乙醇-水精餾塔設(shè)計(jì)

1、符號(hào)說明： 英文字母- 18 -Aa- 塔板的開孔區(qū)面積，m2Af- 降液管的截面積, m2AT-塔的截面積 mC-負(fù)荷因子 無因次C20-表面張力為20mN/m的負(fù)荷因子do-閥孔直徑D-塔徑ev-液沫夾帶量 kg液/kg氣ET-總板效率R-回流比Rmin-最小回流比 M-平均摩爾質(zhì)量 kg/kmoltm-平均溫度 g-重力加速度 9.81m/s2F-閥孔氣相動(dòng)能因子 kg1/2/(s.m1/2)hl-進(jìn)口堰與降液管間的水平距離 mhc-與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhf-塔板上鼓層高度 mhL-板上清液層高度 mh1-與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?mho-降液管底隙高度 mhow-堰上液層高

2、度 mhW-溢流堰高度 mhP-與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?mH-浮閥塔高度 mHB-塔底空間高度 mHd-降液管內(nèi)清液層高度 mHD-塔頂空間高度 mHF-進(jìn)料板處塔板間距 mHT·-人孔處塔板間距 mHT-塔板間距 mlW-堰長(zhǎng) mLs-液體體積流量 m3/sN-閥孔數(shù)目 P-操作壓力 KPaP-壓力降 KPaPp-氣體通過每層篩的壓降 KPaNT-理論板層數(shù)u-空塔氣速 m/sVs-氣體體積流量 m3/sWc-邊緣無效區(qū)寬度 mWd-弓形降液管寬度 mWs -破沫區(qū)寬度 m希臘字母-液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間 s-粘度 mPa.s-密度 kg/m3-表面張力N/m-開孔率

3、 無因次X-質(zhì)量分率 無因次 下標(biāo)Max- 最大的Min - 最小的L- 液相的V- 氣相的 m-精餾段n-提餾段D-塔頂F-進(jìn)料板W-塔釜一、概述 乙醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢(shì)，且已在鄭州、濟(jì)南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。長(zhǎng)期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對(duì)于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，

4、因此，研究和改進(jìn)乙醇水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要的。1.1 設(shè)計(jì)依據(jù)本設(shè)計(jì)依據(jù)于教科書理論及查閱教參文獻(xiàn)為設(shè)計(jì)實(shí)例，對(duì)所提出的題目進(jìn)行分析并做出理論計(jì)算。1.2 技術(shù)來源 目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì)于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。1.3 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求 原 料： 乙醇水溶液 年產(chǎn)量50000噸 乙醇含量：42%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 料液初溫：45 設(shè)計(jì)要求： 塔頂乙

5、醇含量為90%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 塔釜乙醇含量不大于0.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）物性附表：表一：乙醇水汽液平衡數(shù)據(jù)摩爾分?jǐn)?shù)x摩爾分?jǐn)?shù)yT/摩爾分?jǐn)?shù)x摩爾分?jǐn)?shù)yT/0.000.001000.26080.01900.170095.50.32730.07210.389189.00.39650.09660.437586.70.50790.12380.470485.30.51980.16610.508984.10.57320.23370.544582.70.6763表二：塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT200300250350300450350600

6、4006001.4 方案選擇 塔型選擇： 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。操作壓力： 由于乙醇水體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓其中 塔頂壓強(qiáng)為：0kPa（表壓） 飽和蒸汽壓力：0.25MPa（表壓）進(jìn)料狀態(tài)： 雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都

7、比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料加熱方式： 精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于乙醇水體系中，乙醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時(shí)只需在塔底安裝一個(gè)鼓泡管，于是可省去一個(gè)再沸器，并且可以利用壓力較低的蒸汽進(jìn)行加熱，無論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。1.5 廠址 廠址位于寧夏地區(qū) 寧夏地區(qū)大氣壓為：二、工藝計(jì)算 由于精餾過程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)原料液的摩爾組成：同理可得：XD=0.7788 XW=0.0016原料液的平均摩爾質(zhì)量：同理可得：MD=39.81

8、kg/Kmol MW=18.04kg/Kmol45下，原料液中：由此可查得塔頂、塔底混合物的沸點(diǎn)，詳見表三表三：原料液、餾出液與釜液的流量與溫度名稱料液（XF）餾出液（XD）釜液（XW）X/%42900.4X（摩爾分?jǐn)?shù)）0.22070.77880.0016摩爾質(zhì)量（Kg/Kmol）24.1839.8118.04沸點(diǎn)溫度t/82.9778.6299.622.1相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算及操作回流比的確定2.1.1 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算 由相平衡方程式根據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得（表一）：2.2.2 最小回流比及操作回流比的確定 當(dāng)進(jìn)料為飽和液體時(shí)： ，則取2.3 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算

