乙醇水精餾塔設(shè)計(jì)說明

1、下載可編輯 綜合運(yùn)用“化工原理”和相關(guān)選修課程的知識(shí)，聯(lián)系化工生產(chǎn)的實(shí)際完成單元操作的化工設(shè)計(jì)實(shí)踐，初步掌握化工單元操作的基本程序和方法。 熟悉查閱資料和標(biāo)準(zhǔn)、正確選用公式，數(shù)據(jù)選用簡潔，文字和工程語言正確表達(dá)設(shè)計(jì)思路和結(jié)果。 樹立正確設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)工程、經(jīng)濟(jì)和環(huán)保意識(shí)，提高分析工程問題的能力。二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離乙醇水混合物。生產(chǎn)能力（塔頂產(chǎn)品）3000kg/h操作周期300天年進(jìn)料組成25%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）塔頂餾出液組成94%塔底餾出液組成0.1%操作壓力4kPa（塔頂表壓）進(jìn)料熱狀況泡點(diǎn)單板壓降：0.7 kPa設(shè)備型式篩板三、設(shè)計(jì)內(nèi)容：(1) 精餾塔的物

2、料衡算；(2) 塔板數(shù)的確定：(3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物件數(shù)據(jù)的計(jì)算；(4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；(5) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；(6) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算：(7) 塔板負(fù)荷性能圖；(8) 精餾塔接管尺寸計(jì)算；(9) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖；(10) 繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖；(11) 對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。設(shè)計(jì)計(jì)算 （一）設(shè)計(jì)方案選定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離水乙醇混合物。原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱至84后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至25后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，

3、塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。1 精餾方式：本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾方式。原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集產(chǎn)物和排出殘液。其優(yōu)點(diǎn)是集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)乙醇和水的揮發(fā)度相差較大，因而無須采用特殊精餾。2 操作壓力：本設(shè)計(jì)選擇常壓，常壓操作對(duì)設(shè)備要求低，操作費(fèi)用低，適用于乙醇和水這類非熱敏沸點(diǎn)在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。3 塔板形式：根據(jù)生產(chǎn)要求，選擇結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價(jià)低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔板效率高，壓降較低，在乙醇和水這種黏度不大的分離工藝中有很好表現(xiàn)。4 加料方式和加料熱狀態(tài)：加料方式選擇加料泵打入。由于原料溫度穩(wěn)定，為減少操作成本采用30 度原料冷液進(jìn)

4、料。.專業(yè).整理.下載可編輯5 由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采用間接蒸汽加熱。6 再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排：塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至65 度回流入塔。冷凝冷卻器安裝在較低的框架上，通過回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內(nèi)，餾出產(chǎn)品進(jìn)入儲(chǔ)罐。塔釜產(chǎn)品接近純水，一部分用來補(bǔ)充加熱蒸汽，其余儲(chǔ)槽備稀釋其他工段污水排放。（二）精餾塔的物料衡算原料液處理量為3000kg/h, （每年生產(chǎn)300 天），塔頂產(chǎn)品組成94%（ w/w）乙醇。原料25%（ w/w）乙醇水溶液，釜?dú)堃汉掖?.1%（ w/w）的水溶液。分子量 M水=18 kg/kmol；M乙醇 =46 kg/kmol 。1.

5、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率原料摩爾分?jǐn)?shù)：x F=（0.25/46 ）/(0.25/46+0.75/78)=0.1154塔頂摩爾分?jǐn)?shù)：x D=（0.94/46 ）/ （ 0.94/46+0.06/18）=0.860塔釜?dú)堃旱哪柗謹(jǐn)?shù)：x W=(0.001/46)/(0.001/46+0.999/18)=0.00042 原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.1154*46+(1-0.1154)*18=21.2312kg/kmolMD=0.860*46+(1-0.86)*18=42.08kg/kmolMW=0.0004*46+(1-0.0004)*18=18.0112kg/kmol3 物

6、料衡算原料的處理量F=3000/ （ 300*24 ） /21.2312=19.63 kmol/h總物料衡算19.63=D+W乙醇的物料衡算解得：塔頂采出量D=2.626塔底采出量W=17.004.專業(yè).整理.下載可編輯（三）精餾工藝條件計(jì)算1. 理論塔板數(shù) NT 的求取錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。確定回流比R乙醇水屬于理想物系，可采用圖解法求回流比R 和理論塔板數(shù)。錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。由手冊(cè)查得乙醇水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y 圖，見下圖。常壓下乙醇水溶液的t-x-y圖常壓下乙醇水溶液的t-x-y圖.專業(yè).整理.下載可編輯錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小

