化工原理課程設(shè)計(jì)模板施

1、徐対1 程f院化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇-水填料式精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)生姓名徐程學(xué)院名稱化學(xué)化工學(xué)院學(xué)號(hào)20131301218班級13級2班專業(yè)名稱應(yīng)用化學(xué)指導(dǎo)教師王菊2016 年5月20日摘要填料式精餾塔是化工生產(chǎn)的重要化工設(shè)備。精餾塔不僅對產(chǎn)品本身，而且還對產(chǎn)品產(chǎn) 量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額， 以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各方面都有重大影響。 因此， 掌握精餾塔的基本設(shè)計(jì)對化工專業(yè)學(xué)生十分重要的。本課程設(shè)計(jì)是關(guān)于乙醇 - 水的填料式 精餾塔的設(shè)計(jì)，通過對填料式精餾塔的設(shè)計(jì)，熟練掌握以及運(yùn)用所學(xué)知識(shí)并投入到實(shí)際生 產(chǎn)當(dāng)中去。關(guān)鍵詞 乙醇；水；填料式精餾塔；化工生產(chǎn)；摘要1.第一部分 概述3.1.1 概述3.

2、1.2文獻(xiàn)綜述3.填料類型3.填料塔4.填料選擇4.1.3設(shè)計(jì)任務(wù)書4.設(shè)計(jì)題目4.設(shè)計(jì)條件 4.設(shè)計(jì)任務(wù) 5.1.4設(shè)計(jì)思路 5.第二部分 工藝計(jì)算 5.2.1平均相對揮發(fā)度的計(jì)算6.2.2繪希9 t-x-y圖及x-y圖6.2.3全塔物料衡算 7.進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 7平均摩爾質(zhì)量.8.全塔物料衡算： &2.4最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定 8最小回流比8.確定最適操作回流比 R9.2.5熱量衡算9.2.6求理論板數(shù)及加料10精餾段和提餾段操作線方程的確定 1.0理論板數(shù)及加料板位置.1.12.7填料高度計(jì)算.1.13.8精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算12流量和物性參數(shù)的

3、計(jì)算 1.2塔板效率14第三部分塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)143.1氣液體積流量 15精餾段的氣液體積流量 15提餾段的氣液體積流量163.2塔徑計(jì)算16321塔徑初步估算 1.7第四部分換熱器 184.1換熱器的初步選型 1.8塔頂冷凝器.18塔底再沸器.184.2塔頂冷凝器的設(shè)計(jì) 1.8第五部分精餾塔工藝條件205.1塔內(nèi)其他構(gòu)件205.1.1. 塔頂蒸汽管 205.1.2. 回流管20進(jìn)料管20塔釜出料管21除沫器21液體分布器 21液體再分布器 22填料支撐板的選擇 22塔釜設(shè)計(jì)23塔的頂部空間高度 23手孔的設(shè)計(jì) 23裙座的設(shè)計(jì) 235.2精餾塔配管尺寸的計(jì)算24塔頂汽相管徑dp24回流液管徑dR

4、24力卩料管徑dF24釜液排出管徑dw24再沸器返塔蒸汽管徑 dv'256.3精餾塔工藝尺寸25第六部分結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)結(jié)果26總結(jié)27.參考文獻(xiàn)27附錄28.第一部分概述1.1概述乙醇可用來制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取染料、涂料、洗 滌劑等產(chǎn)品的原料，所以乙醇是一種重要的化工原料。如今能源消耗有枯竭的趨勢，作為 一種可再生的能源，乙醇燃料成為未來代替?zhèn)鹘y(tǒng)化石燃料的重要能源之一。國內(nèi)乙醇生產(chǎn)方法主要有發(fā)酵法、乙烯水化法、合成氣經(jīng)醋酸制乙醇、合成氣直接制 乙醇等，國外乙醇生產(chǎn)方法主要有滲透蒸發(fā)技術(shù)、新型耦合分離技術(shù)、滲透氣化膜分離技 術(shù)、PVA膜滲透汽化等。塔設(shè)備作為工業(yè)生

