乙醇水混合液浮閥精餾裝置的設(shè)計(jì)

1、滁州學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)目 錄1 概述31.1設(shè)計(jì)依據(jù)與原理31.2技術(shù)來(lái)源31.3設(shè)計(jì)任務(wù)32 塔的工藝計(jì)算42.1最小回流比及操作回流比的確定42.2塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫康挠?jì)算62.3理論塔板層數(shù)的確定62.4實(shí)際塔板數(shù)及全塔效率的估算63 塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算83.1精餾段與提餾段的體積流量83.2塔徑103.3塔板尺寸的確定113.4塔板結(jié)構(gòu)123.4.1堰高123.4.2降液管底隙高度h0113.4.3進(jìn)口堰高和受液盤(pán)133.4.4浮閥數(shù)目及排列134 流體力學(xué)驗(yàn)算及操作性能負(fù)荷圖15 4.1氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降) 15 4.1.1干板阻力154.1.2由表面張力引起

2、的阻力154.1.3板上充氣液層阻力154.2漏液驗(yàn)算154.3液泛驗(yàn)算164.4霧沫夾帶驗(yàn)算164.5操作性能負(fù)荷圖174.5.1霧沫夾帶上限線174.5.2液泛線174.5.3液體負(fù)荷上限線174.5.4漏液線184.5.5液相負(fù)荷下限線184.5.6操作性能負(fù)荷圖185 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型195.1進(jìn)料管195.2釜?dú)堃撼隽瞎?95.3回流液管195.4塔頂上升蒸汽管205.5水蒸汽進(jìn)口管20浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果21參考文獻(xiàn)22致謝23符號(hào)說(shuō)明24浮閥塔工藝條件圖27浮閥塔工藝流程圖28教師評(píng)語(yǔ)291 概述乙醇水是工業(yè)上最常見(jiàn)的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無(wú)色、無(wú)毒、無(wú)致癌性

3、、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(lái)，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越來(lái)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(chē)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(lái)，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(lái)說(shuō)產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，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(wú)論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過(guò)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

4、據(jù)與原理本設(shè)計(jì)依據(jù)于教科書(shū)的設(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。乙醇水體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，可以降低塔的操作費(fèi)用，故操作壓力選為常壓其中塔頂壓力為.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(wú)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比較容易.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底的蒸汽進(jìn)行加熱，設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用都可以降低。精餾過(guò)程的原

5、理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進(jìn)入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。因此我們擬采用塔釜?dú)堃簩?duì)原料液進(jìn)行加熱。1.2 技術(shù)來(lái)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)1、生產(chǎn)能力：年處理量5400噸乙醇水混合液。2、年工作日：325天（24小時(shí)）3、原料及產(chǎn)品規(guī)格：原料液溫度：45，料液含乙醇35%；產(chǎn)品乙醇含量92%；殘液中乙醇含量0. 5%4、設(shè)備型式：浮閥塔5、塔頂壓力：

6、常壓6、進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料7、回流比：r=1.5rmin2 塔的工藝計(jì)算2.1最小回流比及操作回流比的確定1.換算由于精餾過(guò)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)。f：原料液流量（kmol/s） xf：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）d：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） xd：塔頂組成w：塔底殘液流量（kmol/s） xw：塔底組成原料乙醇組成：xf =17.4%塔頂組成：xd = =81.82%塔底組成： 溫度/ 液相 氣相 溫度/液相 氣相 溫度/液相 氣相 1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.085

7、5.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.64   84.116.6150.8979.751.9865.99    乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系2.各段溫度計(jì)算利用表中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得tf、td、twtf ： tf = 83.94td ： td = 78.28tw ： tw = 99.54精餾段平均溫度：

8、提餾段平均溫度： 3.各組分的計(jì)算精餾段：=81.11液相組成x1：, x1 = 36.10%氣相組成y1： , y1 = 60.22%所以 =46×0.3610+18×（1-0.3610）=28.108kg/kmol=46×0.6022+18×（1-0.6022）=34.8616kg/kmol提餾段:=91.74液相組成x2：, x2 = 4.97%氣相組成y2：, y2 = 29.67%所以 =46×0.0497+18×（1-0.0497）=19.3916kg/kmol=46×0.2967+18×（1-0.29

