25噸年乙醇-水分離過程連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)

25噸年乙醇-水分離過程連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)-CAL-FENGHAI-(2020YEAR-YICAI)_JINGBIAN乙醇-水分離過程連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)任務(wù)書(一)設(shè)計(jì)題目：試設(shè)計(jì)一座乙醇-水連續(xù)精餾塔提純乙醇。進(jìn)精餾塔的料液中含乙醇50%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），92%10%250000噸/年。(二)操作條件塔頂壓力常壓進(jìn)料熱狀態(tài)自選回流比自選塔底加熱蒸氣壓力為（表壓）(三)塔板類型自選(四)工作日每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。(五)設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容設(shè)計(jì)內(nèi)容流程和工藝條件的確定和說明操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；塔板負(fù)荷性能圖；主要工藝接管尺寸的計(jì)算和選?。ㄆ堋⑷丝椎龋┧逯饕Y(jié)構(gòu)參數(shù)表對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。設(shè)計(jì)圖紙要求：繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A3號(hào)圖紙）；繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖（A3號(hào)圖紙）。目錄概述1概述1一、設(shè)計(jì)方案21、設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介設(shè)計(jì)方案的確定22物料的儲(chǔ)存和輸送2參數(shù)的檢測(cè)和調(diào)控?zé)崮艿睦貌僮鳁l件的確定加熱方式2222進(jìn)料狀態(tài)2操作壓力冷卻劑與出口溫度2、設(shè)計(jì)條件及主要物性參數(shù)表3、工藝設(shè)計(jì)計(jì)算2333物料衡算與操作線方程精餾塔的物料衡算33全塔總物料衡算分?jǐn)?shù) 33塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的求取44實(shí)際塔板數(shù)的求取6精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的操作壓力 7計(jì)算操作溫度平均摩爾質(zhì)量77平均密度計(jì)算8氣相平均密度8液相平均密度8液體平均表面張力8液體平均黏度9精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算9塔徑的計(jì)算9精餾塔有效高度的計(jì)算10塔板主要工藝尺寸的計(jì)算10溢流裝置計(jì)算10堰長(zhǎng)10溢流堰高度10弓形降液管寬度和面積11降液管底隙高度11塔板布置11塔板流體學(xué)驗(yàn)算12氣相通過浮閥塔板的降壓12干板阻力12板上充氣液層阻力克服表面張力所造成的阻力淹塔121212液柱高度12壓頭損失12液層高度12霧沫夾帶13液相負(fù)荷上限線14漏液線14液相負(fù)荷下限線144、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表155、參考文獻(xiàn)16概述在化工、煉油、醫(yī)藥、食品及環(huán)境保護(hù)等工業(yè)部門，塔設(shè)備是一種重要的單元操作設(shè)備。其作用實(shí)現(xiàn)氣—液相或液—液相之間的充分接觸，從而達(dá)到相際間進(jìn)行傳質(zhì)及傳熱的過程。它廣泛用于蒸餾、吸收、萃取、等單元操作，隨著石油、化工的迅速發(fā)展，塔設(shè)備的合理造型設(shè)計(jì)將越來(lái)越受到關(guān)注和重視。塔設(shè)備有板式塔和填料塔兩種形式，下面我們就板式塔展開敘述。板式塔為逐級(jí)接觸型氣-液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣-液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。[1]其特點(diǎn)為：氣、液處理量大；操作穩(wěn)定，彈性大；流體流動(dòng)阻力??；結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量??；方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。精餾所進(jìn)行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。[1]精餾裝置主要由精餾塔、冷凝塔與蒸餾釜組成。[2]一、設(shè)計(jì)方案1設(shè)計(jì)方案的確定精餾操作的流程基本分為：物料的儲(chǔ)存和輸送本設(shè)計(jì)任務(wù)為乙醇-水的分離，乙醇-水作為一種二元混合物，分離需要采用連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)都送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下，一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬不易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。參數(shù)的檢測(cè)和調(diào)控設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體的流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定[1]原料槽和泵之間安裝溫度計(jì)和閥門。塔頂、塔釜和冷凝回流管處安裝溫度計(jì)。熱能的利用精餾過程是組分多次氣化和多次冷凝的過程，耗能較多，故熱能的合理利用尤為重要，必須使過程處于最佳條件下進(jìn)行，由于最小回流比較小，所以操作回流比取最小回流比的倍。操作條件的確定加熱方式乙醇-水混合物在低濃度下水的相對(duì)揮發(fā)度比較大，本設(shè)計(jì)采用直接蒸汽加熱法，其特點(diǎn)為：可利用壓力較低的蒸汽進(jìn)行加熱；加熱蒸汽的壓力高于塔釜壓力，克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中的液柱靜壓力。本設(shè)計(jì)用飽和水蒸氣作為加熱劑，提高傳熱溫度差，從而提高傳熱效率。[1]進(jìn)料狀態(tài)本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，此時(shí)塔的操作比較容易控制且不受季節(jié)氣溫的影響，同時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供方便[1]操作壓力在正常大氣壓下操作冷卻劑與出口溫度30℃（溫），45℃。這樣可以減少冷卻劑的消耗。2、設(shè)計(jì)條件及主要物性參數(shù)表飽和水的物理性質(zhì)（3[2]）有機(jī)液體的相對(duì)密度（液體飽和蒸氣壓的安托因常數(shù)（水在不同溫度下的黏度（11[2]）液體黏度共線圖（氣體黏度共線圖（液體表面張力共線圖（書本附錄20[2]）乙醇-水的氣液相平衡數(shù)據(jù)（3、工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算與操作線方程精餾塔的物料衡算原料液、塔頂和塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)A 乙醇的摩爾質(zhì)量M 46kg/kmol，水的摩爾質(zhì)量M 18kg/kmolA x 0.50/46 0.281F 0.50/460.50/18x 0.92/46D 0.92/460.08/18x 0.10/46W 0.10/46