5、產(chǎn)上最重要的設(shè)備之一，在工業(yè)生產(chǎn)乙醇的分 離中起重要作用。在塔設(shè)備中常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。乙醇-水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是十分重要的化工原料之一。長期以來乙醇-水溶液通常都是通過蒸餾法生產(chǎn)，但由于乙醇-水的共沸現(xiàn)象，普通的精餾方法對于高純度的乙醇來說產(chǎn) 量不好，所以設(shè)計(jì)研究和改進(jìn)精餾設(shè)備是十分重要的。本課程設(shè)計(jì)主要是采用填料精餾塔 對乙醇-水溶液進(jìn)行分離。塔設(shè)備在經(jīng)過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，以滿足各方面的特殊需要。在乙 醇的工業(yè)生產(chǎn)中，主要是通過精餾塔將產(chǎn)物乙醇與水分離，制取高純度的乙醇。按塔的內(nèi) 件結(jié)構(gòu)的不同可以分為板式塔和填料塔兩大類。填料塔是以塔內(nèi)的填料

6、作為氣液兩相間接觸構(gòu)件的傳質(zhì)設(shè)備。填料塔的底部安裝填料 支撐板，填料隨意亂堆或整砌的方式放置在支撐板上。填料上方安裝有填料壓板，以防填 料被上升氣流吹動(dòng)。填料塔塔內(nèi)填充適當(dāng)高度的填料，以增加兩種流體間的接觸表面。液 體沿填料表面呈膜狀向下流動(dòng)，作為連續(xù)相的氣體則自下而上地流動(dòng)，與液體逆流傳質(zhì)。 兩相的組分濃度沿塔高呈連續(xù)變化。作為產(chǎn)物分離中的最重要的設(shè)備之一的塔設(shè)備，隨著塔設(shè)備技術(shù)的發(fā)展，國內(nèi)外制定 了多種企業(yè)接觸的元件，從而改善塔設(shè)備質(zhì)量，縮短塔設(shè)備的制造、安裝周期，以此來減 少設(shè)備的投資費(fèi)用。1.2文獻(xiàn)綜述填料類型氣-液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采

7、用填料塔，板式塔的設(shè)計(jì)將在其他分冊中作詳細(xì)介紹，故本書將只介紹填料塔。新型高效規(guī)整填料的不斷開發(fā)與應(yīng)用，沖擊了蒸餾設(shè)備以板式塔為主的局面，且大有 取代板式塔的趨勢。最大直徑規(guī)整填料塔已達(dá)1420m結(jié)束了填料塔只適用于小直徑塔的歷史。這標(biāo)志著填料塔的塔填料、塔內(nèi)件及填料塔本身的綜合設(shè)計(jì)技術(shù)進(jìn)入了一個(gè)新階 段?？v觀填料塔的發(fā)展，新型填料的研究始終十分活躍，尤其是新型規(guī)整填料不斷涌現(xiàn)。 如今，填料主要分為散堆填料、規(guī)整填料和毛細(xì)管填料。122填料塔填料塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降 小，持液量小操作彈性大等。填料塔的缺點(diǎn)是填料造價(jià)高；當(dāng)液體負(fù)荷較小時(shí)不能有效地

8、潤濕填料的表面，使傳質(zhì) 效率下降；不能直接用于有懸浮物或容易聚合的物料；對側(cè)線進(jìn)料和出料等復(fù)雜蒸餾不太 適合等。填料選擇拉西環(huán)是最古老、最典型的一種填料，由于它結(jié)構(gòu)簡單，制造容易，價(jià)格低廉， 性能指數(shù)較為齊全以及機(jī)械強(qiáng)度高，因此長久以來，盡管它存在嚴(yán)重缺點(diǎn)，但是仍受到廠 家的歡迎，沿用至今。拉西環(huán)的缺點(diǎn)是結(jié)構(gòu)不常開，有效空隙率比實(shí)際空隙率小得多，所 以壓力降比較大。拉西環(huán)在塔內(nèi)的填料方式有兩種：亂堆和整砌。亂堆裝卸比較方便，但 是壓力降比較大，一般直徑在 50mm以下的拉西環(huán)用亂堆填料，直徑在 50mm以上的拉西 環(huán)用整砌填料。當(dāng)填料的名義尺寸小于 20mm時(shí)，各本身的填料分離效率都明顯下降。

