蘭州交通大學(xué) 年產(chǎn)2萬噸乙醇水精餾塔的設(shè)計

年產(chǎn)2萬噸乙醇-水精餾塔的工藝設(shè)計設(shè)計計算1．設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇—水混合物提純乙醇，采用連續(xù)精餾塔提純流程。設(shè)計中采用50℃冷進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系較難分離，回流比較大，故操作回流比取最小回流比需提高。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中乙醇含量（摩爾分?jǐn)?shù)）；產(chǎn)品中乙醇含量（摩爾分?jǐn)?shù)）；塔釜中乙醇含量（摩爾分?jǐn)?shù)）；處理能力；進(jìn)料熱狀況50℃冷進(jìn)料；根據(jù)上述工藝條件作出浮閥塔的設(shè)計計算如下。3．精餾塔的物料衡算3．1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量乙醇的摩爾質(zhì)量水的摩爾質(zhì)量3．2物料衡算每年330天，每天工作24小時，其處理量為2萬噸/年故塔頂餾出液的量為總物料衡算乙醇的物料衡算聯(lián)立解得塔板數(shù)的確定由于精餾塔采用冷進(jìn)料，故，并不能采用氣液相圖直接計算。4．1進(jìn)料泡點溫度的計算根據(jù)飽和蒸汽壓的安托尼方程：和泡點方程：聯(lián)立試差計算得到泡點溫度。乙醇的安托尼方程水的安托尼方程蘭州當(dāng)?shù)氐膲簭娗蟮门蔹c溫度4．2q值的計算化工原理（陳敏衡）給出如下公式用以計算非泡點溫度進(jìn)料。泡點溫度乙醇的摩爾熱容泡點溫度水的摩爾熱泡點溫度乙醇的摩爾氣化潛熱泡點溫度水的摩爾氣化潛熱4．3求最小回流比及操作回流比乙醇-水是非理想物系，先根據(jù)乙醇-水平衡數(shù)據(jù)，繪出平衡線，如圖所示。液相中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)氣相中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)液相中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)氣相中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)0.00.00.250.5510.010.110.300.5750.020.1750.400.6140.040.2730.500.6570.060.340.60.06980.080.3920.700.7550.100.430.800.820.140.4820.8940.8940.180.5130.950.9420.200.5251.01.0q線方程最小回流比 為q線方程與平衡線方程的交點。作圖解得交點為（0.370，0.597）通常情況下，乙醇水物系在乙醇濃度比較高時較難分離。根據(jù)資料乙醇水物系通常取回流比為。故可得4．4求精餾塔的氣、液相負(fù)荷4．5求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為 4．6圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖所示?？梢郧蟮美碚撍錘T=21塊。4．7塔板效率的求取操作溫度計算：由于蘭州地區(qū)的壓力遠(yuǎn)小于標(biāo)準(zhǔn)大氣壓，泡點溫度可用安托尼方程和泡點公式聯(lián)力試差求得。由乙醇—水的氣液兩相平衡圖可查得：塔頂和塔釜的氣液兩相組成為：查化工物性算圖手冊得：則塔內(nèi)相對揮發(fā)度：塔的平均溫度為在此平均溫度下查手冊得：，。則全塔液相平均粘度全塔效率由奧康奈爾O’connell關(guān)聯(lián)式計算：4．8實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)提餾段實際板層數(shù)5．精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算5．1操作壓力計算塔頂操作壓力（塔頂高于當(dāng)?shù)貧鈮海┟繉铀鍓航颠M(jìn)料板壓力塔釜壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力5．2操作溫度計算泡點溫度可用安托尼方程和泡點公式聯(lián)力試差求得泡點溫度為：塔頂溫度進(jìn)料板溫度塔釜溫度精餾段平均溫度為：提餾段平均溫度為： 5．3液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相平均粘度的計算由，查手冊得：解出進(jìn)料板液相平均粘度的計算由，查手冊得：解出塔釜液相平均粘度的計算由，查手冊得：解出精餾段液相平均粘度為提餾段液相平均粘度為5．4平均摩爾質(zhì)量計算塔頂摩爾質(zhì)量計算由，查平衡曲線，得塔釜摩爾質(zhì)量計算由，查平衡曲線，得進(jìn)料板摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板，得查平衡曲線，得精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量5．5平均密度計算5．5．1氣相平均密度計算精餾段氣相密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即提餾段氣相密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即5．5．2液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即塔頂液相密度的計算由，查手冊得塔頂液相的質(zhì)量分率進(jìn)料板液相密度的計算由，查手冊得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率塔釜液相密度的計算由，查手冊得塔釜液相的質(zhì)量分率精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為5．6液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平均表面張力的計算由，查手冊得進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由，查手冊得塔釜液相平均表面張力的計算由，查手冊得精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為6．精餾塔的塔體工藝尺寸計算6．1塔徑的計算6．1．1精餾段的塔徑計算精餾段的氣、液相體積流率為 由式中C由式計算，式中C20由史密斯關(guān)系圖查得，圖的橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度，則查史密斯關(guān)系圖得取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為圓整塔徑，取塔截面積為實際空塔氣速為6．1．2提餾段的塔徑計算提餾段的氣、液相體積流率為由式中C由式計算，式中C20由史密斯關(guān)系圖查得，圖的橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度，則查史密斯關(guān)系圖得取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為圓整塔徑，取塔截面積為實際空塔氣速為6．2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為故精餾塔的有效高度為7．塔板主要工藝尺寸的計算7．