0.8180.042總物料的平均摩爾質(zhì)量F A M 0.818M 0.042M 0.818460.04218F A 原料液流量 F

25104103 3002438.384

kmol/h)全塔總物料衡算總物料 F=D+W （a）易揮發(fā)組分物料衡算 FxF=DxD+WxW （b）聯(lián)立（a）（b）解得：DxF-xWx -xD W

F0.2810.042904.60278.61(kmol/h)0.8180.042x x 0.8180.281W D Fx x

F 904.60626.00(kmol/0.8180.042D WDx 278.610.818回收率

D100% 100%89.66%Fx 904.600.281F塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的求取乙醇—水屬理想體系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊(cè)查得乙醇-水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出附圖1，如下1.00.90.80.70.60.5Y0.40.30.20.10.00.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0X附圖1X-Y相圖采用作圖法求最小回流比。在上圖中對(duì)角線上，由點(diǎn)（，）點(diǎn)出發(fā)作平衡線的切線，由圖可知切線截距d=x即 D 0.3617 求得RminRmin1取操作回流比為R1.5Rmin1.51.261.89（1）操作線方程精餾段上升蒸汽量 V（R）D1.89278.61805.1(kmol/h)下降液體量 LRD1.89278.61526.57(kmol/h)操作線方程 提餾段

n1 V

x Dxn V

0.6540xn

0.2830上升蒸汽量 V'V805.18(kmol/h)下降液體量 LF1431.17(kmol/h)WW操作線方程 y' Wn1(2)圖解法求理論板數(shù)

x'n

L'Wx

1.7775x'n

0.0327采用圖解法求理論板層數(shù)，如附圖-2所示。求解結(jié)果為：包括再沸器)精12NT提=2（不包括再沸器）實(shí)際塔板數(shù)的求取由相平衡方程式y(tǒng)

,得

y(x1)11)x x(y1)yxD

0.818,x1

0.797(塔頂?shù)谝粔K板）y 0.278,x x2 2 W

0.042（塔釜）求得：12

0.8180.797-0.7970.818-）0.2790.042-0.0420.279-）平均相對(duì)揮發(fā)度： 1 2

1.14488.82643.1787.依據(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-水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下：.塔頂: tD塔底: tW

7842℃93.79

t t

78.4293.79塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度：tD W 2 2查表，在℃下， s， 0.3311mPas醇 水由公式L

xi i

,得： 0.2810.4050(10.33110.3519mPasL由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式得全塔效率方程為：E 0.49( )0.245100%0.49(3.17870.3519)0.245100%47.67%T L

