乙醇－水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)

PAGE6-化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)設(shè)計(jì)題目：乙醇－水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)（3）專(zhuān)業(yè)：環(huán)境工程班級(jí)：姓名：學(xué)號(hào)：指導(dǎo)教師：目錄第零章符號(hào)說(shuō)明……………..3第一章總論第一節(jié)概述及設(shè)計(jì)原則………4設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介………….4進(jìn)料狀態(tài)和回流比的選擇…………….5精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算總體設(shè)計(jì)計(jì)算（包括流程，物料衡算，塔板數(shù)）….5塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算……….8塔和塔板工藝計(jì)算…………………….11篩板流體力學(xué)驗(yàn)算（包括負(fù)荷圖）………………….13輔助設(shè)備的選擇冷凝器………………….18再沸器………………….18設(shè)計(jì)結(jié)果設(shè)計(jì)結(jié)果總匯………….19參考文獻(xiàn)……………….20設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)及致謝……….20附錄工藝流程圖符號(hào)說(shuō)明Aa—塔板開(kāi)孔面積，m2uowAf—降液管面積，m2hwAO—篩孔面積，m2VAT—塔截面積，m2VSC—計(jì)算Umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無(wú)因次W—CO—流量系數(shù)，無(wú)因次WCD—塔徑流出液流量，kmol/hWd—D—塔徑，mWS—dO—篩孔直徑，mx—E—液流收縮系數(shù)，無(wú)因次y—?dú)庀嘀幸讚]發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)ET—全塔效率，無(wú)因次Z—ev—霧沫夾帶量，kg液/kg氣NTn—篩孔數(shù)hO—hOW—堰上液層高度，muo—hP—與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨龋琺F—進(jìn)料流量，hW—溢流堰高度，mH—K—篩板的穩(wěn)定系數(shù)，無(wú)因次g—重力加速度，m/s2L—塔內(nèi)下降液體的流量，kmol/hS—直接蒸汽量，kmol/hLS—塔內(nèi)下降液體的流量，kmol/ht—lW—溢流堰長(zhǎng)度，mhfhc—與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺hLP—操作壓強(qiáng)，kPaNPΔP—壓強(qiáng)降，kPaR—εo—板上液層充氣系數(shù)，無(wú)因次u—Fa—?dú)庀鄤?dòng)能因數(shù)，m/s(kg/m3hl—hσ—hd—總論第一節(jié)概述及設(shè)計(jì)原則塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工、生物化工和制藥等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)形式，可分為板式塔與填料塔兩大類(lèi)。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過(guò)板上液層進(jìn)行質(zhì)、熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過(guò)程。工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質(zhì)、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿(mǎn)足上述所有要求，因此，設(shè)計(jì)者應(yīng)根據(jù)塔型特點(diǎn)、物系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投資、操作與維修費(fèi)用等技術(shù)經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)以及設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適應(yīng)的塔型。第二節(jié)設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將熱量帶走。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔料外，也可采用高位槽進(jìn)料。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)情況采用分凝器或全凝器。塔頂分凝器對(duì)上升蒸汽雖有一定增濃作用，但在石油等工藝中獲取液相產(chǎn)品時(shí)往往采用全凝器，以便于準(zhǔn)確的控制回流比。精餾操作可在減壓、常壓和加壓條件下進(jìn)行。操作壓強(qiáng)常取決于冷凝溫度。除熱敏性物料以外，凡通過(guò)常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求；對(duì)熱敏性物料或混合液沸點(diǎn)過(guò)高的系統(tǒng)則宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出物的冷凝溫度過(guò)低的系統(tǒng)，需提高塔壓；而常壓下呈氣態(tài)的物料必須采用加壓蒸餾。