9、67）=26.3076kg/kmol4.相對(duì)揮發(fā)度精餾段揮發(fā)度：由xa=0.3610，ya=0.6022得，xb=0.6390, yb=0.3978所以 提餾段揮發(fā)度：由a=0.0497，a=0.2967得b=0.9503，b=0.7033同理可得：=8.07；則塔頂塔底的揮發(fā)度相差很大時(shí)，不可取開(kāi)平方，因此取精餾段的作為揮發(fā)度，即2.685.回流比的計(jì)算yf=根據(jù)x-y圖得： rmin=取r=1.5rr=1.5×2.4486=3.6732.2 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫康挠?jì)算以年工作日為325天，每天開(kāi)車(chē)24小時(shí)計(jì)，進(jìn)料量為：f=由全塔的物料衡算方程可寫(xiě)出：f=d+w和f xf= d

10、xd+ w xw得到:d=0.01772kmol/s，w=0.06636kmol/s2.3理論塔板層數(shù)的確定理論板：指離開(kāi)這種板的氣液兩相互成平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計(jì)算方法：可采用逐板計(jì)算法，圖解法，在本次實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)中采用逐板計(jì)算法。根據(jù)1.01325×105pa下，乙醇水的氣液平衡組成關(guān)系可繪出平衡曲線，即x-y曲線圖，泡點(diǎn)進(jìn)料，即q = 1，由于xf = 0.174， yf= 0.3608，rmin=2.4486，操作回流比r=1.5 rmin=1.5已知：精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程：由逐板計(jì)算法可以知道，在第五塊塔時(shí)， 則進(jìn)料塔板在從上向下算第五塊板。有

11、愛(ài)迪友斯關(guān)聯(lián)式y(tǒng)=0.75(1-x0.567)y=,x=,根據(jù)以上公式，可以得到理論塔板數(shù)為13.2.4實(shí)際塔板數(shù)及全塔效率的估算板效率可用奧康奈爾公式計(jì)算。 塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度l 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mpa·s1.混合物的粘度 1=81.11，查表得： 2=91.20，查表得：精餾段粘度：=提餾段粘度：2.精餾段實(shí)際塔板數(shù)已知：，所以：，故11塊3.提餾段實(shí)際塔板數(shù)及全塔效率已知：，所以:,，故np提=18塊全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：全塔效率: 3 塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算3.1精餾段與提餾段的體積流量1.密度計(jì)算已知：混合液密度：混合氣密度：溫度/ 乙 水 溫度/乙

12、 水 80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3   不同溫度下乙醇和水的密度求得在與下的乙醇和水的密度 =81.11， , 乙=733.86 kg/m3，水=971.09kg/ m3同理：=91.74，乙=722.61kg/ m3，水=964.10kg/ m3在精餾段：液相密度： + ， l1=815.39kg/m3氣相密度：v1 kg/ m3同理，在提餾段：液相密度=878.09kg/m3氣相密度：v2=0.8792kg/ m32.氣液相體積流量計(jì)算精餾段： 已知：，則有質(zhì)量流量： 體積流量： ，提

13、餾段：因本設(shè)計(jì)為飽和液體進(jìn)料，所以已知： 則有質(zhì)量流量： 體積流量： 3.2 塔徑的計(jì)算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的?jì)算結(jié)果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 塔徑可以由下面的公式給出： 由于適宜的空塔氣速，因此，需先計(jì)算出最大允許氣速。取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間： 功能參數(shù)： 從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于，需先求平均表面張力：全塔平均溫度，在此溫度下，乙醇的平均摩爾分?jǐn)?shù)為， 平均塔溫下乙醇水溶液的表面張力可以由下面的式子計(jì)算：，所以：根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為d=1460mm

14、此時(shí)，精餾段的上升蒸汽速度為：提餾段的上升蒸汽速度為：3.3 塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算： 已知實(shí)際塔板數(shù)為n=29塊，板間距由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔6塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為:個(gè)取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：3.4 塔板尺寸的確定由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。取無(wú)效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度，查得弓形溢流管寬度弓形降液管面積 r=d/2-wc=0.73-0.04=0.69m x=d/2-wd-ws=0.73-0.146-0.07=0.514驗(yàn)算： 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 液體在精餾段降液管內(nèi)的停

