 y10=0.1331x10=0.06258 y11=0.1027x11=0.04740 y12=0.0777x12=0.03533 y13=0.05779x13=0.02597 y14=0.04234x14=0.01886 y15=0.03061x15=0.01354 y16=0.02183x16=0. y17=0.01535x17=0. y18=0.01059x18=0. y19=0.x19=0. y20=0.x20

9、=0. y21=0.x21=0. y22=0.x22=0. 5s 同理，提餾段的為 =31.82s 5s 故降液管設(shè)計(jì)合理6.1.4 降液管底隙高度 h0 h0=,取u。=0.08m/s 則 h0= hw-h0=0.04421-0.0101=0.03411m 大于0.006m 同理，提餾段h0=0. hw-h0=0.04565-0.=0.03906m 大于0.006m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理6.2 塔板布置6.2.1 塔板的分塊 因D小于800mm，故塔板采用整塊式6.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 取Ws=Ws=0.065m, Wc=0.03m6.2.3 開孔區(qū)面積的計(jì)算 Aa=2(x+sin-1

10、) 其中 x=D/2-(Wd-Ws)=0.6/2-(0.096-0.065)=0.269m r=D/2-Wc=0.6/2-0.030=0.270m 同理，提餾段的為x=0.269m,r=0.270m 故 Aa=2sin-1)=0.1230 同理，提餾段的為Aa =0.12306.2.4 篩孔計(jì)算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用=3碳鋼板，取篩孔直徑d0=5篩孔按正三角形排列，取空中心距t 為 t=3t0=35=15 篩孔數(shù)目n為 n=631.4同理，提餾段的為 n=631.4開孔率為=0.907()2=0.9072=10.1%同理，提餾段的為=10.1%氣體通過閥孔的氣速為u0=同理，

11、提餾段的為 u0=32.56m/s(7) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算7.1 塔板壓降7.1.1 干板阻力 hc 計(jì)算 干板阻力 hc=0.051()() 由d0/=5/3=1.67,查閱干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.772 故hc=0.051()2()=0.1177m液柱 同理，提餾段的為 hc=0.07830m液柱7.1.2 氣體通過液層的阻力 h1 計(jì)算 氣體通過液層的阻力： h1=hL ua=1.535m/s F0=1.535=1.6501/2(sm1/2) 同理，提餾段的為 ua=1.581m/s F0=1.4271/2(sm1/2) 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得=0.58 =0.60 故 h1=h

12、L=0.85(0.04421+0.)=0.029m 同理， h1=0.030m7.1.3 液體表面張力阻力 h計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力： h=0.m 同理，提餾段的為 h=0.m 氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即 hp=hc+h1+h hp=0.1177+0.029+0.=0.1503m 同理，提餾段的為 hp=0.1131m 氣體通過每層塔板的壓降為 p=hpL1g=0.1503835.429.81=1231.8pa 同理，提餾段的為 p=1047.7pa 由于計(jì)算結(jié)果均小于0.7kpa，均為設(shè)計(jì)允許值7.2 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，故可忽略液面落差的影響7.3

13、液沫夾帶液沫夾帶量由公式計(jì)算，即 Ev=5.710-6ua/(HT-hf)3.2 /m Hf=2.5hL=2.50.05=0.125m 故 eV=3.2=0.0012液/氣同理，提餾段的為 eV=0.液/氣由于計(jì)算結(jié)果均小于0.1液/氣，故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)7.4 漏液對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速： u0，min=4.4C0 =4.400.772=8.437m/s 實(shí)際孔速u0=31.61 同理，提餾段的為u0，min=9.848m/s,u0=32.56m/s 穩(wěn)定系數(shù)K=3.747，K=3.306 由于穩(wěn)定系數(shù)均大于1.5，故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液7.5 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管

14、內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下面關(guān)系式，即 Hd=(HT-hw) 乙醇水系屬于一般物系，取=0.5 (HT-hw)=0.5(0.45+0.4421)=0.2471 同理，提餾段的為 (HT-hw)=0.1978 而 Hd=hp+hL+hd 板上不設(shè)進(jìn)口堰，故 hd=0.153(u0)2=0.0153(0.09)2=0.001m液柱 Hd=0.150.+0.05+0.001=0.2013m液柱 (HT-hw) 同理，提餾段的為 hd=0.1641m液柱 (HT-hw) 故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象（八）塔板負(fù)荷性能圖 8.1 漏液線 由 u0，min=4.4C0，u0，min=，hL=hw+how how

