乙醇水連續(xù)精餾塔的設(shè)計

1、乙醇水連續(xù)精餾塔的設(shè)計目的：通過課程設(shè)計進(jìn)一步鞏固課本所學(xué)的內(nèi)容，培養(yǎng)學(xué)生運(yùn)用所學(xué)理論知識進(jìn)行化工單元過程設(shè)計的初步能力，使所學(xué)的知識系統(tǒng)化，通過本次設(shè)計，應(yīng)了解設(shè)計的內(nèi)容，方法及步驟，使學(xué)生具有調(diào)節(jié)技術(shù)資料，自行確定設(shè)計方案，進(jìn)行設(shè)計計算，并繪制設(shè)備條件圖、編寫設(shè)計說明書。在常壓連續(xù)精餾塔中精餾分離含乙醇20%的乙醇水混合液，分離后塔頂餾出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于4%（均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。已知參數(shù)：（1）設(shè)計任務(wù)l 進(jìn)料乙醇 X = 20 %（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）l 生產(chǎn)能力 Q = 80 t/dl 塔頂產(chǎn)品組成 > 94 %l 塔底產(chǎn)品組成 < 0.1 % （2

2、）操作條件 l 操作壓強(qiáng)：常壓l 精餾塔塔頂壓強(qiáng)：Z = 4 KPal 進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料l 回流比：自定待測l 冷卻水： 20 l 加熱蒸汽：低壓蒸汽，0.2 MPal 單板壓強(qiáng)： 0.7l 全塔效率：ET = 52 %l 建廠地址：天津地區(qū)l 塔頂為全凝器，中間泡點(diǎn)進(jìn)料，篩板式連續(xù)精餾設(shè)計內(nèi)容：（1） 設(shè)計方案的確定及流程說明（2） 塔的工藝計算（3） 塔和塔板主要工藝尺寸的計算（a、塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；b、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；c、塔板的負(fù)荷性能圖）（4） 設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表（5） 精餾塔工藝條件圖（6） 對本設(shè)計的評論或有關(guān)問題的分析討論目 錄一、精餾流程的確定3二、

3、課程設(shè)計報告內(nèi)容41.塔的物料計算41.1 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分?jǐn)?shù)41.2 平均摩爾質(zhì)量41.3 物料衡算42.塔板數(shù)的確定52.1 理論塔板數(shù)的求取52.2 全塔效率72.3 實(shí)際塔板數(shù)73.塔點(diǎn)工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算73.1 操作壓強(qiáng)73.2 溫度73.3 平均摩爾質(zhì)量83.4 平均密度83.5 液體表面張力103.6 液體黏度104.精餾段氣液負(fù)荷計算115.塔和塔板主要工藝尺寸計算125.1 塔徑125.2 溢流裝置135.3 塔板布置165.4 篩孔數(shù)與開孔率165.5 塔的有效高度（精餾段）175.6 塔高計算176.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算176.1 氣體通過篩板壓強(qiáng)降相當(dāng)

4、的液柱高度176.2 霧沫夾帶量的驗(yàn)算196.3 漏液的驗(yàn)算196.4 液泛驗(yàn)算197.塔板負(fù)荷性能圖207.1 霧沫夾帶線（1）207.2 液泛線（2）217.3 液相負(fù)荷上限線（3）227.4 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）227.5 液相負(fù)荷下限線（5）238.篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表249.精餾塔的附屬設(shè)備及接管尺寸25三、設(shè)計小結(jié)26四、主要參考文獻(xiàn)26一、精餾流程的確定乙醇水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷凝后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。二、課程設(shè)計報告內(nèi)容1.塔的

5、物料計算1.1 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分?jǐn)?shù)1.2 平均摩爾質(zhì)量1.3 物料衡算總物料衡算 輕組分物料衡算 聯(lián)立二式得： 各物料數(shù)值為：2.塔板數(shù)的確定2.1 理論塔板數(shù)NT的求取 乙醇水屬于理想物系，可采用M.T.圖解法求NT。2.1.1 根據(jù)乙醇水的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表 液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)0.00.00.250.5510.100.110.300.5750.020.1750.40.6140.040.2730.50.6570.060.340.60.6980.080.3920.70.7550.10.430.80.820.140.4

6、820.8940.8940.180.5130.950.9420.20.5251.01.0 表1：乙醇水氣液平衡數(shù)據(jù)2.1.2 求最小回流比Rmin及操作回流比R。因泡點(diǎn)進(jìn)料，在圖1中對角線上自點(diǎn)e（0.09，0.09）作垂線即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq = 0.41，xq = 0.09，此時最小回流比為： 由于此時乙醇水系統(tǒng)的平衡曲線有下凹部分，求最小回流比自a點(diǎn)（xD，xD）作平衡線的切線aq并延長與y軸相交于c點(diǎn)，截距為0.28，即 當(dāng)最小回流比為時，比還要小很多，已出現(xiàn)恒濃區(qū)，需要無窮多塊塔板才能達(dá)到g點(diǎn)。所以對具有下凹部分平衡曲線點(diǎn)物系求Rmin時，不能以平衡數(shù)據(jù)（