9、2.3.1 以年工作日為300天，每天開車24h計(jì)算，進(jìn)料量由全塔的物料衡算方程可寫出： 2.3.2 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量 塔頂全凝器的熱負(fù)荷： 由汽液平衡數(shù)據(jù)查得組成XF=0.2207的乙醇水溶液泡點(diǎn)溫度為82.97，在平均溫度（82.97+45）/2=64下，由附錄查得乙醇與水的相關(guān)物性如下：乙醇的汽化潛熱： rA=1000kJ/kg水的汽化潛熱： rB=2499kJ/kg則可得平均汽化潛熱：精餾段：V=(R+1)D則塔頂蒸汽全部冷凝為泡點(diǎn)液體時(shí)，冷凝液的熱負(fù)荷為 取水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為20和30則平均溫度下的比熱，于是冷凝水用量可求得： 2.3.3 熱能利用以釜?dú)堃簩?duì)

10、預(yù)熱原料，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量可記為：，在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及 的情況下可以查得比熱，所以：釜?dú)堃悍懦龅臒崃浚耗敲雌骄鶞囟炔槠浔葻釣?，因此可知，于是理論上可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)2.4 理論塔板層數(shù)的確定 由上述計(jì)算可知按平衡數(shù)據(jù)可得平衡曲線如圖所示，在對(duì)角線上找到a點(diǎn)，該點(diǎn)橫坐標(biāo)為。由精餾段操作曲線截距，找出b點(diǎn)，連接ab即為精餾段操作曲線；以對(duì)角線上f點(diǎn)為起點(diǎn)，因?yàn)閝=1，所以作與ab的交點(diǎn)為d，由在對(duì)角線上確定點(diǎn)c，連接c、d兩點(diǎn)可得提餾段操作線，從a點(diǎn)起在平衡線與操作線之間作階梯，求出總理論板數(shù)，由圖可知所需總理論板數(shù)為19塊，第15塊板加料，精餾段需板14塊板，提餾段

11、需5塊板。2.5 全塔效率的估算用奧康奈爾法對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：全塔的平均溫度：在溫度下查得因?yàn)椋钥傻茫喝后w的平均粘度：全塔效率2.6 實(shí)際塔板數(shù) 其中，精餾段的塔板數(shù)為：三、精餾段的工藝條件3.1 操作壓力塔頂操作壓力 每層塔板壓降 塔釜操作壓降 進(jìn)料板壓降 精餾段平均壓降 提餾段平均壓降 3.2 操作溫度由乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以得到：塔頂溫度進(jìn)料板溫度塔釜溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度3.3 平均摩爾質(zhì)量及平均密度3.3.1 平均摩爾質(zhì)量精餾段整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于下表，由表可得：位置進(jìn)料板塔頂（第一塊板）質(zhì)量分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)量（kg/kmol）液相平均摩爾質(zhì)量：氣相平

12、均摩爾質(zhì)量：同理可得：提餾段 位置進(jìn)料板塔釜質(zhì)量分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)量（kg/kmol）液相平均摩爾質(zhì)量：氣相平均摩爾質(zhì)量：3.3.2 平均密度精餾段（1）在平均溫度下查得：液相平均密度為：其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)所以，（2）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即同理可得提餾段3.3.3 液體平均表面張力的計(jì)算（1）塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為90%時(shí)，查得圖乙醇-水混合液的表面張力（25）可得，且乙醇的臨界溫度為243，水的臨界溫度為374.2，則混合液體的臨界溫度為： 將混合液體的臨界溫度代入可得解得：（2）進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為42%時(shí)，查得圖乙醇-

13、水混合液的表面張力（25）可得，且乙醇的臨界溫度為243，水的臨界溫度為374.2，則混合液體的臨界溫度為： 將混合液體的臨界溫度代入可得解得：（3）塔釜液相平均表面張力的計(jì)算 當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.5%時(shí)，查得圖乙醇-水混合液的表面張力（25）可得，且乙醇的臨界溫度為243，水的臨界溫度為374.2，則混合液體的臨界溫度為： 將混合液體的臨界溫度代入可得解得：所以，精餾段液相平均表面張力： 提餾段液相平均表面張力：四、塔體工藝尺寸計(jì)算4.1 塔徑的計(jì)算4.1.1 精餾段、提餾段的氣液相負(fù)荷精餾段的汽液相負(fù)荷：提餾段的汽液相負(fù)荷：塔徑計(jì)算（1）由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造