7、回流比，在圖1 中對(duì)角線上，自點(diǎn) G（0.115 ，0.115 ）作垂線 ec 即為進(jìn)料線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為y=0.45x=0.115故最小回流比為Rmin =(0.86-0.45)/(0.45-0.115)=1.22取操作的回流比為R=2Rmin=2*1.22=2.44取整R=2.5錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。求氣液相負(fù)荷V=（R+1）L=L+F=6.565+19.63=26.195V=V=9.191錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。求操作線方程精餾段操作線方程為: Y=L*X/V + D*XD/ V =0.714 +0.246提餾段操作線方程為: Y = L *X /V - W*X W/ V =

8、2.85 -0.0007確定理論塔板數(shù)。結(jié)果見上圖，得理論塔板數(shù)NT =15 塊（不包括再沸器），精餾段12 塊，提餾段3 塊（不包括再沸器）錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。確定實(shí)際塔板數(shù)。精餾段實(shí)際塔板數(shù)N 精 = 12/0.52=23塊提餾段實(shí)際塔板數(shù)N 提 = 3/0.52= 6塊精餾塔工藝參數(shù)匯總表.專業(yè).整理.下載可編輯精餾塔工藝參數(shù)匯總NpN精N提ENRRTTmin292360.52152.51.224精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4 1 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力P D =101.34105.3 kPa每層塔板壓降P = 0.7kPa進(jìn)料板壓力P = 105.3 + 0.7 * 23

9、 = 121.4kPa精餾段平均壓力P M = ( 105.3+121.4)/2= 113.35kPa4 2操作溫度計(jì)算依據(jù)據(jù)操作壓力, 由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度, 其中乙醇與水的飽和蒸氣壓由安托因方程 P* =A - B /(T +C)計(jì)算 ,計(jì)算過程略 . 計(jì)算結(jié)果如下 :塔頂溫度tD = 78.0進(jìn)料板溫度tF = 84 .0精餾段平均溫度溫tm =(78.0 + 82.0 ) /2 = 81.04.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由 XD=y1=0.86 ，查平衡曲線得： X1 = 0.825塔頂液相的平均摩爾質(zhì)量：MVDm=0.86 ×46 +(1-0.86)×18

10、 = 42.08kg/kmolMLDm=0.825×46 +(1- 0.825 )× 18 = 41.1 kg/kmol進(jìn)料板的摩爾質(zhì)量，由圖解理論板得yF =0.415.專業(yè).整理.下載可編輯由平衡曲線得：XF =0.25MVFm=0.415 × 46+（ 1-0.415）× 18 = 29.62kg/kmolMLFm=0.25 × 46 +(1-0.25)×18 = 25kg/kmol平均摩爾質(zhì)量：MVm=(42.08 + 29.62)/2=35.85 kg/kmolMLm=(41.1 + 25)/2=33.05kg/kmol4.

11、4平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算vm = P m * MVm / R * Tm =113.35 * 35.85/8.314 * (81.0 + 273.15)=1.337 kg/m3液相平均密度計(jì)算塔頂 TD=78查手冊(cè) 水 = 973 kg/ m3,乙醇 = 744.4 kg/m3進(jìn)料 TF=82查手冊(cè) 水 = 969 kg/ m3,乙醇 = 737.3 kg/m3塔頂密度 LDH= 1/X D / A + (1-XD)/ B = 735.3 kg/ m3進(jìn)料板的液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)：A= X F*MA/X F*MA+(1-X F)MB = 0.46進(jìn)料板的液相密度:LDM= 1/ / A + (1-

12、)/ B= 833.3 kg/ m3AA3精餾段的平均密度LDM=(735.3+833.3)/2 = 784.3kg/ m4.5液體平均表面張力的計(jì)算塔頂表面平均張力由T=78查手冊(cè)得：水 =62.9mN/m, 乙醇 =18.46mN/m.專業(yè).整理.下載可編輯 lDm=18×0.86+62.9 ×(1-0.86)=24.68mN/m進(jìn)料板的表面張力由 T=84查手冊(cè)得：水 =61.8 ×103N/m, 乙醇 =17.88×103N/mlFm =17.88 ×0.2561.8 × (1-0.25) 50.82mN/m精餾段的液相平均表

