化工原理課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計(浮閥塔)

1、 目錄1 目錄1目錄 . 12設(shè)計任務(wù)書 . 43設(shè)計方案的確定及流程說明 . 53.1塔的類型選擇 . 53.2塔板類型的選擇 . 53.3塔壓確定 . 53.4進料熱狀況的選擇 . 53.5塔釜加熱方式的確定 . 53.6塔頂冷凝方式 . 63.7塔板溢流形式 . 63.8塔徑的選取 . 63.9適宜回流比的選取 . 63.10操作流程 . 64塔的工藝設(shè)計 . 74.1精餾塔全塔物料濃度計算： . 74.2理論板的計算 . 74.2.1最小回流比的計算 . 74.2.2理論板數(shù)的計算 . 84.2.3塔板效率的計算 . 134.2.3.1塔頂?shù)臏囟?tD的計算. 134.2.3.2塔底的

2、溫度 tW和總板效率 ET的計算 . 144.2.4實際板數(shù)的計算 . 164.2.5進料溫度的計算 . 164.3平均參數(shù)的計算 . 174.3.1全塔物料衡算 . 174.3.2平均溫度的計算 . 174.3.3平均壓力的計算 . 171 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計4.3.4氣液兩相平均密度的計算. 184.3.4.1氣液相組成的計算. 184.3.4.2各液相平均密度的計算. 194.3.4.3平均相對分子量的計算. 204.3.4.4各氣相平均密度的計算. 214.3.5平均表面張力的計算. 224.3.6氣液兩相平均體積流率的計算. 254.4塔徑的初步設(shè)計. 264

3、.4.1精餾段塔徑的計算. 264.4.2提餾段塔徑的計算. 274.5塔高的設(shè)計計算. 285塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計. 305.1溢流裝置計算. 305.2塔板及浮閥設(shè)計. 315.2.1塔板的結(jié)構(gòu)尺寸. 315.2.2浮閥數(shù)目及排列. 325.2.2.1精餾段浮閥數(shù)目及排列. 325.2.2.2提餾段浮閥數(shù)目及排列. 345.3塔板流體力學(xué)驗算. 355.3.1氣相通過浮閥塔板的壓降. 355.3.1.1精餾段壓降的計算. 355.3.1.2提餾段壓降的計算. 365.3.2液泛. 365.3.2.1精餾段液泛計算. 365.3.2.2提餾段液泛計算. 375.3.3霧沫夾帶. 375.3.4漏液.

4、 386塔板負荷性能圖. 386.1霧沫夾帶線. 386.2液泛線. 382 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)6.3液相負荷上限線 . 396.4漏液線 . 396.5液相負荷下限線 . 396.6塔板負荷性能圖 . 406.6.1精餾段塔板負荷性能圖 . 406.6.2提餾段塔板負荷性能圖 . 417附屬設(shè)備設(shè)計 . 437.1產(chǎn)品冷卻器設(shè)計選型 . 437.2接管尺寸計算 . 447.2.1進料管 . 447.2.2塔頂蒸汽出口管 . 447.2.3回流液入口管 . 457.2.4塔頂出料管 . 457.2.5塔底出料管 . 467.2.6塔底蒸汽入口管 . 468設(shè)計結(jié)

5、果匯總 . 478.1各主要流股物性匯總 . 478.2浮閥塔設(shè)計參數(shù)匯總 . 478.3產(chǎn)品冷卻器設(shè)計結(jié)果匯總 . 488.4接管尺寸匯總 . 489設(shè)計評述及感悟 . 4910參考文獻 . 5011附錄 . 51附錄 1主要符號說明 . 51附錄 2乙醇水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)表 . 51附錄 3不同溫度下乙醇和水的粘度 . 52附錄 4不同溫度下乙醇和水的密度 . 53附錄 5不同溫度下乙醇和水的表面張力 . 5312附圖 . 533 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)2 設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目：乙醇水體系浮閥式精餾塔設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)及條件1.進精餾塔料液含乙醇 25%(質(zhì)量