9、因 此，25mm的填料可以認(rèn)為是工業(yè)填料中選用比較合理的填料。本次設(shè)計(jì)采用的為金屬拉 西環(huán) 25mrK 25mrK 0.8mm。表1金屬拉西環(huán) 25mrt 25mM 0.8mm參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)公稱直徑D=25mm比表面積cr =220m/m外徑d=25mm空隙率e =95%高度h=25mm堆積個(gè)數(shù)N=55000 個(gè) /m壁厚 =0.8mm堆積密度p =640kg/m干填料因子a/ e =257/m等板高度H=0.46m濕填料因子=390/m平均壓降 p=0.5kPa/m1.3設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目乙醇-水填料式精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)條件 常壓p=1atm （絕壓）。 原料來自粗餾塔，為9596C飽和蒸

10、汽，由于沿程熱損失，進(jìn)精餾塔時(shí)，原料溫度約為90 r 塔頂濃度為含乙醇92.41% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的乙醇，產(chǎn)量為25噸/天;0.3% （質(zhì)量分 塔釜采用飽和蒸汽直接加熱，從塔釜出來的殘液中乙醇濃度要求不大于 數(shù)）； 塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，回流比 R=1.12.0Rmi n； 廠址：徐州地區(qū)設(shè)計(jì)任務(wù)1、完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，包括輔助設(shè)備及進(jìn)出口管路的計(jì)算和選型；2、畫出帶控制點(diǎn)工藝流程圖、xy相平衡圖、塔板負(fù)荷性能圖、塔板布置圖、精餾塔工藝 條件圖；3、寫出該精餾塔的設(shè)計(jì)說明書，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)評價(jià)。1.4設(shè)計(jì)思路乙醇-水溶液通過離心泵進(jìn)入再沸器中， 經(jīng)過加熱接近或達(dá)到泡點(diǎn)后，從底部進(jìn)

11、入填料 式精餾塔中，在填料上易揮發(fā)組分乙醇進(jìn)入氣相，而難揮發(fā)組分水進(jìn)入液相。易揮發(fā)組分 乙醇通過塔頂管道進(jìn)入冷凝器中，在冷凝器中由于溫度降低乙醇冷凝，為了保證塔頂濃度 為含乙醇92.41% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)），將冷凝器中的溶液重新回到填料式精餾塔中，重新蒸餾。 精餾塔底部的液體回到再沸器中重新加熱至泡點(diǎn)溫度。經(jīng)過重復(fù)多次精餾，在冷凝其中可 以得到高純度的乙醇，然后將乙醇通入儲(chǔ)罐中。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。乙醇一水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物q=1送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部 分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品

12、冷卻器冷卻后，送至儲(chǔ)罐，塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)5乙醇水溶液品冷卻后，送入貯罐（附流程圖）1離心泵2再沸器3填料式精餾塔4冷凝器5儲(chǔ)罐圖1流程示意圖第二部分工藝計(jì)算2.1平均相對揮發(fā)度的計(jì)算由相平衡方程xy(1-1)1(1)x得：y(x 1)(1-2)x(y 1)查閱相關(guān)資料，常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表表2常溫常壓下乙醇-水的平衡數(shù)據(jù)x0.1800.2000.2500.3000.3500.400y0.5100.5250.5510.5750.5950.610x0.4500.5000.5500.6000.6500.700y0.6350.6570.6780.6900.7250.755由道

13、爾頓分壓定律PPyVAiPa Xa（1-3）iyVbPb XbyA yy (1yA)得（1-4）Xa XbXa (1Xa)將上表數(shù)據(jù)代入得:序號(hào)12345a3.68153.15692.72542.35012.1263序號(hào)678910a1.91551.72281.54081.41961.3207則10廠123-.103.042.2繪制t-x-y圖及x-y圖表3乙醇一水系統(tǒng)tx y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/c乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/c乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2

14、299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.41

15、89.41根據(jù)上面表中的數(shù)據(jù)繪制乙醇-水的t-x-y相圖，如下:有圖可知：tF 84C, tD 79C,打 100C精餾段平均溫度：tm= (tF+tD)12= (84+79) /2=81 5C提餾段平均溫度：tm= (tF+tw)/2=(84+100)/2=92C2.3全塔物料衡算查閱相關(guān)文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性參數(shù)表4乙醇-水物性參數(shù)項(xiàng)目數(shù)值天處理原料能力F=30t/ 天質(zhì)量分?jǐn)?shù)3 F=0.323 D=0.9241co W=0.003分子量M 乙醇=46.07kg/kmol M 水=18.01kg/kmol進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)F：進(jìn)料量（kmol/h）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h）