7、yq，xq）代入。 圖 1 M.T.圖解法求NT取操作回流比2.1.3 求理論塔板數(shù)NT精餾段方程 ： 如圖所示按照M.T.圖解法作圖可知：NT=21（包括再沸器），其中精餾段17層提餾段4層（包括再沸器）第18層為進(jìn)料板。2.2 全塔效率ET 根據(jù)已知條件，ET = 52 %2.3 實(shí)際塔板數(shù)N 精餾段 提餾段 3.塔點(diǎn)工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算 3.1 操作壓強(qiáng)Pm 塔頂壓強(qiáng) 取每層壓強(qiáng)降 ，則進(jìn)料板壓強(qiáng)精餾段平均操作壓強(qiáng)： 3.2 溫度tm 根據(jù)操作壓強(qiáng)，有 純組分的飽和蒸汽壓P0和溫度t的關(guān)系可用安托尼（Antoine）方程表示，即 ABCCH3CH2OH8.044961554.3222.

8、65H2O (60150)7.966811668.21228H2O (060)8.107651750.286235注：式中P為mmHg，t為，1mmHg=0.133kpa表2：安托尼公式相關(guān)系數(shù) 組分?jǐn)?shù)據(jù)： 塔頂xA=0.86 xB=0.14 P=105.3kPa 進(jìn)料xA=0.035 xB=0.965 P=125.1kPa 試差法計算，導(dǎo)入Excel可得： 塔頂 tD = 81.47 進(jìn)料 tF = 104.88 此時精餾段平均溫度 3.3 平均摩爾質(zhì)量Mm塔頂 進(jìn)料板 則精餾段平均摩爾質(zhì)量： 3.4 平均密度m3.4.1 液相密度Lm 由式 （為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）溫度/20304050607080

9、90100110乙醇密度/kg/m3795785777765755746735730716703水密度/kg/m3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0表3 乙醇與水的密度已知：（為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）根據(jù)表3的密度值，當(dāng)塔頂溫度為81.47，由拉格朗日插值法可知： 進(jìn)料板，由加料板液相組成，進(jìn)料板溫度104.88時 故精餾段平均液相密度： 3.4.2 氣相密度3.5 液體表面張力溫度/2030405060708090100110表面張力/×103N/m乙醇22.321.220.419.818.81817.1516.215.514.

10、4水72.671.269.667.766.264.362.660.758.856.9 表4 乙醇水的表面張力與溫度的關(guān)系在塔頂處，溫度為81.47，此時乙醇： 水： 在進(jìn)料處，溫度為104.88，此時乙醇： 水： 則精餾段平均表面張力為：3.6 液體黏度液體的黏度可根據(jù)式 對于乙醇，其中， 溫度T 黏度mPa·s 對于水，可根據(jù)水的物性參數(shù)表知溫度/708090100110黏度/×105Pa·s40.6135.6531.6528.3825.89表5 水的黏度與溫度的關(guān)系 塔頂： 進(jìn)料： 則精餾段平均液相黏度為：4.精餾段氣液負(fù)荷計算5.塔和塔板主要工藝尺寸計算5.

11、1 塔徑D參考表6，初選板間距,取板上液層高度 塔徑HT/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT/m200300250350300450350600400600表6 板間距與塔徑的關(guān)系圖2 Smith關(guān)系圖由取安全系數(shù)為0.70，則故 (滿足0.81.6的范圍)按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為,則空塔氣速為一般的，在塔徑超過1m時，應(yīng)按照200mm增值定塔徑。故取D = 1.8 m5.2 溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計算如下。 （a）U型流 （b）單溢流 （c）雙溢流 （d）階梯式雙溢流 圖3 溢流裝置圖 圖4 塔板的結(jié)構(gòu)參數(shù)

12、5.2.1溢流堰長 取堰長為0.7D，即 5.2.2 出口堰高 由 圖5 液流收縮系數(shù)計算圖查液流收縮系數(shù)計算圖可知E1 故 5.2.3 降液管的寬度Wd與降液管的面積Af 由查圖弓形降液管的寬度與面積，得 故 則液體在降液管中停留的時間以檢驗(yàn)降液管面積，即 因?yàn)榇酥荡笥?s，可保證足夠的停留時間，使溢流液中夾帶的氣泡得以分離。 圖6 弓形降液管的寬度與面積5.2.4降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速 5.3 塔板布置 （1）取邊緣區(qū)寬度 ， （2）開孔區(qū)面積 5.4 篩孔數(shù)與開孔率 圖7 篩孔的正三角形排列取篩孔的孔徑，正三角形排列，一般碳鋼的板厚 若，孔中心距 此時，篩板數(shù)為 開孔