6、分數(shù))，其余為水。2.產(chǎn)品乙醇含量不得低于 94%(質(zhì)量分數(shù))。3.殘液中乙醇含量不得高于 0.1%(質(zhì)量分數(shù))。4.生產(chǎn)能力為日產(chǎn)(24小時)115噸 94%的乙醇產(chǎn)品。5.操作條件：精餾塔頂壓力進料狀況4kPa(表壓)泡點進料回流比R/Rmin = 1.45不大于 667Pa101.325kPa(表壓)單板壓降加熱蒸汽壓力6.設(shè)備型式：浮閥塔三、設(shè)計內(nèi)容及要求1.設(shè)計方案的確定及流程說明2.精餾塔的工藝計算(包括物料衡算、理論塔板數(shù)、回流比、總板效率、平均參數(shù)、塔高、塔徑設(shè)計等)3.塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及流體力學(xué)驗算4.塔板負荷性能圖的繪制5.附屬設(shè)備的設(shè)計(包括產(chǎn)品冷卻器和接管選型)6.設(shè)計結(jié)果

7、匯總(包括主要設(shè)備尺寸及衡算結(jié)果等)7.設(shè)計評述及心得感悟8.附圖：圖解理論板(包括塔頂和塔底區(qū)域的局部放大圖)，塔板負荷性能圖(精餾段和提餾段各一個)，生產(chǎn)工藝流程圖及主題設(shè)備圖(2號圖)。4 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)3 設(shè)計方案的確定及流程說明3.1塔的類型選擇本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇水混合物。對二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。一般來講，板式塔的空塔速度較高，因而生產(chǎn)能力較大，塔板效率穩(wěn)定，操作彈性大，且造價低，檢修、清洗方便，因而在工業(yè)上應(yīng)用較為廣泛。考慮到設(shè)計、制造及生產(chǎn)技術(shù)的成熟穩(wěn)定性，確定采用板式塔進行精餾操作。3.2塔板類型的選擇在板式塔的塔板類型中，

8、浮閥塔板吸收了泡罩塔板和篩孔塔板的優(yōu)點，具有結(jié)構(gòu)簡單、制造方便、造價低，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔板效率高等諸多優(yōu)點。因此優(yōu)先選用浮閥塔板。3.3塔壓確定工業(yè)精餾可在常壓、加壓或減壓下進行。確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮的。一般來說，常壓精餾最為簡單經(jīng)濟，可減少因加壓或減壓操作所增加的增、減壓設(shè)備費用和操作費用，提高經(jīng)濟效益。若無特殊要求，應(yīng)盡量在常壓下操作。加壓精餾可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，或可以使用較便宜的冷卻劑，減少冷凝和冷卻費用。在相同的塔徑下，適當(dāng)提高塔的操作壓力還可以提高塔的處理能力。減壓精餾可以防止某些易

9、分解組分在精餾過程之中受熱分解。乙醇水物系在操作溫度下非常穩(wěn)定，在綜合平衡操作可行性及設(shè)備、操作費用各因素之后，確定采用塔頂壓力為(101.325+4)kPa進行操作。3.4進料熱狀況的選擇工業(yè)上均采用接近泡點的液體進料或泡點進料，這樣可以保證進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作也比較容易控制。因此本設(shè)計采用泡點進料。3.5塔釜加熱方式的確定蒸餾塔塔釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。但本設(shè)計案例具5 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)有其特殊性，由于其塔底產(chǎn)物接近于純水，而且在實際生產(chǎn)中直接蒸汽加熱有更高的熱效率。結(jié)合設(shè)計任務(wù)要求，確定其塔釜加熱

10、方式為蒸汽直接加熱。3.6塔頂冷凝方式泡點回流易于控制,設(shè)計和控制時比較方便,而且可以節(jié)約能源。3.7塔板溢流形式U形流的液體流徑比較長，可以提高板效率，其板面利用率也高，但是液面落差大，只適用于小塔及液體流量小的場合。單溢流的液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于 2.2m的塔中被廣泛使用。雙溢流的優(yōu)點是液體流動的路程短，可降低液面落差，但塔板結(jié)構(gòu)復(fù)雜，板面利用率低，一般用于直徑大于 2m的塔中。階梯式雙溢流的塔板結(jié)構(gòu)最為復(fù)雜，只適用于塔徑很大、液流量很大的特殊場合。通過對本例中的液體流量、塔徑等進行初步估計，確定選用單溢流塔板。3.8塔徑的選取板式塔的塔徑依據(jù)流量公