15、留時(shí)間 3.4.1 堰高采用平直堰，堰高取，則3.4.2 降液管底隙高度h0 若取精餾段取，提餾段取為，那么液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速為精餾段： 提餾段： 的一般經(jīng)驗(yàn)數(shù)值為3.4.3 進(jìn)口堰高和受液盤(pán)本設(shè)計(jì)不設(shè)置進(jìn)口堰高和受液盤(pán)3.4.4 浮閥數(shù)目及排列采用f1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm。1 浮閥數(shù)目浮閥數(shù)目氣體通過(guò)閥孔時(shí)的速度取動(dòng)能因數(shù)，那么，因此2 排列由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一橫排的閥孔中心距，那么相鄰兩排間的閥孔中心距為： 取時(shí)畫(huà)出的閥孔數(shù)目只有60個(gè)，不能滿足要求，取畫(huà)出閥孔的排布圖如圖所示，其中圖中，通道板上可排閥孔91個(gè)，弓形板可排閥孔50個(gè)，所以

16、總閥孔數(shù)目為個(gè)3.4.5 校核氣體通過(guò)閥孔時(shí)的實(shí)際速度： 實(shí)際動(dòng)能因數(shù)： (在912之間)開(kāi)孔率：開(kāi)孔率在10%14%之間，滿足要求。4 流體力學(xué)驗(yàn)算及操作性能負(fù)荷圖4.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)4.1.1 干板阻力浮閥由部分全開(kāi)轉(zhuǎn)為全部全開(kāi)時(shí)的臨界速度為：因?yàn)樗?.1.2 板上充氣液層阻力取板上液層充氣程度因數(shù)，那么：4.1.3 由表面張力引起的阻力由表面張力導(dǎo)致的阻力一般來(lái)說(shuō)都比較小，所以一般情況下可以忽略，所以：4.2 漏液驗(yàn)算動(dòng)能因數(shù)，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷為：其中所以可見(jiàn)不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。4.3 液泛驗(yàn)算溢流管內(nèi)的清液層高度其中， 所以

17、， 為防止液泛，通常，取校正系數(shù)，則有：可見(jiàn)，即不會(huì)產(chǎn)生液泛。4.4 霧沫夾帶驗(yàn)算泛點(diǎn)率=查得物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)所以，泛點(diǎn)率=可見(jiàn)，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi)4.5 操作性能負(fù)荷圖4.5.1 霧沫夾帶上限線取泛點(diǎn)率為80%代入泛點(diǎn)率計(jì)算式，有：整理可得霧沫夾帶上限方程為： 4.5.2 液泛線液泛線方程為其中，代入上式化簡(jiǎn)后可得： 4.5.3 液體負(fù)荷上限線取，那么4.5.4 漏液線取動(dòng)能因數(shù)，以限定氣體的最小負(fù)荷： 4.5.5 液相負(fù)荷下限線取代入的計(jì)算式：整理可得：4.5.6 操作性能負(fù)荷圖由以上各線的方程式，可畫(huà)出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)p(0.00

18、146，1.103)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。由圖可讀得：所以，塔的操作彈性為5 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型5.1 進(jìn)料管進(jìn)料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速： 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，則 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速： 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，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速： 5.4 塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量

19、： 取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：5.5 水蒸汽進(jìn)口管通入塔的水蒸氣體積流量： 取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目 符號(hào) 單位 計(jì)算數(shù)據(jù) 備注 精餾段 提餾段 塔徑 dm1.461.46 板間距 htm0.40.4 塔板類(lèi)型   單溢流弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速 um/s1.4351.48 堰長(zhǎng) lwm0.7050.705 堰高 hw m0.0600.010 板上液層高度  m0.070.

20、07 降液管底隙高 h0 m0.0150.025 浮閥數(shù) n 189189等腰三角形叉排 閥孔氣速 u0m/s0.21330.2223同一橫排孔心距 浮閥動(dòng)能因子 f0 12.1112.47相鄰橫排中心距離 臨界閥孔氣速 u0c m/s9.7811.72 孔心距 tm0.0750.075 排間距 tm0.0650.08 單板壓降 pppa683.91703.77 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 s23.517.17 降液管內(nèi)清液層高度 hdm0.150.1525 泛點(diǎn)率  %66.3060.44 氣相負(fù)荷上限 (vs)maxm3/s1.651.67物沫夾帶控制 氣相負(fù)荷下限 (vs)minm3/s0.571.71漏液控制 操作彈性   2.892.83&