15、=2/3 得 Vs,min=4.4C0V0 =4.4C0V0 故 Vs,min=0.0422 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值 表8-1 漏液線計(jì)算結(jié)果 Ls/(m3/s) 0.005 0.010 0.015 0.020Vs/(m3/s) 0.0122 0.0129 0.0135 0.014 由上表可以畫出漏液線18.2 液沫夾帶線 以ev=0.1液/氣為限，求VsLs關(guān)系如下： 由 ev=5.710(-6)(ua/(HT-hf)3.2/L ua= 同理，提餾段的為ua=3.9Vs hf=2.5hL=2.5(hw+how) hw=0.045 how=12/3=1.549Ls2/

16、3 同理，提餾段 hw=0.045 how=1.549Ls2/3 故 hf=2.5hL=2.5(0.045+1.549Ls2/3)=0.1125+3.873Ls2/3 HT-hf=0.45-0.1125-3.873Ls2/3=0.3375-3.873Ls2/3 同理，提餾段的為 HT-hf=0.285-3.873Ls2/3 eV=3.2=0.1 整理得 Vs=0.7769-8.916Ls2/3 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算，計(jì)算結(jié)果如下 表82 液沫夾帶線計(jì)算結(jié)果Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.00.45Vs/(m3/s)0.71340.66000.59140

17、.5327 由上表可以畫出液沫夾帶線28.3 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，得 How=)2/3取 E=1，則 Ls,min=2/3=0.m2/s同理，提餾段的為 Ls,min=0.m2/s 據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線38.4 液相負(fù)荷上限線 以=4s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，得 =4 故 Ls,min=0.m3/s 同理，提餾段的為 Ls,min=0.m3/s 據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線48.5 液泛線 令 Hd=（HT-hw）由 Hd=hp+hL+hd ; hp=hc+hl+h ; h1=hL

18、 ; hL=hw+how聯(lián)立得 HT+(-1)hw=(+1)how+hc+hl+h忽略h，將Ls、hc與Vs得關(guān)系式代入上式，并整理得aVs2=b-cLs2-dLs2/3式中 a= b=HT+(-1)hw c=0.153/(lwh0)2 d=2.840.001E(1+)()2/3將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 a=0.1445 b=0.50.45+(0.5-0.58-1)0.04421=0.2202 c=0.153/(0.426h0)=577.46 d=2.840.0011(1+0.58)()2/3=1.862故 Vs2=1.524-3996.26Ls2-12.89Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上

19、式計(jì)算，結(jié)果如下 表 83 Ls Vs值Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.00.45Vs/(m3/s)1.4311.3461.2201.092 由上式數(shù)據(jù)即可做出液泛線5 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所示 在負(fù)荷性能圖上，做出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查的 Vs,max=1.201m3/s Vs,min=0.187m3/s 故操作彈性為 =1.201/0.187=6.422（九）精餾塔接管尺寸計(jì)算 9.1 塔頂蒸汽出口管徑計(jì)算精餾段的氣相體積流速為Vs=0.3927m3/s,在常壓

20、操作，故取流速為u=10m/s。由公式d=得： d=0.224m按標(biāo)準(zhǔn)管徑圓整后為：d=250mm9.2 回流液管徑計(jì)算精餾段的液相流速為 Ls=0.m3/s,在常壓操作，故取流速為u=0.5m/s。 d=得： d=0.0296m按標(biāo)準(zhǔn)管徑圓整后為：d=30mm9.3加料管徑計(jì)算 由前面計(jì)算得Ls=0.m3/s d=得： d=0.0120mm按標(biāo)準(zhǔn)管徑圓整后為：d=15mm9.4 塔底釜液出口 由前面計(jì)算得 Vs=0.4045m3/s d=得： d=0.179m 按標(biāo)準(zhǔn)管徑圓整后為：d=180mm(十)所設(shè)計(jì)篩板塔的主要結(jié)果匯總?cè)缦卤硇蛱?項(xiàng)目 數(shù)值 1 平均溫度tm,oC 82.79 2 平均壓力Pm，kpa 113.7 3 氣相流量Vs，（m3/s） 0.3927 4 液相流量Vs，（m3/s） 0. 5 實(shí)際塔板數(shù) 43 6 有效高度Z，m 16.1 7 踏徑，m 0.6 8 板間距，m 0.45 9 溢流形式 雙溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰長，m 0.426 12 堰高，m 0.0442113 板上液層高度，m 0.00514 堰上液層高度