16、W :塔底殘液流量（kmol/h）XF :原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)。下同）XD :塔頂組成XW :塔底組成根據(jù)公式：nAWa兀WaWbM a Mb(1-5)原料液乙醇的摩爾組成0. 32 / 46. 07 = 0. 32 / 46. 070. 68 / 18. 010.1553塔頂產(chǎn)品乙醇的摩爾組成0.9241/ 46.07門 cc一x =0.82640.9241/ 46.070.0759 /18.01塔底殘夜乙醇的摩爾組成0.003/46.07xw0.0011750.003/46.070.997 /18.01232平均摩爾質(zhì)量根據(jù)公式可得：MXaMa (1 Xa)Mb原料液的平均摩爾質(zhì)量：M F

17、0.1553 46.071 0.155318.01 22.37kg/kmol餾出液的平均摩爾質(zhì)量：M 0.8264 46.07(1 0.8264) 18.0141.199kg /kmol塔釜?dú)堃旱钠骄柫浚篗W 0.001175 46.07(1 0.001175) 18.0118.043kg / kmol(1-6)全塔物料衡算：進(jìn)料量：30000 0.3230000 0.68F =30 噸/天=46.0718.012455.878kmol/h全塔物料衡算式：f=d+w錯(cuò)誤！未找到引用源。解之得：D=10.436 kmol/h ，W=45.442kmol/h表5物料衡算表項(xiàng)目數(shù)值進(jìn)料流量F，k

18、mol/h55.878塔頂產(chǎn)品流量 D， kmol/h10.436塔釜?dú)堃毫髁?W，kmol/h45.442進(jìn)料組成，xF（摩爾分?jǐn)?shù)）0.1553塔頂產(chǎn)品組成，xD（摩爾分?jǐn)?shù)）0.8264塔釜?dú)堃航M成，xW（摩爾分?jǐn)?shù)）0.0011752.4最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定最小回流比x3.04x3.04x平衡線方程1 (1)x1 (3.04 1)x12.04xxF 0.1553因?yàn)閝 1xD 0.8264Xv 0.001175所以XqxF0.1553相平衡方程:yq0.359Yq最小回流比：XdYqYqXq°.8264 °.3592.2950.359 0.1553泡點(diǎn)進(jìn)料：

19、確定最適操作回流比3.443因?yàn)?R 1.1 2.0 Rm所以取 R 1.5Rmin 1.5 2.2952.5熱量衡算已求得：tD 78 CtW 100Ct2 =92 CtF 80°Ct1 =81.5CtD 溫度下:Cp1 =139.36 kJ/(kmol K) C pD C p1 ?Xd Cp2 1 XdCp2 =75.59 kJ/(kmol K) (1-0.8264)Cp2 =76.04 kJ/(kmol K) xw=139.36 0.8264+75.59=126.63 kJ/(kmol K) tCtw 溫度下： p1=152.22kJ/(kmol K)C pwCp1 ? XwC

20、p2 1=152.22 0.001175+76.04 (1-0.001175) =76.13 kJ/(kmol K) tD 溫度下：1=84.15kJ/kg;2=2315.7kJ/kg;1 ? xD2 1 xD=84.15 0.8264+(1-0.8264) 2315.7 =417.55 kJ/kg(1) 0C時(shí)塔頂氣體上升的焓Qv塔頂以0C為基準(zhǔn)，QVV?CpD?tD V ? ?Md=46.367 126.63 78+46.367 417.55 41.20=1255627.63 kJ/h(2)回流液的焓QrtD 78C溫度下 C p1 =139.36 kJ/(kmol K) p2 =75.5

21、9 kJ/(kmol K) C pD C p1 ? Xd C p2 1 Xd=139.36 0.8264+75.59 (1-0.8264)_=128.29 kJ/(kmol K) Qr L?Cp?tD=91.809 137.67 78=985868.91 kJ/h(3)塔頂餾出液的焓Qd 因餾出口與回流口組成一樣，所以Qd(4)QcD?Cp?tD =10.436 137.67 78=112064.48 kJ/h冷凝器消耗的焓QcQv Qr Qd =1255627.63-985868.91-112064.48=157694.24 kJ/h 進(jìn)料口的焓QfC p1(5)tF 溫度下：2p1=152