13、面張力 LM = （24.68+50.82 3 ）/2=37.75mN/m 5 塔徑和塔高的計(jì)算5.1塔徑的計(jì)算精餾塔的氣，液體體積流率為VS= 0.07 m 3/sLs= 0.0001 m 3/s由 umax = CLVVLh0. 5L=0.027查圖表VhV取板間距 HT=0.4m板上液層高度 hL =0.06m查化工原理課程設(shè)計(jì)P105 圖 5-1 得：C20 = 0.074C = C 20 *(L )0.2 =0.074 * = 0.08420Umax = CLV = 1.59 m/sL取設(shè)計(jì)的泛點(diǎn)率為0.7 ，則空塔氣速為：U = 0.7 Umax = 1.113m/s塔徑 D= =

14、0.28m 圓整得： D=0.3m.專業(yè).整理.下載可編輯塔截面積為： ATD 2= * 0.32=0.071 m2440.07實(shí)際空塔氣速為：1m/s0.0715.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段的有效高度Z 精 =（ N 精 -1 ） HT=(23-1) × 0.4 = 8.8 m提餾段的有效高度Z 提 =（ N 提 -1 ） HT=（6-1 ）× 0.4 = 2m在進(jìn)料板的上方開人孔其高度為=0.8m, 故精餾段的有效高度為：Z= Z 精 + Z 提+0.8=10.6 11m6. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算6.1 溢流裝置的計(jì)算： 因塔徑和流體量適中，選取單溢流弓形降管。堰長

15、 l w取 l w 0.66D 0.2m溢流堰高度 hw由 hwhLhow選用平直 堰，堰上液層高度 how2.84E Lh2 / 3how=0.0002m1000lw取板上清液層高度hL =0.6m故 hw hLhow0.60.0002 0.0598 m 弓形降液管寬度Wd和截面積 Af由 lw0.66查化工原理課程設(shè)計(jì)P112 圖 5-7 得DWd0.124Af0.0722DAT.專業(yè).整理.下載可編輯Af0.0722* 0.071 0.00513m故Wd0.124* D 0.124* 0.3 0.0372m液體在降液管停留的時(shí)間，即3600Af H T 3600* 0.00513* 0.

16、45sLh20.52s0.0001* 3600故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度 h0h0Lh取u0'0.08 m/s ，則3600lwu0 'hwh0 0.0598 0.00625 0.054 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理6.2 塔板布置邊緣寬度的確定， 查化工原理課程設(shè)計(jì)P114取 Ws 0.07mWc 0.05m ，所以開孔的面積 AaAa2 x r 2x2r 2sin 1 x180rxDWdWs0.150.03720.070.0428m2rDWc0.150.05 0.1m2代入式中解得： Aa =0.084 m2篩孔的計(jì)算篩孔的孔徑 d05mm ，3mm孔中心距

17、t為t3do3 * 0.0050.015m篩孔的數(shù)目為1.155 * 0.084n4310.0152.專業(yè).整理.下載可編輯do2開孔率為0.907=10.1 t氣體通過閥孔的氣速為：u0Vs0.078.25 m/sA00.101* 0.0847. 塔板流動(dòng)性能的校核7.1液沫夾帶的校核液沫夾帶量 ev，即5.7*10 63.2evuaH T hfLh f2.5* 0.060.15m 代入得： ev0.025kg液 / kg氣故設(shè)計(jì)中 液沫夾帶量 ev 在允許范圍內(nèi)。7.2塔板壓降干板阻力h0 可計(jì)算如下：2hc0.051u0vc0L查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-10 ，得 c00.0772 代入故

18、 hc0.016 m 液柱氣體通過液層阻力hlhlhL 由 ua0.071.060.005130.071F0ua *2.051.52查化工原理課程設(shè)計(jì)圖 5-11 ，得代入得： hl 0.0336m液柱液體表面張力的阻力hh4 L0.0039L gd0氣體通過每層板的液柱高度.專業(yè).整理.下載可編輯hphhlhc0.0535 p= hpL g0.0535 * 784.3* 9.81 411.60.7kpa設(shè)計(jì)允許值7.3降液管液泛校核降液管中的清夜柱高度HdH Thw因?yàn)橐掖?- 水為不易起泡物系，取0.6H Thw0.6HThw0.6* (0.40.0598)0.276mhd0.153(u0