13、區(qū)的開孔率為 （在5%15%之間） 每層塔板上的開孔面積A0為 氣體通過篩孔的氣速 5.5 塔的有效高度Z（精餾段） 5.6 塔高計算 略6.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算6.1 氣體通過篩板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?6.1.1 干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?由，查圖干篩孔的流量系數(shù)， 圖8 干篩孔的流量系數(shù)6.1.2 氣流穿過板上液層壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?查表充氣系數(shù)與的關(guān)系， 圖 9 充氣系數(shù)與的關(guān)系6.1.3 克服液體表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?故 單板壓強(qiáng)降 （設(shè)計允許值）6.2 霧沫夾帶量的驗(yàn)算 故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。6.3 漏液的驗(yàn)算 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。

14、6.4 液泛驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使用降液管中清液層高度 取，則 故，在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。 根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。7.塔板負(fù)荷性能圖7.1 霧沫夾帶線（1） 其中 （a） 取近似值， 故 （b） 取霧沫夾帶極限值，已知， 將（a）、（b）式代入，可得： 整理得 （1） 在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依（1）式算出相應(yīng)的VS值列于下表中。5.014.714.524.35依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中做出霧沫夾帶線（1）7.2 液泛線（2）聯(lián)立式可知 近似取， 故 由于 因此，此時可知 由于，聯(lián)立上式可知： 整理得下式 （2） 在操作范圍內(nèi)

15、取若干LS值，依式（2）計算VS值，列于下表之中，依表中數(shù)據(jù)做出液泛線（2）。6.205.955.765.587.3 液相負(fù)荷上限線（3）取液體在降液管中停留時間為4s，由式 （3） 液相負(fù)荷上限線（3）在VSLS坐標(biāo)圖上為與氣體流量VS無關(guān)的垂直線。 7.4 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）由 代入漏液點(diǎn)氣速式： 其中，已得出，代入并整理得： （4）此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個LS值，依式（4）計算相應(yīng)的VS值，列于下表中，依附表中的數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線（4）。1.461.541.591.637.5 液相負(fù)荷下限線（5） 取平堰、堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，取，則 整理上

16、式得 （5） 以此值在VSLS坐標(biāo)圖上作線（5）即為液相負(fù)荷下限線。 將以上5條線標(biāo)繪于圖中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍的區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū)，P點(diǎn)為操作點(diǎn)，OP線為操作線。OP線與線（1）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)的氣相負(fù)荷為 可知本設(shè)計塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。 精餾段的操作彈性圖10 精餾段負(fù)荷性能圖8.篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表 項(xiàng)目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)PmkPa115.2略各段平均溫度tm93.18平均流量氣相Vsm³/s2.92液相Lsm³/s0.0033實(shí)際塔板數(shù)N塊33板間距HTm

17、0.40塔的有效高度Zm12.8塔徑Dm1.8空塔氣速um/s2.094塔板液流形式單流型溢流裝量溢流管形式弓形堰長lWm1.26堰高h(yuǎn)Wm0.047溢流堰寬度Wdm0.261管底與受液盤距離hOm0.026板上清夜層高度hLm0.06孔徑domm5孔間距tmm15孔數(shù)n個8904開孔面積0.18篩孔氣速uom/s16.68塔板壓強(qiáng)降PpkPa0.59液體在降液管中停留時間s27.75降液管內(nèi)清夜層高度Hdm0.134霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.025負(fù)荷上限霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制氣相最大負(fù)荷Vs,maxm³/s4.30氣相最小負(fù)荷Vs,minm³/s1.52操作彈

18、性2.839.精餾塔的附屬設(shè)備及接管尺寸選用列管式原料預(yù)熱器，強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器，列管式塔頂及塔底產(chǎn)品冷凝器，熱虹吸式再沸器三、設(shè)計小結(jié)經(jīng)過兩周的化工原理課程設(shè)計，受益頗多。 課程設(shè)計是一個我們自我學(xué)習(xí)，自我檢測的過程，在設(shè)計的過程中，學(xué)會自己查閱資料，運(yùn)用圖書館，網(wǎng)絡(luò)等可以運(yùn)用的資源來收集所需的資料，所以，這次的課程設(shè)計，是自我完善的良好過程。 在這次設(shè)計當(dāng)中，不論是誰都付出了相當(dāng)多的努力，同學(xué)之間相互研究問題，討論問題，仔細(xì)思考，以尋求問題的答案，這期間，我們同心協(xié)力，把互幫互助，團(tuán)隊(duì)合作發(fā)揮到最大值，同學(xué)之間相互幫助，耐心幫助有問題不懂的同學(xué)，正是這種互幫互助的精神，才使得我們的設(shè)計都非常順利。 本次，我的設(shè)計題目是乙醇和水的連續(xù)精餾，這使得我對課本中有關(guān)蒸餾的章節(jié)有了更加深入的了解和學(xué)習(xí)，對于蒸餾方面問題的把握也更加準(zhǔn)確。當(dāng)然，在次過程中，我亦發(fā)現(xiàn)了我存在的需都問題，譬如，對概念的把握有些迷糊等，幸而通過設(shè)計鞏固了所學(xué)的知識。 此外，通過設(shè)計，讓我更加明白了理論聯(lián)系實(shí)際的重要性，無論理論知識學(xué)得再好，不能設(shè)計出方案也是不行的，但是，反言之，一味追求實(shí)際，而忽略理論知識的重