11、式計算，在設(shè)計時，一般依據(jù)嚴重液沫夾帶時的極限空塔氣速來決定。在估算出塔徑后，還應(yīng)按塔徑系列標準進行圓整，并進行流體力學(xué)驗算。精餾段和提餾段的汽液負荷及物性是不同的，故設(shè)計時兩段的塔徑應(yīng)該分別計算，若二者相差不大，應(yīng)取較大者作為塔徑；若二者相差較大，應(yīng)采用變徑塔。3.9適宜回流比的選取適宜的回流比應(yīng)該通過經(jīng)濟核算來確定，即操作費用和設(shè)備折舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比 Rmin，根據(jù)經(jīng)驗取實際操作回流比為最小回流比的 1.22.0倍。乙醇水混合物系屬易分離物系，最小回流比較小，結(jié)合此設(shè)計任務(wù)要求，操作回流比取最小回流比的 1.45倍。3.10操

12、作流程乙醇水溶液經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱至泡點后，用泵送入精餾塔進料板。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，進入回流罐部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。6 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品用于預(yù)熱原料液，冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔底蒸汽輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。按照設(shè)計任務(wù)書要求繪制生產(chǎn)工藝流程圖一份，附后。4 塔的工藝設(shè)計4.1精餾塔全塔物料濃度計算：F原料液流量（

13、kmol/s）xF原料組成（摩爾分數(shù)）塔頂組成（摩爾分數(shù)）塔底組成（摩爾分數(shù)）D塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） xDW塔底殘液流量（kmol/s） xWV0加熱蒸汽量（kmol/s）M乙醇 = 46.07 kg/kmolM水 = 18.02 kg/kmol進料組成：塔頂組成：塔底組成：日生產(chǎn)量：0.94 / 46.07xD =xW =0.94 / 46.07+ 0.06 /18.02 = 0.8597070.001/ 46.070.001/ 46.07 + 0.999 /18.02 = 0.00039111500086400´0.859707´46.07+ (1- 0.859

14、707)´18.02D = 115t/d = 0.031590kmol/s則以純凈乙醇計的產(chǎn)量為 DxD = 0.031590 × 0.859707 = 0.027158 kmol/s4.2理論板的計算4.2.1最小回流比的計算根據(jù) 1.01325×105Pa下乙醇水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即 x-y曲線7 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)圖。已知乙醇水為非理想物系，其平衡曲線有下凹部分，當(dāng)操作線與 q線的交點尚未落到平衡線上之前，操作線已經(jīng)與平衡線相切，對應(yīng)的回流比為最小的回流比。最小回流比的求法是由點(0.8597，0.8597)向平衡

15、線的下凹部分作切線，該線與q線的交點坐標為(xq = 0.1153，yq = 0.355)。見圖 1。10.90.80.70.6y0.50.4(0.1153, 0.355)0.30.20.10x0.1x0.8x0WF0.20.30.40.50.60.7D0.91x圖 1最小回流比計算圖q = 1.0，xq = xF = 0.1153，yq = 0.355，xD = 0.8597，xD - yq=0.8597 - 0.355 = 2.106-Rmin=yq - xq 0.355 0.1153R = 1.45Rmin = 1.45×2.106 = 3.054精餾段操作線方程為：RxDy

16、= R +1 x + R +1 = 0.7533x + 0.2121提餾段操作線方程可以根據(jù)精餾段操作線與 q線交點 (0.1153，0.2990)和點(0.000391，0)這兩點坐標確定，y = 2.5974 x - 0.0006252。4.2.2理論板數(shù)的計算關(guān)于理論板層數(shù)的計算，通?？梢圆捎脠D解法和逐板計算法。從 x-y圖中不難看8 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)出，若采用圖解法在 x-y圖中畫階梯求解理論板數(shù)，會因為曲線間距離太小而無法準確作圖。因此采用逐板計算法求取理論板數(shù)?？紤]到乙醇水為非理想物系，在采用逐板計算法時不能將相對揮發(fā)度視為常數(shù)代入計算。因此對于平

17、衡線上的點，考慮用插值法由氣相組成求取各點對應(yīng)的相對揮發(fā)度，然后求取其液相組成。而對于操作線上的點，依然是根據(jù)相應(yīng)的操作線方程由其液相組成求取其氣相組成。首先用相平衡方程和精餾段操作線方程進行逐板計算，直到 xnxq時，改用提餾段操作線方程與相平衡方程繼續(xù)逐板計算，直至 xmxW為止。計算過程如下。因為塔頂采用全凝器：y1 = xD = 0.8597用插值法求得對應(yīng)的相對揮發(fā)度為：a1 = (0.8597-0.8491)´(1.03678-1.08217) +1.08217 =1.049860.8640 0.8491-x1由相平衡方程計算：y10.8597x1 =(1 y1)+ y1