蒸餾大多采用間接蒸氣加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽。但由于直接蒸汽的加入，對(duì)塔內(nèi)溶液其一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故須在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求。進(jìn)料狀態(tài)和回流比的選擇進(jìn)料熱狀態(tài)有五種，即q>1時(shí)，為低于泡點(diǎn)溫度的冷凝進(jìn)料；q=1為泡點(diǎn)下的飽和液體；q=0為露點(diǎn)下的飽和蒸汽；1>q>0為介于泡點(diǎn)與露點(diǎn)間的氣液混合物；q<選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低。一般經(jīng)驗(yàn)值為R=(1.1~2.0)Rmin（Rmin—第二章精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算總體設(shè)計(jì)計(jì)算主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)：1、乙醇密度ρ溫度℃2030405060708090100110ρ,kg/7957857777657557467357307167032、乙醇的表面張力σ溫度℃2030405060708090100110σ,mN/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.43、乙醇—水氣液平衡數(shù)據(jù)（常壓）溫度t/℃液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)x氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)y溫度t/℃液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)x氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)y99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.28990.313.72579.561.0270.2998.750.394.579.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41一、塔的物料衡算（一）料液及塔頂產(chǎn)品含乙醇摩爾分率XF=30/46/(30/46+70/18)=XD（二）平均分子量MF=0.1435×46+(1-0.1435)×18=22.02MD=0.7237×46+(1-0.7237)×18=38.26（三）回收率F=5000/MF=227.05由可得D=38.30kmol/h（三）物料衡算由總物料衡算F=W+D可得W=188.75kmol/h由易揮發(fā)組分物料衡算XwW+0.7237D=0.1436F可得Xw則：MW=0.0259×46+(1-0.0259)×18=18.72二、塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)NT的求取根據(jù)乙醇、水的氣液平衡數(shù)據(jù)表作x-y圖及t-x-y圖（2）求最小回流比Rmin因泡點(diǎn)進(jìn)料，在x-y圖中對(duì)角線上自點(diǎn)e(0.6927,0.6927)作垂線即為進(jìn)料線(q線)該線與平衡線交點(diǎn)坐標(biāo)為=0.917=0.6927,此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。依最小回流比計(jì)算式：Rmin=xD-yqyq-xq=取操作回流比R=2Rmin=2×0.6437（3）求理論板數(shù)N精餾段操作線為：y=RR+1由作圖法得：NT=(6.9-1)層（不包括釜）。其中精餾段理論板數(shù)為5層，提留段為0.9層（不包括釜），第6（二）全塔效率EET=0.17-0.616根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖1，求得塔平均溫度為86.15℃，又查得在乙醇、水物系中，乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%時(shí)，在該溫度下液相平均黏度為：μm=0.481ET=0.17-0.616QUOTElog0.3056=36.58%（三）實(shí)際塔板數(shù)N精餾段：N精=5/0.3658=13.67≈14提餾段：N提=0.9/0.3658=2.46≈3第二節(jié)塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算：操作壓強(qiáng)PmP塔頂壓強(qiáng)=4+101.3=105.3kpa，取每層塔板壓強(qiáng)ΔP=0.7kpaPa，則進(jìn)料板壓強(qiáng)=105.3+14×0.7=115.1kpa精餾段平均操作壓強(qiáng)Pm=(105.3+115.1)/2=110.2k（二）溫度t根據(jù)操作壓強(qiáng)，試差計(jì)算得：塔頂tD=83.26℃，進(jìn)料板tm精=(83.26+99.01平均分子量MmM塔頂：xD=y1=0.7237xMVDm=0.7237×46+(1-0。