1溢流裝置計算因為塔徑較小，一般場合可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：7．1．1堰長lW精餾段提餾段7．1．2溢流堰高度hW由選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計算，即近似取E=1，則精餾段：取板上清液層高度故提餾段：取板上清液層高度故7．1．3弓形降液管寬度Wd和截面積Af由查圖（弓形降液管的參數(shù)）【4】，得故精餾段有依式驗算液體在降液管中停留的時間，即故精餾段降液管設(shè)計合理。故提餾鍛依式驗算液體在降液管中停留的時間，即故提餾段降液管設(shè)計合理。7．1．4降液管底隙高度ho取精餾段提餾段故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度7．2塔板布置7．2．1塔板的分塊精餾段，故塔板采用分塊式。查表，則塔板分為3塊。提餾段，故塔板采用分塊式。查表，則塔板分為3塊。7．2．2邊緣區(qū)寬度確定取，7．2．3鼓泡區(qū)面積計算鼓泡開孔區(qū)面積按下式計算，即精餾段故提餾段故7．2．4浮閥計算及其排列7．2．4．1精餾段浮閥計算及其排列取閥孔動能因數(shù)，則孔速求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即開孔所占面積：估算孔心距：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距則可按下式估算排間距,即考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分股跑區(qū)面積，因此排間距不宜采用,而應(yīng)小于此值，故取按，以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數(shù)N=140個。按N=100重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。塔板開孔率開孔率在之間，故合理。7．2．4．2提餾段浮閥計算及其排列取閥孔動能因數(shù)，則孔速求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即開孔所占面積：估算孔心距：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距則可按下式估算排間距,即考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分股跑區(qū)面積，因此排間距不宜采用,而應(yīng)小于此值，故取按，以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數(shù)N=100個。按N=100重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。塔板開孔率開孔率在之間，故合理。8．篩板的流體力學(xué)驗算8．1塔板壓降8．1．1干板阻力hc計算干板阻力hc由下式計算，即由，查圖干篩孔的流量系數(shù)得，故精餾段故提餾段8．1．2氣體通過液層的阻力hl計算氣體通過液層的阻力hl由下式計算，即精餾段則有：查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得：故提餾段則有：查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得：故8．1．3液體表面張力的阻力hσ計算精餾段液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hσ由下式計算，即提餾段液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hσ由下式計算，即氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即精餾段提留段精餾段每層塔板的壓降為提餾段每層塔板的壓降為8．2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本次的塔徑和液流量均不大，故可以忽略液面落差的影響。8．3液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即故精餾段故精餾段故在本次設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。8．4漏液對篩板塔，漏液點氣速u0，min可由下式計算，即精餾段有實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本次設(shè)計中有少量漏液。提餾段有實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本次設(shè)計中無明顯漏液。8．5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系，即乙醇—水物系屬一般物系，不易發(fā)泡，故安全系數(shù)取。而則精餾段板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由下式計算，即故在本次設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。則提餾段板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由下式計算，即故在本次設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。9．塔板負(fù)荷性能圖9．1漏液線由得精餾段有整理得提餾段有整理得即可作出漏液線。9．2液沫夾帶線精餾段以為限，求Vs—Ls關(guān)系如下：由故整理得提餾段以為限，求Vs—Ls關(guān)系如下：由故整理得即可作出液沫夾帶線。9．3液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。則取，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。9．4液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式可得，即故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。9．5液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中將精餾段有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故或?qū)⑻狃s段有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故或即可作出液泛線。9．6篩板負(fù)荷圖及操作彈性根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖可查得故精餾段操作彈性為根據(jù)以上各線方程，可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖可查得故提餾段操作彈性為由本次設(shè)計所得的數(shù)據(jù)計算得出的塔板負(fù)荷性能圖如圖所示。由圖中可看出，操作點在理論范圍內(nèi)，但偏邊界位置，即該操作點并非最佳操作點，可能由于回流比取值誤差導(dǎo)致的。10．主要工藝接管尺寸的計算和選取10．1蒸汽出口管的管直徑計算由于是常壓精餾，允許氣速為，故選取，則圓整直徑為10．2回流管的管徑計算冷凝器安裝在塔頂，一般流速為，故選取，則圓整直徑為10．3進(jìn)料管的管徑計算由于料液是由泵輸送的，一般允許流速為，故選??；進(jìn)料管中料液的體積流量故圓整直徑為10．4釜液排出管的管徑計算釜液流出速度一般范圍為[6]，故選取；塔底平均摩爾質(zhì)量計算由，得：塔底液相平均密