18、 = 1.04986´(1- 0.8597) + 0.8597 = 0.853735a -1y2由精餾段操作線方程求得：y2 = 0.7533x2 + 0.2121 = 0.7533×0.853735 + 0.2121 = 0.855208繼續(xù)用相平衡方程和精餾段方程逐板計算，當(dāng)求得 x24 = 0.102303 < xq = 0.1153(加料板)，改用提餾段操作線方程，當(dāng) x28 = 0.000257 < xW = 0.000391時，停止計算，即 NT = 28。因為采用直接蒸汽加熱，塔釜不能起到一層理論板的作用。塔內(nèi)安裝 28層理論板即可滿足分離要求，加

19、料板為第 24層理論板。計算結(jié)果列表如下。9 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)表 1逐板計算法求解理論板層數(shù)計算結(jié)果列表序號1yx備注0.8597070.8552080.8504430.8453330.8402250.8352310.8303100.8254280.8205500.8156450.8104420.8046620.7981880.7908780.7825230.7727680.7612830.7479340.7324640.7132560.6866020.6457610.5778590.4421560.2651030.0867470.0196770.003325

20、1.0498581.0635651.0780841.0890751.0984311.1075781.1165901.1255341.1344681.1457061.1596541.1751501.1925031.2123801.2361481.2638941.2941681.3281471.3773691.4614151.6146821.9313773.1131286.95507010.36332112.05733713.18017012.9836110.8537350.8474090.8406260.8338450.8272160.8206840.8142020.8077270.801216

21、0.7943090.7866360.7780420.7683390.7572470.7442980.7290510.7113310.6907950.6652960.6299130.5756990.4855600.3054170.102303進料板23456789101112131415161718192021222324252627280.033638改用提餾段操作線方程0.0078160.0015210.000257<xW xW = 0.000391將逐板計算的結(jié)果繪制成階梯圖，如圖 2所示。10 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)10.90.80.70.60.50.4

22、0.30.20.1000.10.20.30.40.50.60.70.80.91圖 2理論板計算結(jié)果階梯圖將塔頂、塔底區(qū)域分別放大，如圖 3、圖 4所示。11 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)0.050.040.030.020.01000.010.020.030.040.05圖 3塔頂區(qū)域放大圖0.90.850.80.750.70.70.750.80.850.9圖 4塔底區(qū)域放大圖12 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)4.2.3塔板效率的計算根據(jù)設(shè)計要求，塔頂壓力 pD = 105.325kPa。根據(jù)上面的計算結(jié)果，塔體內(nèi)需要 28塊理論板才能滿足分離要求。假

23、設(shè)總板效率為 0.5，則所需的實際板數(shù)目為 NP = (NT 1)/ET=56。按照設(shè)計要求中的單板壓降不大于 667Pa計，塔底壓力為pW = pD + NP×0.667kPa = 105.325+56×0.667 = 142.677kPa4.2.3.1塔頂?shù)臏囟?tD的計算根據(jù)常壓下塔頂?shù)?xD = 0.859707查出其所對應(yīng)的溫度 t0 = 78.20，以及對應(yīng)的氣相組成 y = 0.864006。用 Antoine方程計算出 t0溫度下 C，W組分的飽和蒸汽壓分別為：1630.868=107.30243-(78.20+273.15)-43.569 =100.840

24、8kPap0C01657.459=107.074056-(78.20+273.15)-46.13 = 44.0232kPap0W0用修正的拉烏爾定律計算活度系數(shù)分別為pyC101.325´0.864006 =1.0098g C0 =p xC 100.8408´0.8597070CpyW0101.325´(1- 0.864006) = 2.2311gW 0= p xW 44.0232´(1- 0.859707)=W對組分 C，W的常數(shù)分別為 CC，CW，于是可得：CC = T0log(C0) = (273.15 + 78.20)×lg(1.009