19、 ' ) 20.001故 H dhdhphL0.05350.060.0010.1145 m 液柱。故不會(huì)產(chǎn)生降液管液泛。7.4取漏液點(diǎn)氣速為閥孔動(dòng)能因子 F0 =1.52 時(shí)相應(yīng)的值，則 u0,min 6.75 m/s穩(wěn)定系數(shù) k=8.251.22 , 故不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重漏液。6.758. 塔板負(fù)荷性能圖在 u0 ,min6.75m/s 式中，u0, minC0 0.0056 0.13hL hLVu0,m inVs, minA0hLhwhow2 / 3how2.84 ELh1000l w并將塔板有關(guān)尺寸數(shù)據(jù)和物性常數(shù)等值代入，整理之可得.專業(yè).整理.下載可編輯Vs,min =0.029*3

20、.96 90 Ls2 / 3（ 1）在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)LS 值，列與下表LSm3 / s0.00010.00050.0010.0015Vsm3 / s0.070.1300.240.15作漏液線 18.2過量液沫夾帶線關(guān)系式由 ev =5.7 * 10 6ua)3.2(LH Th fuaVsVs1.373VsATA f0.785 0.0567h f =2.5 hl =2.5(h w + how)2 / 3得Vs =0.11-2.1L（ 2）s在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)LS 值，列與下表LSm3 / s0.00010.00050.0010.0015Vsm3 / s0.1050.0970.0130.08

21、2作液沫夾帶線 28.3液相下限關(guān)系式2.84E Lh2 / 3由 how令 E=1，取 how =0.006m 代入，可解得1000lwLs,m in =0.0002 m3 / s（ 3）可作出也氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線38.4液相上限關(guān)系式.專業(yè).整理.下載可編輯以4s作為液體在 降液管中停留時(shí)間的下限，Af H T4 ，故LsLs, max = Af H T =0.000513 m3 / s（4）4可作出也氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線48.5液泛線由降液管液泛校核條件式或 ，將 ，hf和 hd 計(jì)算式代入， 即：令 H d( H T hW ) ， 由H d hphLhd ；

22、hp hchlh； hlhL ； hLhWhow聯(lián)立得H T(1) hW(1)howhc hdh忽略 h，將 how 與 Ls， hd 與 Ls ， hc 與 Vs 的關(guān)系式代入上式，并整理得a Vs2b c Ls2d L s2 / 3式中a0.051(v)bH T(1) hWc0.153( A0C0 )2L(lW h0 )2d2.84*10 3E(1)( 3600) 2/ 3l W可得將塔板有關(guān)尺寸數(shù)據(jù)和物性常數(shù)等值代入并整理之，可222 / 3得： Vs0.055 37.2LS0.92LS在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)LS 值，列與下表LSm3 / s0.00010.00050.0010.0015V

23、sm3 / s0.0530.0490.04580.043作掖泛線 5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板的負(fù)荷性能圖，如下圖所示。.專業(yè).整理.下載可編輯以 LS 為橫坐標(biāo)， Vs 為縱坐標(biāo)， 作本塔板的負(fù)荷性能圖（附圖） 。圖中，作出操作點(diǎn) A，連接 OA，即作出操作線。由圖可讀得 , 該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖查得Vs,max =Vs,min =故其操作彈性為設(shè)計(jì)計(jì)算的主要結(jié)果序 號(hào)項(xiàng) 目數(shù)值1平均溫度 t m，oC812平均壓力 Pm，kPa113.353氣相流量30.07Vs ，（ m/s ）4液相流量30.0001Ls ，（ m/s ）5實(shí)際塔板數(shù)296有效段高度 Z，

24、m117塔徑， m0.38板間距， m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長， m0.212堰高， m0.0598.專業(yè).整理.下載可編輯13板上液層高度， m0.614堰上液層高度， m0.000215降液管底隙高度， m0.0062516安定區(qū)寬度， m0.0717邊緣區(qū)寬度， m0.0518開孔區(qū)面積， m20.08419篩孔直徑， m0.00520篩孔數(shù)目43121孔中心距， m0.01522開孔率， %10.123空塔氣速， m/s124篩孔氣速， m/s8.2525穩(wěn)定系數(shù)1.2226每層塔板壓降， Pa411.627負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下限漏液控制29液沫夾帶 ev

