乙醇-水分離塔的計(jì)算(共20頁(yè))

1、化工(hugng)設(shè)計(jì)課內(nèi)設(shè)計(jì) 乙醇(y chn)水二元物系精餾裝置(zhungzh)工藝設(shè)計(jì) 摘要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。 精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位.這個(gè)設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。 本設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算工藝參數(shù)的選定、物料衡算、熱量衡算、設(shè)備的工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)

2、算和結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)、流體力學(xué)的驗(yàn)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，設(shè)備布置圖等內(nèi)容。通過(guò)對(duì)精餾塔的整體設(shè)計(jì)及合理運(yùn)算，我所給出塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸也是合理的，足以保證精餾順利高效的進(jìn)行并使效率盡可能的提高。關(guān)鍵詞：乙醇 水 設(shè)計(jì) 流程圖 布置圖 選型目 錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc2769 摘要 PAGEREF _Toc2769 I HYPERLINK l _Toc18389 第一篇 設(shè)計(jì)說(shuō)明 PAGEREF _Toc18389 4 HYPERLINK l _Toc1140 1.1 精餾塔 PAGEREF _To

3、c1140 5 HYPERLINK l _Toc1733 1.1.1 塔的物料(w lio)衡算 PAGEREF _Toc1733 6 HYPERLINK l _Toc23988 1.2塔板數(shù)的確定(qudng) PAGEREF _Toc23988 6 HYPERLINK l _Toc27629 1.3塔的工藝條件及物性(w xn)數(shù)據(jù)計(jì)算 PAGEREF _Toc27629 11 HYPERLINK l _Toc16931 1.4塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算 PAGEREF _Toc16931 14 HYPERLINK l _Toc20244 1.4.1塔徑 PAGEREF _Toc20244

4、14 HYPERLINK l _Toc758 1.4.2精餾塔的有效高度計(jì)算 PAGEREF _Toc758 16 HYPERLINK l _Toc31456 1.4.3溢流裝置 PAGEREF _Toc31456 16 HYPERLINK l _Toc11618 1.4.4塔板布置及浮閥數(shù)目排列 PAGEREF _Toc11618 17 HYPERLINK l _Toc2128 1.4.5塔板流體力學(xué)校核 PAGEREF _Toc2128 18 HYPERLINK l _Toc7320 1.4.6塔板負(fù)荷性能圖 PAGEREF _Toc7320 20 HYPERLINK l _Toc1516

5、0 2.1初選換熱器規(guī)格計(jì)算 PAGEREF _Toc15160 27 HYPERLINK l _Toc11489 2.2確定流體的定性溫度、物性參數(shù)并選擇列管式換熱器的形式 PAGEREF _Toc11489 27 HYPERLINK l _Toc3959 2.3計(jì)算熱負(fù)荷Q PAGEREF _Toc3959 28 HYPERLINK l _Toc8306 2.3.1逆流平均溫差 PAGEREF _Toc8306 28 HYPERLINK l _Toc25851 2.3.2估算換熱面積 PAGEREF _Toc25851 28 HYPERLINK l _Toc3044 2.4.2按單管程計(jì)算

6、所需換熱管的長(zhǎng)度L PAGEREF _Toc3044 28 HYPERLINK l _Toc26834 2.4.4折流板 PAGEREF _Toc26834 29 HYPERLINK l _Toc3962 3.5換熱器核算 PAGEREF _Toc3962 34 HYPERLINK l _Toc3034 3.6換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力 PAGEREF _Toc3034 35 HYPERLINK l _Toc2977 3.6.1管程流動(dòng)阻力 PAGEREF _Toc2977 35 HYPERLINK l _Toc7114 4.泵和罐 PAGEREF _Toc7114 38 HYPERLINK l

7、_Toc12867 4.1原料泵的選型： PAGEREF _Toc12867 38 HYPERLINK l _Toc31147 4.2進(jìn)料泵的選型： PAGEREF _Toc31147 40 HYPERLINK l _Toc9193 4.3貯罐的選型： PAGEREF _Toc9193 41 HYPERLINK l _Toc253 4.4產(chǎn)品貯罐： PAGEREF _Toc253 42 HYPERLINK l _Toc32452 參 考 文 獻(xiàn) PAGEREF _Toc32452 45塔的物料衡算料液及塔頂、塔底產(chǎn)品及含乙醇摩爾分率 平均(pngjn)分子量 物料(w lio)衡算原料(yun