22、.22kJ/(kmol K);C p C p1 ? XFCp2 1 XF=152.22 0.1553+76.04(1-0.1553)=87.87所以 Qff ?Cp?tF =55.878 87.87(6)塔底殘液的焓QwQw W ? C p ? tw=45.442 87.87 100 =399298.85kJ/(kmol K)-(7)再沸器Qb塔釜熱損失為10%，則Cp2 =76.04kJ/(kmol K)；80=392799.99kJ/(kmol K) 設(shè)再沸器損失能量加熱器的實(shí)際熱負(fù)荷0.9Qb Qc Qw Qdn =0.9 Q 損 0.1QbQb Q f QcQwQ 損QdQf=1576

23、94.24+399298.85+112064.48-392799.99=276257.58kJ/h2.6求理論板數(shù)及加料精餾段和提餾段操作線方程的確定精餾段：LRD3.443 10.436 35.931kmol/hV R1 D3.443 110.43646.367kmol/hRXdyn 1XnR1R 1精餾段操作線方程：yn 10.7749 Xn0.186提餾段：L LqF35.931 155.87891.809kmol /hV Vq 1F 35.93111 F 46.367kmol/hLWym 1XmXwVV提餾段操作線方程:ym 11.98Xm 0.001152(1262理論板數(shù)及加料板位

24、置精餾段：X由平衡線方程的：已知 y1=xD=0.8264y3.04 2.04 y 與 yn 10.7913X.0.172聯(lián)立丄0.6103x1 = 3.04 2.04 %依次類推，可得:y20.7749x10.1860.6589X10.6103y10.6549X20.2301y20.4761X30.1528y30.3541X40.1199y40.2929X50.1070y50.2669X60.1020y60.2567由于 X3=0.1528>xf=0.1434x4=0.1199<xq=0.1434所以在第3和第4塊塔板之間進(jìn)料 提餾段y由平衡線方程的:3.04 2.04 y 與

25、ym1 2.0% 0.001677 聯(lián)立y 2.01X5 0.001677 2.01 0.1070 0.001677 0.2134依次類推:X6y60.08193.04 2.04 y6X6=0.1013y6=0.2553X7=0.07572y7=0.1994X8=0.05651y8=0.1488X9=0.03922y9=0.1104X10=0.02653y10=0.07650X11=0.01750y11=0.05138X12=0.01127y12=0.03350X13=0.007061y13=0.02116X14=0.004257y14=0.01283X15=0.002405y15=0.007

26、277X16=0.001190y16=0.003610X17=0.0003964y17=0.0012044塊,由于 X17=0.0003964<xw=0.001175綜上總共有17塊塔板，其中精餾段塔板數(shù)為 料板。提餾段為12塊塔板,5塊塔板為進(jìn)2.7填料高度計(jì)算由于采用的是25mm鋼制拉西環(huán)，所以壓力降取 填料塔總板數(shù)N=17 P=0.5KPa/m等板高度 HEPT=0.46m。所以，填料總高度為精餾段填料高度為Z HEPTN10.46177.82m提餾段填料塔高度為乙40.461.84m壓力降計(jì)算 精餾塔的總壓降Z2Z乙7.821.845.98m精餾段的壓降PALLZP7.820.5

27、3.91KPa提餾段的壓降PjING乙P1.840.50.92 KPaPtiZ2P5.980.52.99KPa由于是采用的常壓操作，所以頂部壓強(qiáng)為常壓，即PD 101.3KPa進(jìn)料口處壓強(qiáng)為PfPdPJING101.30.92102.22KPa塔底的壓強(qiáng)為RvPdFll101.33.91105.21KPa3.8精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算流量和物性參數(shù)的計(jì)算水 / g ?ml表6乙醇-水在不同溫度下的密度乙醇/ g ? mlt°=790.7330.971tw =1000.7030.958t F =840.7370.969塔頂條件下的流量和物性參數(shù)M D1L1M 1xDXDxd =46.0

28、7 &8264+18.02 (*0.8264)=41.20kg/kmol0. 826410. 95=1.179mL/g0. 7330. 971L1 =0.8482g/mL=848.2 kg/m3V1PMdRT101. 325 仏20=1.426 kg/m38. 314273. 1579V1 M d ?V=41.20 46.367=1910.32kg/hL1Md?L 41.20 91.809=3782.53kg/h進(jìn)料條件下的流量和物性參數(shù)M F M,Xf M2 1 Xf =46.07 J0.1553+18.02 (*0.1553)=22.38kg/kmolV21pMF-RT101. 3