/0.4767=25.1825精N提=2/4(包括塔釜)總實(shí)際板層數(shù) Np=2529（包括塔釜）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算操作壓力塔頂操作壓力 PD

101.3kpa每層塔板壓降 0.7kPa進(jìn)料板壓降 PF

P PND

101.30.725118.8kPa精餾段平均壓降 Pm

（PD

P2118.8)/2110.1kPaF操作溫度依據(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-水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度 t D進(jìn)料板溫度 t F精餾段平均溫度 t (78.4294.50)/2M平均摩爾質(zhì)量塔頂混合物平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由x yD 1

0.818,查相平衡曲線，得x1

0.797M 0.79746(10.797)1840.32kg/molLDmVD0.8146－081)1=40.90kg/kmol進(jìn)料板混合物平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解求理論板（見圖），得查平衡曲線（見圖），得

y 0.485Fx 0.160FMLFm0.16046(10.160)1822.48kg/molMVFm0.48546(10.485)1830.34kg/mol精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算

M (40.3222.48)/231.40kg/molLmM (40.9030.34)/235.62kg/molVm由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即P mMVmP

110.135.62 1.312(kg/m3)Vm RTm液相平均密度

8.31486.46273.1）液相平均密度依下式計(jì)算，即1m

/i i塔頂液相平均密度。由t ，查手冊(cè)得D 732.57kg/m3水 醇1 LDm 0.92/732.100.08/

746.85(kg/m3)進(jìn)料板液相平均密度。由tF

94.50℃,查手冊(cè)得 719.62kg/m3水 醇進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)A

0.16046 0.16046(10.160)18LFm

855.37kg/m310.354/719.62(10.354)/953.981精餾段液相平均密度為L(zhǎng)m

(719.62855.37)/2787.49kg/m3液體平均表面張力液相平均表面張力依下式計(jì)算，即Lm

xi i塔頂液相平均表面張力。由t ，查手冊(cè)得D 59.88mN/m 17.20mN/m水 醇LDm

0.81817.20(10.818)59.8825.90mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力。由tF

,查手冊(cè)得LFm

57.67mN/m 16.2mN/m水 醇0.16016.2(10.160)57.6751.03mN/m精餾段液相平均表面張力為

(25.9051.03)/238.47mN/mLm液體平均粘度依下式計(jì)算，即lgLm

xi

lgi塔頂液相平均黏度。由t ，查手冊(cè)得D 0.3465mPas 0.401mPas水 醇lg

LDm

0.818lg0.401(10.0.818)lg0.3465解得： 0.3905PasLDm進(jìn)料板液相平均黏度。由tF

,查手冊(cè)得解得：

0.3014mPas 0.329mPas水 醇lg 0.160lg0.329(10.160)lg0.3014LFm0.3024PasLFmLm

(0.39050.3024)/20.3465mPas精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算精餾段的氣液相體積流率為VM

805.1835.62qV,V

Vm3600DVmLM

36001.312526.5731.40

m3/s）qv,L

Lm3600DLm

0.00583(m3/s)3600787.49由u max

[式中C由CCL VV

( )0.2計(jì)算]，其中0.02

由附圖查取，圖20的橫坐標(biāo)為

' V,L( '

)1/

0.00583 787.49 ( )1/ 6.072 1.312

0.024VV取板間距H=0.45m,板上液層高度H=0.05m,則T lH－H=00.05=0mT l 38.47查圖得C

0.08，則CC (L)0.20.08( )0.2L VV787.491.3121.312

0.0912u Cmax

0.0912 2.232(m/s)取安全系數(shù)為，則空塔氣速為u0.7u 0.72.7031.563(m/s)max4qV46.0724qV46.0721.563按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整之后為 D2.2m塔截面積 AT