7237)×18MLDm=0.656×46+(1-0.656)×18進(jìn)料板：yF=0.405xFMVFm=0.405×46+(1-0.405)×18MLFm=0.089×46+(1-0.089)×18精餾段平均分子量：MVm（精）=(MLm（精）=(36.37+20.49（四）平均密度ρ1、液相密度ρ依下式：1ρLm=aAρ塔頂1ρLmDρLmD=757.18進(jìn)料板,由加料板液相組成xA=0.aA=QUOTE0.781×78.110.781×78.11+1ρLmF=QUOTE0.639793ρLmF=故精餾段平均液相密度ρLm（精）=(757.18+898.87)/2=828.032、氣相密度ρmv（精）=PMm（精）RT=QUOTE107.1×（五）液體表面張力σmσm=0.723716.806+(1-0.7237)61.897=29.27mN/m=0.08915.299+0.91159.025=55.13mN/mQUOTEσm（精）=(29.27+55.13)/2=42.20mN/m（六）液體平均粘度計(jì)算μ=0.96480.301+0.03520.421=0.305mPas=0.6560.276+0.3440.391=0.316mPas則精餾段平均液相粘度QUOTEμLm（精）=(0.305+0.316)/2=0.311mPas(七)精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算V=(R+1)D=(1.287+1)×38.30=87.61kmol/hVS=VMVm（精）3600ρVm（精）=QUOTE31.74×L=RD=1.287×38.30=49.31kmol/hLS=LMLm（精）3600ρLm（精）=QUOTE9.76Lh=1.69第三節(jié)塔和塔板工藝計(jì)算（一）塔徑D初選板間距HT=0.30m，取板上液層高度hLHT-hL(LSVS)(ρLρV)1/2=(QUOTE2.72×10-40.249)QUOTE查得C20=0.0455，校正到物系表面張力為42.20C=C20(σ20)0.2=0.0455×QUOTE(20.6920umax=CρL-ρVρV=0.0528×QUOTE841.12-2.812.81取安全系數(shù)為0.7，則：u=0.65umax=0.7×1.37=0.959D=4VSπu=QUOTE4×0.2493.14×按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速為0.85m/s（二）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.溢流堰長(zhǎng)l取堰長(zhǎng)lw為0.5D，即lw=0.5出口堰高h(yuǎn)whw=hL-how由=1.69/=9.58查圖得E=1.04QUOTEhow=QUOTE2.841000E(Lhlw)2/3=QUOTE2.841000×1.02故hw=0.05-0.0067=0.04333、降液管的寬度Wd與降液管的面積由/D=0.5查圖得/D=0.067，QUOTEAfQUOTEAT=0.032Wd=0.067D=0.067×1.0=Af=0.032×0.785×1.02QUOTE×π4D2=0.025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τ=AfH4、降液管底隙高度hO=hw–0.012=塔板布置1.取邊緣區(qū)寬度QUOTEWC=0.03m、安定區(qū)寬度=0.07m2.開(kāi)孔區(qū)面積QUOTEAa=2[xQUOTER2-x2+]=2(QUOTE×QUOTE×0.462-0.372)=0.其中x=D/2-(+)=0.5-(0.067+0.07)=0.363mR=D/2-QUOTEWCQUOTEWd=0.5-0.03=0.470m篩孔數(shù)與開(kāi)孔率φ取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚δ為3mm，取t/d0=3.0，即：孔中心距t=3.0×5=15故篩孔數(shù)n為n=1158×103t開(kāi)孔率φ為φ=A0Aa%=0.907每層塔板上的開(kāi)孔面積A0為A0=φAa=0.101×氣體通過(guò)篩孔的氣速u(mài)0=VSA0塔有效高度Z（精餾段）Z=(N-1QUOTENTET-1)QUOTEHT=(14-1)×0.30=(六)塔高計(jì)算（從略）第四節(jié)篩板流體力學(xué)驗(yàn)算（一）氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨萮P干板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨萮依QUOTEd0=5/3=1.67，查圖得C0Co=0.84QUOTEhC=0.051QUOTE(u0C0)2(ρVρL)=0.051QUOTE×(7.420.84)氣流穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮LQUOTEua=VsAT-Af=Fa=QUOTEuaρV=QUOTE0.338×2.81=0.976查得板上層液充氣系數(shù)為0.69QUOTEhl=0.69×0.05=0.0345m克服液體表面張力壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨萮hσ=4σρLhP=單板壓降：ΔPP=ρLghP=0.054828.03（二）霧沫夾帶量evev=5.7×10-6σ(uaH=0.024kg液/kg氣<故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量霧沫夾帶（三）漏液的驗(yàn)算uow=4.4=4.40.84QUOTE×0.84×(0.0056+0.13×=7.7m篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：K=u0uow=12.07/7.7=1.56故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液（四）液泛驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd≤Φ(hd=0.153(LSlwho)2=故Hd=0.0543+0.05+0.00014=0.11取Φ=0.5，則：Φ(HT+hW)=0.5×(0.3故Hd<Φ(H根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各個(gè)工藝尺寸是合適的。