25、 ，（ kg 液/kg 氣）0.02530氣相負(fù)荷上限，3m/s31氣相負(fù)荷下限，3m/s32操作彈性9. 主要接管尺寸的選取9.1進(jìn)料管有已知料液流率為5200kg/h, 取料液密度為965kg/m3, 則料液體積流率為取管內(nèi)流速uf=0.5m/s,則進(jìn)料管的直徑取進(jìn)料管尺寸為63.5 ×3.09.2回流管由已知回流液流率為12298.6kg/h ，取回流液密度為742.43kg/m3, 則回流液體積流率為取回流管尺寸為140×4.5.專業(yè).整理.下載可編輯9.3釜液出口管由已知釜液流率為3376kg/h, 取釜液密度為920kg/m3, 則釜液體積流率取管內(nèi)流速Uw =

26、0.5m/s ，則釜液出口管直徑取釜液出口管尺寸為57× 3.09.4塔頂蒸汽管近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率VT，并取管內(nèi)蒸汽流速uT=15m/s，則塔頂蒸汽管直徑取塔頂蒸氣管尺寸為180×5.09.5加熱蒸氣管取加熱蒸氣管內(nèi)蒸汽流速uT=0.6m3/s 加熱蒸氣密度3.25kg/m3, 流速取 15m/s, 則加熱蒸氣管徑取加熱蒸氣管尺寸為245×6。10. 輔助設(shè)備的選取10.1冷凝器冷凝器選用單殼程的列管式換熱器，冷凝劑選用冷水，冷水走管程，蒸汽走殼程，該冷凝器為全冷凝器，對(duì)全凝器作熱量衡算并忽略熱量損失，選定冷水的入口溫度為t1=25 , 出口溫

27、度為t2=40 , 選定回流液在飽和溫度下進(jìn)入塔內(nèi)，由于塔頂餾出液幾乎為純乙醇作焓按純乙醇計(jì)算，則所以 QC=Vr=256.629×16399=4.3 × 106J為冷水消耗量10.2再沸器本設(shè)計(jì)分離乙醇- 水體系，可以采用直接蒸汽加熱，只需在精餾塔的底部通入水蒸氣即可，不需要外加再沸器。符號(hào)說明英文字母Ap塔板鼓泡區(qū)面積，m2；Af降液管截面積，m2；A0 篩孔面積，m2；AT塔截面積，m2；C 負(fù)荷系數(shù)，無因次；C20 20dyn/cm 時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無因次Cf泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，無因次；Cp 比熱， kJ/kg&S226;K ；d0篩孔直徑，m；D 塔徑， m；.專

28、業(yè).整理.下載可編輯D 塔頂產(chǎn)品流量， kmol/h 或 kg/h ；eV霧沫夾帶量，kg( 液)/kg(氣 ) ；E 液流收縮系數(shù)，無因次；ET總板效率或全塔效率，無因次；F原料流量，kmol/h 或 kg/h ；g 重力加速度， m/s2；hd干板壓降，m；hd液體通過降液管的壓降，m；ht氣相通過塔板的壓降，m；hf板上鼓泡層高度，m；hl板上液層的有效阻力，m；hL板上液層高度，m；h0降液管底隙高度，m；h0w堰上液層高度，m；hp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；hW溢流堰高度，m；h與克服表面張力的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；Hd降液管內(nèi)清液層高度，m；HT塔板間距，m；I 物質(zhì)的焓， kJ/kg ；K 穩(wěn)定系數(shù)，無因次；l W堰長， m；LS塔內(nèi)液體流量，m3/s；M 分子量；n 篩孔總數(shù)；NT理論板數(shù)；N 實(shí)際板數(shù)；P 操作壓強(qiáng)， Pa；P 單板壓強(qiáng)， Pa；Pp通過一層塔板的壓強(qiáng)降，Pa/ 層；q 進(jìn)料熱狀況參數(shù)，無因次；Q 熱負(fù)荷， kJ/h ；QB再沸器熱負(fù)荷，kJ/h ；QC全凝器熱負(fù)荷，kJ/h ；QL熱負(fù)荷損失，kJ/h ；r 汽化潛熱，