8、lio)處理量 總物料衡算 (1)易揮發(fā)組分的物料衡算 (2) 聯(lián)立以上(1)、(2) 兩式得 2確定回流比 因?yàn)橐掖妓皇抢硐塍w系，當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前，操作線已經(jīng)于平衡線相切，如圖1所示，過(guò)A(xD,xD)作平衡線的切線AB,延長(zhǎng)AB交y軸與C(0，0.2479)。則切線斜率為 =2.469R=1.3=3.210, 圓整取R=4(注意）操作(cozu)線方程L = RD =473.30= 293.2 kmol/hV = (R+1) D=(4 + 1) 73.30 = 366.5 kmol/hL= L+F = 293.2 + 224.1 = 517.3 kmol/hV=

9、V = 366.5 kmol/h精餾(jn li)段方程提留(t li)段方程 乙醇的回收率為： 水的回收率為：由于采用(ciyng)泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1采用直角梯級(jí)(tj)法求理論板層數(shù)，如圖2所示，在塔底或恒沸點(diǎn)附近作圖時(shí)需 要將圖局部放大，如圖3、圖4。 求解(qi ji)結(jié)果為：總理論板數(shù)NT=18精餾段理論(lln)板數(shù)為15層,提餾段理論板數(shù)為3層(不包括再沸器),進(jìn)料板為第16層 1.平均溫度溫度t液相中乙醇的摩 爾分率氣相中乙醇的摩爾分率1000095.50.0190.17890.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.1

10、6610.508982.70.23370.544582.30.26080.55881.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943由t-x-y圖內(nèi)插求得 則精餾(jn li)段平均溫度提餾段平均溫度全塔平均相對(duì)(xingdu)揮發(fā)度塔頂 查平衡(pnghng)方程 進(jìn)料板 精餾段的平均摩爾質(zhì)量 因?yàn)?，所?精餾段相對(duì)揮發(fā)度：提留段相對(duì)揮發(fā)度：平均粘度精餾(jn li)段 ，提餾段 總板

11、效率(xio l)奧康奈爾公式(gngsh)精餾段：精餾段效率提餾段：實(shí)際塔板數(shù) 精餾段：取整數(shù)，29塊板，出于安全考慮，加一塊板，所以精餾段一共30塊板。提餾段：取整數(shù)，8塊板，出于安全考慮，加一塊板，所以提餾段一共9塊板?？偘鍞?shù)30+9=39塊板（不加再沸器）進(jìn)料板為31平均密度液相密度 塔頂： kg/m3 進(jìn)料板上由進(jìn)料板液相組成(z chn) kg/m3 故精餾段平均(pngjn)液相密度kg/m3 （2）氣相密度(md)操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)P，取每層塔板壓降進(jìn)料板壓強(qiáng)塔底壓強(qiáng) 精餾段平均操作壓強(qiáng) kg/m3由平均表面張力公式 ： 1.對(duì)于塔頂：tD=78.21，A=17.31mNm-1，

12、B=62.89mNm-1（由附錄：C程序4可得，以下均同）則塔頂?shù)钠骄砻鎻埩Γ篋M=0.859817.31+（1-0.8598）62.89=23.70mNm-12.對(duì)于進(jìn)料板：tF=82.05，A=16.96 mNm-1，B=62.19mNm-1進(jìn)料的平均表面張力： FM=0.281316.96+(1-0.2813)62.19=49.47mN/m則精餾段的平均表面張力：精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 1.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)(shj)計(jì)算 1.4.2精餾塔的有效(yuxio)高度計(jì)算1，有效(yuxio)高度精餾段有效高度為提餾段有效高度為 2， 塔頂封頭 橢圓形封頭 JB1154-73 查得 Dg

13、=1400mm 曲面高度 h1=350mm h2=50mm 內(nèi)表面積F=2.23m 容積V封=0.398m3 HF=h1+h2=350+50=400mm=0.4 3，裙座高度選擇圓筒形裙座，JB/T4710，鋼制塔式容器為了制作方便,裙座為圓形,HS/D=3,HS=31.4=4.2m 4，人孔 每隔8層板設(shè)計(jì)一個(gè)人孔 人孔數(shù)目 設(shè)計(jì)人孔間距 5，塔頂空間 （0.8-1.4m） 取1m 6,塔底 Hb=1.2m最后(zuhu)算得：=+=1.0+1.2+16.64+2X0.4+5=23.85m1.4塔和塔板主要工藝(gngy)尺寸計(jì)算1.4.1塔徑氣體(qt)負(fù)荷系數(shù),由圖6史密斯關(guān)聯(lián)圖,查得，