29、2522. 38=0.7723 kg/rni8. 314273. 1580XF 1 XFL20. 15530. 70310. 15530. 958=1.1026mL/gL2=0.90695g/mL=906.95 kg/m3V'V2Mf ?V =22.38 46.367=1037.69kg/h精餾段：L2Mf ? L 22. 38 35. 931=804.14kg/h提餾段：L2Mf ? L'22. 38 91.809=2054.69kg/h塔底條件下的流量和物性參數(shù)V3pMwRTM21 Xw =46.07 0.001175+18.02 (0.001175)=18.05 kg/k

30、mol101. 32518. 058. 314273. 15=0.5895 kg/m3100XwXw0. 001175L30. 70310. 0011750.958=1.0443mL/gL3=0.99572g/mL=995.72 kg/m3IIV3 Mw?V =18.13 46.367=840.63kg/hL3Mw ? l'18.13 91. 809=1664.50kg/h精餾段的流量和物性參數(shù)1.4260. 77233=1.0992 kg/m3V1V22L12V1V22L1L22L22848. 2906. 95 =877.58 kg/m32191°.321037.69=14

31、74.01kg/h23782. 53804.14 =2293.34kg/h提餾段的流量和物性參數(shù)0. 77230. 58953=0.6809 kg/m3V2V32L22L32906.952995.72=951.34 kg/m3仮7.6： 840.63=939.拠巾2054.69一1664. 50 =1859.60kg/h6.體積流量塔頂:進(jìn)料:Va3V11910.32v11.426 3600V21037.69v20.7723 3600V3840.63Va20.5895 3600v3Vai0.3721m3/s30.3732m3/sVa20.3961m3/s塔底:精餾段:Va20.3721-320

32、.3727m3/s2提餾段:VaVa2 Va3°.3732 °.39610.3847 m3/s塔板效率LDLW2由于 3.040. 4210. 3530. 387 mPa-s全塔效率EtO.490.2450.490.2453.04 0.387=0 471表7不同溫度下乙醇-水黏度（mPas）溫度c20406080100錯(cuò)誤！未找到引用源。乙醇1.150.8140.6010.4950.361水1.0050.6560.46880.35650.2838全塔的平均溫度：f tDt W78100 =89 c2289800.495乙醇:100800.361 0.495錯(cuò)誤!未找到引用源

33、。乙醇=0.435 mPas89800.3565水：10080O.2838 0.3565水=0.353 mPas因?yàn)長Xi Li所以,LD0. 82640. 43510.82640. 3530. 421 mPasLW0. 0011750. 43510.0011750.3530. 353 mPasF0. 15530.43510.15530. 3530. 366 mPas全塔液體平均黏度:實(shí)際塔板數(shù)：NpNtEt17=36塊（不含塔釜）0.471第三部分塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)3.1氣液體積流量精餾段的氣液體積流量MXaM a (1 Xa)Mb由圖2乙醇-水相圖可知，td=78C （塔頂?shù)谝粔K板）tf=80

34、C （加料版）tw=100 C （塔底）xF=0.1553, xD=0.8264 由相圖查得 yF=0.4821, yD=0.8301,由公式可得MVF= 22.36kg/mol，MVF=53.29kg/mol精餾段的平均溫度：td tftm 86.8 C提餾段的平均溫度：t96.8 Cm2表8精餾段溶液參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)位置進(jìn)料板塔頂?shù)趬K板摩爾分?jǐn)?shù)xf=0.1553xd=0.8264yF=0.4821yD=0.8301摩爾質(zhì)量kg/molMf=22.37M d=41.199Mvf=22.36M vd =53.29溫度/C8078液相平均摩爾質(zhì)量：M M F MD /222.37 41.199 /2

35、31.785kg/mol液相平均溫度：tm (tF tD)/2(80 78)/279 C表9乙醇和水的密度溫度（C）2030405060708090100110乙醇的密度（kg/m3）795785777765755746735730716703水的密度（kg/m3）998.2995.7992.2998.1983.2977.8971.8965.3958.4951在平均溫度為79 C時(shí)用內(nèi)插法求得：水的密度 水972kg / m3乙醇的密度 乙醇 736kg / *液相平均密度為精餾段的液相負(fù)荷L RD 3.443 10.436 35.93kmol/hLn -LM35.9331.7853 一1.4