(五)塔板負(fù)荷性能圖（一）霧沫夾帶線（1）ev=5.7ua=VsAT-Af=Vs/(0.785-0.025)=1.32Vs（a）近似取E=1.0，hW=0.043m，lw故hf==0.108+2.647QUOTE2.5×[0.076+2.84×10-3×(3600LS0.6)2/3]HT=0.3ev=得0.1=QUOTE5.7×10-62整理得：Vs=1.148-15.858LS2/3QUOTELS2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依（1）式算出相應(yīng)的V附表一Ls，m0.00030.00070.00150.002Vs，m1.0771.0230.9400.896依表中數(shù)據(jù)在Vs（二）液泛線(2)QUOTEHd≤ΦΦ(HT+近似取E=1.0，lw=0.5how==1.0589Ls2/3(c)hp=hc+hl+hσhc=0.051=0.051==0.0349Vs2QUOTEhl=0.69×(0.043+1.0589Ls2/3)=0.0299+0.7307Ls2/3hσ=0.00416m故hp=0.0349Vs2+0.0299+0.7307Ls2/3+0.00416=0.0341+0.0349Vs2+0.7307Ls2/3(d)hd===623.1Ls2(e)將HT=0.30m,hw=0.43m,QUOTEHd≤ΦΦ=0.5,及(c)(d)(e)代入公式QUOTEHd≤ΦΦ(HT+整理得：Vs2=2.699-51.244Ls2/3-17842Ls2(2)在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依（2）式算出相應(yīng)的Vs值列于附表二中依表中數(shù)據(jù)在附表二Ls，m0.00030.00070.00150.002Vs，m1.5711.5121.4101.347（三）液相負(fù)荷上限線(3)取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒LS,max=AfHTτ=0.3液相負(fù)荷上限線(3)在Vs-L（四）漏液線（氣相負(fù)荷下限線）(4)由hL=hw+how=0.043+1.0589Ls2/3、Uow=代入漏夜點(diǎn)氣速式：Ao=0.025m（4）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依（4）式算出相應(yīng)的Vs值列于附表三中附表三Ls，m0.00030.00080.00150.002Vs，m0.46640.48330.50110.5118依表中數(shù)據(jù)在Vs（五）液相負(fù)荷下限線(5)取平堰、堰上液層高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，取E=1.0，h0.006=QUOTE=2.84×10-3×(整理得LS,min=0.000426/s（5）依此值在將以上5條線繪于同一圖Vs-Ls中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域?yàn)榫s塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，OP為操作線。OP線與線（1）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為可知本設(shè)計(jì)塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。精餾段的操作彈性=VS,maxVS,min=1.02/0.48QUOTE第三章輔助設(shè)備的選擇第一節(jié)冷凝器塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，有臥式、立式、管內(nèi)或管外冷凝等形式。按冷凝器與塔的相對(duì)位置區(qū)分，有以下幾類(lèi)：1．整體式及自流式對(duì)小型塔，冷凝器一般置于塔頂，冷凝液借重力回流入塔。其優(yōu)點(diǎn)之一是蒸汽壓強(qiáng)降較小，可借改變氣升管或塔板位置調(diào)節(jié)位差以保證回流與采出所需的壓頭，可用于冷凝液難以用泵輸送或泵送有危險(xiǎn)的場(chǎng)合；優(yōu)點(diǎn)之二是節(jié)省安裝面積，常用于減壓蒸餾或傳熱面較?。ɡ?0m2以下）的情況。缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，維修不便。自流式冷凝器，即將冷凝器置于塔頂附近的臺(tái)架上，靠改變臺(tái)架高度獲得回流和采出所需的位差。2．強(qiáng)制循環(huán)式當(dāng)塔的處理量很大或塔板數(shù)很多時(shí)，若回流冷凝器置于塔頂將造成安裝、檢修等諸多不便，且造價(jià)高?？蓪⒗淠髦糜谒虏窟m當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流灌，即為強(qiáng)制循環(huán)式。將冷凝器置于回流罐之上，回流罐的位置應(yīng)保證其中液面與泵入口間之位差大于泵的汽蝕余量，若罐內(nèi)液溫近沸點(diǎn)時(shí)，應(yīng)使罐內(nèi)液面比罐內(nèi)液面比泵入口高出3m以上。將回流罐置于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝液借