14、圖中的橫坐標(biāo)為 圖6 史密斯關(guān)聯(lián)圖初取板間距離(jl)，取板上液層高度(god)故查圖4-1可得，故本物系不易氣泡(qpo)，可取安全系數(shù)0.8，則 根據(jù)塔數(shù)據(jù)設(shè)備系列化規(guī)格，取標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.4m 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 1.4.3溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰堰長(zhǎng)(0.60.8)(1)取堰長(zhǎng) (2)出口堰高 近似(jn s)取E為1.03，(注意(zh y)根據(jù)(gnj)下式計(jì)算 塔板上清液 在此取故（3）降液管的寬度與降液管的面積由查圖4-2得 故 液體在降液管中停留時(shí)間（5s符合要求） 圖（4)降液管底隙高度(god) 取液體通過(guò)(tnggu

15、)降液管底隙的流速為則 故符合降液管底隙高度設(shè)計(jì)(shj)合理塔板布置由于D=1.4m，由于直徑在1.2米以上采用分塊式塔板半徑在0.8m以上采用凹形受液盤，深度在0.5m以上塔板面積可分4個(gè)區(qū)鼓泡區(qū)溢流區(qū)破沫區(qū)由于D=1.4m小于1.5m 取Ws=6075mm取得Ws=0.06m無(wú)效區(qū)由于Wc=5075mm取得Wc=0.06m1.4.4塔板布置及浮閥數(shù)目排列 取閥孔動(dòng)能因子孔速浮閥數(shù)取無(wú)效區(qū)寬度 =0.06m安定區(qū)寬度 =0.06m開(kāi)孔區(qū)面積 故 浮閥排列(pili)方式采用等腰三角形叉排取同一(tngy)橫排的孔心距估算( sun)排間距考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的

16、支承與銜接也要占一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用68.58mm,而應(yīng)該小于此值，所以取t=65mm=0.065m。按N=209從新合算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)： 閥孔數(shù)變化不大，仍在912之間。 塔板開(kāi)孔率=1.4.5塔板流體力學(xué)校核氣相通過(guò)浮塔板的壓力降 由下式 干板阻力 浮閥由部分開(kāi)啟轉(zhuǎn)變成全部開(kāi)啟時(shí)的臨界速度 因?yàn)閡ouoc,按 液體表面張力所造成(zo chn)的阻力此項(xiàng)可以(ky)忽略不計(jì)。 板上充氣液層阻力(zl)：（液相為水，充氣系數(shù)為o=0.5） 故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為： 單板壓降 （ 0.7KPa ）符合設(shè)計(jì)要求 （2）淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降

17、液管中清液層高度符合下式 其中 已知，按下式計(jì)算 板上液層高度：，得 ?。ㄊ强紤]到將液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)），板間距，則有 由此可見(jiàn)：，符合要求。（3）霧沫夾帶板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 板上液流面積 水和乙醇可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù),（由物性系數(shù)）查得泛點(diǎn)負(fù)荷(fh)系數(shù)CF=0.115（變大）泛點(diǎn)率 泛點(diǎn)率由兩種方法(fngf)計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能滿足汽的要求(yoqi)。1.4.6塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線按式對(duì)于一定物性及一定的塔結(jié)構(gòu)，式中均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出，可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=

18、80%計(jì)算 將上式整理得 （1）由（1）知霧沫夾帶線為直線，在操作(cozu)范圍內(nèi)，任取兩個(gè)值，依（1）式算出相應(yīng)(xingyng)的列于表4-4中。依表中數(shù)據(jù)(shj)在-圖中作出霧沫夾帶線（1），如圖所示。Ls(m3/s)0.00050.01Vs(m3/s) 2.9352.6047 圖4-4霧沫夾帶線數(shù)據(jù) （2）液泛線由確定液泛線。忽略項(xiàng)，所以+因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即 式中閥孔數(shù)N與孔徑d0亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化得 則 整理(zhngl) 在操作(cozu)范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依上式都可算出一個(gè)(y )相應(yīng)的值列于附表中。依表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）。Ls(m3/s)0.00050.0030.0060.01Vs(m3/s)4.7454.4954.2373.864 圖4-5液泛線數(shù)據(jù)液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于秒。依下式知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間為以作為液體在降液管中停留時(shí)間為下限，則則 m3/s求出上限液體流量值（常數(shù)）。在在-圖中作出液相負(fù)荷上限線與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線（3）。（4）漏液線（氣相負(fù)荷下限線）對(duì)于型重閥，由，計(jì)算得則m3/s（5）液相負(fù)荷下限