D24q

2.223.80(m2)46.072實(shí)際空塔氣速為 u精餾塔有效高度的計(jì)算

VAT

3.80

1.60(m/s)精餾段有效高度為Z （N -）H 25-0.459.5m）精 精 T提餾段有效高度為Z （N -）H 40.450.9(m)提 提 T在進(jìn)料板上方開一人孔，精餾段設(shè)3個(gè)人孔，其高度均為m故精餾塔的有效高度為ZZ Z 0.849.50.90.8413.6m精 提塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置計(jì)算因塔徑D=，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)lW取l 0.66D0.662.21.452(m)W溢流堰高度hW

2.84 q'由h h

.選用平直堰，堰上液層高度h 即h E(

V;L)2/3W L

OW2.84 0.00583

1000 lW近似取E=1，則 h0W

1( )2/1000 1.452

0.0168(m)取板上清液高度Hl

0.05m，故h HhW l 0W

0.050.01680.0332(m)l弓形降液管寬度AfA

W0.66查圖得DWf0.0722,A

d0.124D故 A 0.0722Af TW

T0.07220.2744(m2)0.124D0.1242.20.273(m)d依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即3600AH f Tq

36000.27440.005833600

21.25s故降液管設(shè)計(jì)合理。

v,L降液管底隙高度h0

'qh V,L0 3600lWqq'

u'036000.00583取u'0

1.3m/s，則h0

V,Lu'W 0

36001.4521.3

0.001）h hW

0.03320.00310.0301(m)[0.006(m)]故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。塔板布置1.312F 111.3120ρV0ρV0

11，則u 0

N

qV,Vd

N

6.0720.0392

5304 0 0 4取邊緣區(qū)寬度Wc

0.06m，破沫區(qū)寬度Ws

0.07m，則塔板上的鼓泡區(qū)面積A

xR2x2 R2sinR2x2aRDW

180o R2.20.061.04(m)2 c 2xDW)2.2(0.2730.07)0.757(m)d s 21.0421.0420.7572

0.757A 1.042sin1( )]2.84(m2)a 180o 1.04浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t75mm0.075m，a則可按下式估算排間距t'，即t'A 2.84 0.0715m71.5mma

Nt 5300.075氣相通過浮閥塔板的降壓可根據(jù)hp

hhc

h 計(jì)算干板阻力u0c

(V

1/1.825u2

73.11.312

1/1.825

9.05(m/s)9.602 1.312因u〉u ，則

5.34 0 V5.34 0.0427(m)0 0c

2g L

29.81 787.49hl

本設(shè)備分離乙醇和水的混合液，即液相為水，可取充氣系數(shù) 0.5。則h0

H0

0.50.050.025(m)h0

因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其h0

很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的降壓所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閔 hhp c l

0.04270.0250.068(m)單板降壓 Pp

hp

g0.068787.499.81525(Pa)L淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層的高度H (Hd T

h )WH hd p

h hL dhp

0.068(m)q壓頭損失h h 0.153( V,L)20.257(m)qd d l hW 0hl

取h 0.05m，則LH hd p

h hL

0.0680.050.2570.375(m)取φ0.5,HT

0.45m,hW

0.0332m，則（HT

h0.5(0.450.0332)0.242(m)W可見H

＜(Hd

h ，符合防止淹塔的要求。W霧沫夾帶根據(jù)下式計(jì)算泛點(diǎn)率F1qF V,V

ρVρL

ZV,L

100%F

qV

VLV

100%1 KC AF b

1 0.78KC AF T板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度ZL

D2Wd

2.220.2731.654(m)板上液流面積 A Ab T

2Af

3.8020.27443.251(m)水和乙醇可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=，由查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF

0.117，將以

6.072 1.312

1.654

100%68.7%1 1.00.1173.251泛點(diǎn)率在80%以下，則霧沫夾帶量能夠滿足塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線

＜0.1kg液g液/k的要求。V對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中ρV

,ρ,AL

,KC及ZF

均為已知值，相應(yīng)于 0.1的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入，得出qV V

qV,L

，可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算：

qV

1.312787.49-1.312

1.36qV,L

1.654

0.8整理得

V,V

1.00.1173.2515.471-40.47qV,L作直線于附圖中液泛線由(HT

h )hW

h hL

hhc

h h h L

確定液泛線。忽略h，得u2 q

2.84 3600q(H

h )5.34 V 0V,L)2[h

E(

V,L)]2/3T W L

2g l hW 0

W 1000 lWH,hT q

,h,