14、，取兩段的塔徑相等，根據(jù)以上計(jì)算結(jié)果可得：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的氣相平均密度：汽塔的液相平均密度：（2）由上可知功能參數(shù)：查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：則可得：根據(jù)他鏡系列尺寸圓整為由此可由塔板間距與塔徑的關(guān)系表選擇塔板間距此時(shí)，精餾段的上升蒸汽速度為：提餾段的上升蒸汽速度：4.2 塔高的計(jì)算精餾塔的塔體總高度（不包括裙座和封頭）由下式?jīng)Q定：式中：所以，4.2 塔板工藝尺寸的計(jì)算4.2.1 溢流裝置計(jì)算因本設(shè)計(jì)塔徑D=1200mm，則可選用單溢流型分塊式塔板，各項(xiàng)計(jì)算如下： （1）堰長(zhǎng) 取 （2）溢流堰高度 有，選用平直堰。堰上層流高度由下式計(jì)算可得： 取板上液層高度 （3）弓形降

15、液管寬度Wd和截面積Af，由查弓形降液管的寬度與面積關(guān)系圖可得：，其中 則可得：驗(yàn)算： 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間： 液體在提餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間：由此可知降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度 取，則：由此可知降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。4.2.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列本實(shí)驗(yàn)采用重閥，重量為33g，孔徑為39mm。（1）浮閥數(shù)目 取閥動(dòng)能因數(shù)，則由式可得氣體通過閥孔時(shí)的速度 因此浮閥數(shù)目取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度。（2）排列 由上述可得： 則： 浮閥排列方式采用等腰三角形，取同一橫排的孔心距，則可按下式估算排間距，即： 考慮到塔徑的直徑較大且各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此

16、排間距不宜采用99mm，而應(yīng)該小于此值，故選取按以等腰三角形叉排法方式作圖（見附圖），閥數(shù)116個(gè)，其中，通道板上可排閥孔44個(gè)，弓形板可排閥孔14個(gè)。校核： 氣體通過閥孔時(shí)的實(shí)際速度： 實(shí)際動(dòng)能因數(shù)： 開孔率：開孔率在10%14%之間，滿足要求。五、流體力學(xué)驗(yàn)算5.1 氣體通過浮閥塔版的壓降5.1.1 干板阻力浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時(shí)的臨界速度為：因，則有：5.1.2 板上充氣液層阻力 取板上液層充氣程度因數(shù)，那么： 5.1.3 克服表面張力所造成的阻力因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其張力引起的阻力很小，可忽略不計(jì)，因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔版的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋簡(jiǎn)伟鍓航?5.2 淹塔 為例防

17、止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，可用下式計(jì)算，即： （1） 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?） 液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)置進(jìn)口堰，所以可按下式計(jì)算：（3） 板上液層高度 取，則有： 取校正系數(shù)則可得： 可見符合防止淹塔的要求。5.3 霧沫夾帶 泛點(diǎn)率板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 板上液流面積 ，水和乙醇可按正常系統(tǒng)按物性系數(shù)表查得K=1.0，又由泛點(diǎn)負(fù)荷圖查得負(fù)荷系數(shù)則可得：因，所以霧沫夾帶在允許范圍內(nèi)。六、塔板負(fù)荷性能圖6.1 霧沫夾帶線 取泛點(diǎn)率為80%代入泛點(diǎn)率計(jì)算式有： 整理可得：霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，按上式算出相應(yīng)的值列于表中： 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)0

18、.00080.00122.382.366.2 液泛線 液泛線方程最終簡(jiǎn)化為：其中： 所以，此方程為：在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于表中。液泛線數(shù)據(jù)0.00060.00090.00180.00245.585.495.225.066.3 液相負(fù)荷上限線 取作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則： 6.4 漏液線 對(duì)于型重閥，依計(jì)算，則有： 6.5 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依照：計(jì)算可得： 6.6 操作線性能負(fù)荷圖 由以上各線的方程式，可畫出塔的操作性能負(fù)荷圖，見附圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的汽液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)P（0.0017,1.176）在正常的操作范圍內(nèi)，連接OP作出操作線，由圖可知，該塔的霧沫夾帶及液相負(fù)荷下限，即由漏液所控制，由圖可得： 所以，塔的操作彈性為：有關(guān)該浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表X表X 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑1.2板間距0.4塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速1.323溢流堰長(zhǎng)度0.792溢流堰高度0.049板上液層高度0.06降液管底隙高度0.027浮閥數(shù)，個(gè)116等腰三角形叉排閥孔氣速8.49閥孔動(dòng)能因數(shù)9.42臨界閥孔氣速9.38孔心距0