36、28m /hlm800PVnRTmRTPMmRTPRT由MVPM1x'lm1-x'lm所以:RTlm乙醇水其中,平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)x'lm(0.40.94)/20.67(1-14)10.6710.670.00125則：lm 735.110971.179所以3lm 800kg / m精餾段塔頂壓強(qiáng)PD4 101.3 105.3KPa若取單板壓降為0.7KPa貝U：進(jìn)料板壓強(qiáng)：PfFD0.711113.0KPacfdPF105.3 113.0PmD109.15KPa氣相平均壓強(qiáng)：22MvfMvd 29.85441.303M Vm35.578kg / kmol氣相平均摩爾質(zhì)量：22

37、Vm3氣相平均密度：氣相負(fù)荷：VnPFMVm113.0 35.578RT 8.314 （80.89 273.15）1.366kg/mV （R 1）D（5.078 1） 6.40438.924kmol / hVM Vmvm38.924 35.5781.3661013.79m3/h表10精餾段的負(fù)荷名稱氣相液相平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol35.57831.072平均密度kg/m31.366800體積流量m3/h1013.791.263提餾段的氣液體積流量由圖2乙醇-水相圖可知，td=832C （塔頂?shù)谝粔K板）tf=90.4 C （加料版）tw=1032C （塔底）xF=0.1046, xW=0.0

38、0175 由相圖查得 yF=0.4221,yW=0.0124,由公式（1-6）可得 MVF=29.854kg/mol, MVF=18.385kg/mol表11提餾段溶液參數(shù)位置進(jìn)料板塔釜摩爾分?jǐn)?shù)xf=0.1046xw=0.001175yF=0.4221yw=0.0124摩爾質(zhì)量kg/molMf=20.945M w=18.059Mvf=29.854M vw=18.385溫度/C99.383.6采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的氣液相負(fù)荷表12精餾段的負(fù)荷名稱氣相液相平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol21.07628.196平均密度kg/m34.43924.5體積流量m3/h1353.831.9

39、513.2塔徑計(jì)算321塔徑初步估算ndo.ow0.002q ora D4 O tMOoecj0.20.6 c s EC 2fttsr圖3填料塔泛點(diǎn)氣速及氣體壓力降計(jì)算用關(guān)聯(lián)圖根據(jù)流量公式可計(jì)算塔徑，即D(1)精餾段L0.2L0. 17812293.341.0992 UfV由圖查得縱坐標(biāo)為 已知填料因子390m=0.0551 1474. 01877.58精餾段平均溫度:t1 二 t VD t f=2=78 =280=79 C0.903L水0.387mPas泛點(diǎn)氣速Uf”0. 252g l0. 2529. 81877.580.2V L3900. 9031. 09920. 3870.2l 877.

40、58kg / m3,水的密度 水972kg / m36. 7762m/ s泛點(diǎn)速率經(jīng)驗(yàn)值u / Uy0. 5 0. 85，取空塔氣速為50%uf，則u=0.5 忽.516=1.258m/sD 4Vs 4 0.3727u .3.14 1.258 (2)提餾段：IILvIIVL120.053由圖查得縱坐標(biāo)為已知填料因子390m 10.61m2Uf0.2L0.167提餾段平均溫度:t2L 951.34kg /2 m3,水的密度水1002965. 3kg / m380 =90 CUf0. 9855l 0.387mPas0.105g l'0TV L0.105 9.81 951.34' 3

41、90 0.9855 0.6809 0.387°.22.1277m/s泛點(diǎn)速率經(jīng)驗(yàn)值U / Uf0. 5 0. 85，取空塔氣速為50%Uf，則D4 0.3847；3.14 1.0639u=0.5 21277=1.0639m/s0.46m圓整后：全塔塔徑為650mm第四部分換熱器4.1換熱器的初步選型塔頂冷凝器熱負(fù)荷 QC = (R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = 4.63W5 kcal/h。取冷卻水的進(jìn)口溫度為32C，出口溫度為38C，則換熱平均溫差tm =87.3C，取換熱系數(shù)K = 350 w/m2C，則所需換熱面積：S = 4.63 105X103 &