25、8) = 1.4922CW = T0log(W0) = (273.15 + 78.20)×lg(2.2311) = 122.4513此時考慮到精餾塔內(nèi)塔頂壓力略大于大氣壓，可設(shè)定塔頂溫度初值為 tD = 79。用 Antoine方程計算出 tD溫度下 A，B組分的飽和蒸汽壓分別為：1630.868=107.30243-(79+273.15)-43.569 =104.0815kPap0C1657.459=107.074056-(79+273.15)-46.13 = 45.4860kPap0W忽略壓力的影響，可以認為壓力變化不大時組分 C，W的常數(shù) CC，CW不變，溶液濃度為 xW的活度

26、系數(shù)可表示如下：CC1.4922g C =10TD =1079+273.15 =1.09813 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)CW122.4513gW =10 TD =1079+273.15 = 2.2261計算氣相總壓力，校驗原設(shè)溫度的正確性：p = g CxD p +gW (1- xD) pW0 0C=1.098´0.859707´104.0815kPa+2.2261´(1-0.859707)´44.4860 =104.568kPa顯然與 105.325kPa略有差異。因此調(diào)整溫度初值，重復(fù)上述計算。直至 tD = 79.184時

27、，所計算出的壓力值 p=105.326kPa與 pD = 105.325kPa幾乎相等。因此得出塔頂溫度 tD = 79.1844.2.3.2塔底的溫度 tW和總板效率 ET的計算設(shè)定總板效率初值為 ET = 0.5。則實際塔板數(shù)為 Np = NT/ET = 28/0.5 = 56。按照設(shè)計條件中所給出的單板壓降不能大于 667Pa，求得塔底壓力為pW = pD + Np×0.667kPa =105.325+56×0.667 = 142.677kPa根據(jù)常壓下塔頂?shù)?xW = 0.000391查出其所對應(yīng)的溫度 t0 = 99.80，以及對應(yīng)的氣相組成 y = 0.0049

28、91。用 Antoine方程計算出 t0溫度下 C，W組分的飽和蒸汽壓分別為：1630.868=107.30243-(99.80+273.15)-43.569 = 224.4493kPapp0C01657.459=107.074056-(99.80+273.15)-46.13 =100.5964kPa0W0用修正的拉烏爾定律計算活度系數(shù)分別為pyC101.325´0.004991 = 5.7558g C0 =p xC 224.4493´0.0003910CpyW0101.325´(1- 0.004991) =1.0025gW 0= p xW 100.5964

29、80;(1- 0.000391)=W對組分 C，W的常數(shù)分別為 CC，CW，于是可得：CC = T0log(C0) = (273.15 + 99.80)×lg(5.7558) = 283.4825CW = T0log(W0) = (273.15 + 99.80)×lg(1.0025) = 0.4055此時考慮到精餾塔內(nèi)塔底壓力略大于大氣壓，可設(shè)定塔頂溫度初值為 tW = 108。用 Antoine方程計算出 tW溫度下 A，B組分的飽和蒸汽壓分別為：14 化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計天津大學(xué)1630.868=107.30243-(108+273.15)-43.

30、569 = 294.2074kPap0C1657.459=107.074056-(108+273.15)-46.13 =133.8790kPap0W忽略壓力的影響，可以認為壓力變化不大時組分 C，W的常數(shù) CC，CW不變，溶液濃度為 xW的活度系數(shù)可表示如下：CC283.4825g C =10TW =10108+273.15 = 5.5608CW0.4055gW =10 TW =10108+273.15 =1.00245計算氣相總壓力，校驗原設(shè)溫度的正確性：p = g CxW pC +gW (1- xW ) pW0 0= 5.5608´0.000391´294.2074kP

31、a+1.00245´(1-0.000391)´133.8790=134.795kPa顯然與 142.677kPa略有差異。因此需要調(diào)整溫度初值，重復(fù)上述計算。另一方面，還需要考察溫度對板效率的影響所引起的塔板數(shù)目的變化，也會引起塔底壓力的變化。tW +tD2108+79.43 = 93.52°C在 tW = 108時， t =2根據(jù)附錄 3中提供的乙醇和水的粘度，用內(nèi)插法求得平均溫度下的粘度：mW = 0.3060- (0.3060- 0.3027)´(93-93.52) = 0.3006mPa ×s93-94mC = 0.495- 0.495- 0.361)´(80-93.52) = 0.4036mPa×s(80-100mmix = xFmC +(1- xF )mW = 0.1153´0.4036+(1-0.1153)´0.3006 = 0.3125mPa×s將此處算出的液相平均粘度帶入到 ET計算公式中，即可得總板效率為：ET¢ = 0.17+0.616lg(mmix) = 0.