42、gt;4.18 / (3600 35區(qū)>87.3) = 17.7 m2選擇型號(hào)：標(biāo)準(zhǔn)系列JB1145-73 Fg20(單程)塔底再沸器熱負(fù)荷 QB = (R+1)DMBrB = 2.08 >06 kJ/h。取導(dǎo)熱油進(jìn)口溫度為260C，出口溫度為250C，則換熱平均溫差tm =57.5C，取換熱系數(shù)K = 500 w /m2 C；則所需換熱面積：S = 2.08 >6X103 /(3600 500X57.5) = 20.0 m2選擇型號(hào)：標(biāo)準(zhǔn)系列JB1145-73 Fg20(單程)4.2塔頂冷凝器的設(shè)計(jì)公用工程：循環(huán)冷卻水：進(jìn)口溫度 32C，出口溫度38C ;導(dǎo)熱油：進(jìn)口溫度2

43、60C， 出口溫度250 C表13不同流體的K值推薦高溫流體低溫流體 K值推薦/kcal/m2 h -°C水水水水水水350-650450-850400-750350-4501500-2500450-550有機(jī)烝汽高沸點(diǎn)碳?xì)浠衔镎羝?有機(jī)蒸汽與水蒸汽混合物 油汽蒸汽 水蒸氣 甲醇蒸汽選擇水蒸氣-水循環(huán)系統(tǒng)，選擇換熱器，具體參數(shù)見下表表14換熱器參數(shù)圖4換熱器工藝尺寸圖項(xiàng)目數(shù)值備注換熱器類型一固定管板式換熱器面積57m2一管程流體一冷卻水殼程流體一塔頂汽相管程流速2.5m/s一殼程流速12.5m/s一外殼直徑500mm一管程數(shù)一雙程管子長度3.0m管子尺寸 25K 2.5正方形排列表

44、15塔頂冷凝器設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表外殼直徑D/mm500公稱壓力P/Mpa1.6公稱面積A/m257管程數(shù)Np2管子排列方式正方形管子尺寸/mm 25X 2.5管長l/m3管數(shù)NT/根248管心距t/mm32折流板型式弓形折流板折流板間距200mm殼程壓降3.7kpa管程壓降5.3kpa第五部分精餾塔工藝條件5.1塔內(nèi)其他構(gòu)件塔頂蒸汽管從塔頂只冷凝器的蒸汽導(dǎo)管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過大壓降，特別在減壓過程中, 過大壓降會(huì)影響塔德真空度。操作壓力為常壓，蒸汽速度Wp 1220m/s，本次設(shè)計(jì)取wp 15m/s。dp4V13600 WP V4 3395.193600 3.14 15 1.09920

45、.082m圓整后 dP 89mm表16塔頂蒸汽管參數(shù)內(nèi)徑d2 s2外徑d1S!RH1H2內(nèi)管重/(kg/m)76 4133 42251201577.10回流管冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高，對于重力回流，一般取速度dR；4L1R 3600 W l圓整后dR 45mmWr為0.20.5m,本次設(shè)計(jì)取WrI4 2337. 43.36003. 140. 5827. 610.5m/s00. 045m表17回流管參數(shù)內(nèi)徑d2 s2外徑d1S!RH1H2內(nèi)管重/(kg/m)18 357 3.5501201501.11進(jìn)料管本次加料選用泵加料，所以由泵輸送時(shí)

46、 Wf可取1.52.5m/s，本次設(shè)計(jì)取Wf =2.0m/sdF4F3600 W L236004689. 2753. 142. 0911. 160. 012m圓整后 dF14mm表18進(jìn)料管參數(shù)內(nèi)徑d2 s2外徑d1$RH1H2內(nèi)管重/(kg/m)18 357 3.5501201501.115.14塔釜出料管塔釜流出液體的速度 Ww 一般可取0.51.0m/s本次設(shè)計(jì)取Wwdw4W3600 WW L34689. 275.36003. 140. 9957.120.9m/s00. 017m圓整后dw 18mm表19塔頂蒸汽管參數(shù)內(nèi)徑d2 S2外徑d1 s1RH1H2內(nèi)管重/(kg/m)18 357 3.5501201501.11除沫器除沫器用于分離塔頂出口氣體中