分離乙醇水精餾塔設(shè)計(jì)含經(jīng)典實(shí)用工藝流程圖與塔設(shè)備圖

.../分離乙醇-水的精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)人員：所在班級(jí)：化學(xué)工程與工藝成績(jī)：指導(dǎo)老師：日期：化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目：乙醇水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件進(jìn)精餾塔的料液含乙醇35％〔質(zhì)量分?jǐn)?shù),下同,其余為水；產(chǎn)品的乙醇含量不得低于90％；塔頂易揮發(fā)組分回收率為99％；生產(chǎn)能力為50000噸/年90％的乙醇產(chǎn)品；每年按330天計(jì),每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。操作條件塔頂壓強(qiáng)4kPa〔表壓進(jìn)料熱狀態(tài)自選回流比自選加熱蒸汽壓力低壓蒸汽〔或自選單板壓降kPa。設(shè)備形式：篩板塔或浮閥塔設(shè)計(jì)內(nèi)容：設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容精餾塔的物料衡算；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；精餾塔接管尺寸計(jì)算；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〔A2號(hào)圖紙；繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖〔A2號(hào)圖紙；設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)：常壓下乙醇水體系的t-x-y數(shù)據(jù)；乙醇的密度、粘度、表面張力等物性參數(shù)。設(shè)計(jì)題目：乙醇水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件：進(jìn)精餾塔的料液含乙醇35％〔質(zhì)量分?jǐn)?shù),下同,其余為水；產(chǎn)品的乙醇含量不得低于90％；塔頂易揮發(fā)組分回收率為99％,生產(chǎn)能力為50000噸/年90％的乙醇產(chǎn)品；每年按330天計(jì),每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。塔頂壓強(qiáng)4kPa〔表壓進(jìn)料熱狀態(tài)自選回流比自選加熱蒸汽壓力低壓蒸汽〔或自選單板壓降≤0.7kPa。設(shè)備形式：篩板塔設(shè)計(jì)內(nèi)容：精餾塔的物料衡算：原料乙醇的組成xF＝＝0.1740原料乙醇組成xD0.7788塔頂易揮發(fā)組分回收率90％平均摩爾質(zhì)量MF=由于生產(chǎn)能力50000噸／年,.則qn,F所以,qn,D塔板數(shù)的確定： 甲醇—水屬非理想體系,但可采用逐板計(jì)算求理論板數(shù),本設(shè)計(jì)中理論塔板數(shù)的計(jì)算采用圖解法。由乙醇和水有關(guān)物性的數(shù)據(jù),求的求得乙醇—水體系的相對(duì)揮發(fā)度α=5.1016,最小回流比的計(jì)算：采用泡點(diǎn)進(jìn)料,所以q＝1,xF,由氣液平衡方程y,所以yq,即,把xF=xq=??.????????作y軸平行線交操作線與f.如下圖即.求得yq=0.5130.所以,根據(jù)最小回流比計(jì)算公式Rmin即,Rmin=,根據(jù)回流比R是最小回流比的合適倍數(shù),所以選擇選擇2倍。即R=2Rmin=0.879.進(jìn)料熱狀況選擇為泡點(diǎn)進(jìn)料,所以q=1精餾段,根基操作線方程：y=所以,y=0.468x+0.415聯(lián)立y=x所以x=xD=0.7801提餾段,y=聯(lián)立y=x求得y=2.872x-0.078所以提餾段x=xw=0.04根據(jù)xD,xw,及xq以及操作線方程,利用圖解法在x-y坐標(biāo)上做出平衡線與對(duì)角線并且畫梯級(jí)作圖如下：由圖可知,精餾段塔板為10.提餾段為5.一個(gè)再沸器.所以提餾段為4個(gè)板.所需總塔板數(shù)為提餾段和精餾段之和,故,所需總塔板數(shù)為14.查手冊(cè)得水和乙醇?xì)庖浩胶鈹?shù)據(jù),t數(shù)據(jù)利用表2中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得、、。進(jìn)料口：,=79.26℃塔頂：,=78.05℃塔釜：,=97.63℃精餾段平均溫度℃提餾段平均溫度℃由塔頂和塔底平均溫度得=℃查手冊(cè)得,由內(nèi)插法可得在87.84℃下,乙醇的粘度為,水的粘度為可以有下式求得平均粘度其中xi-進(jìn)料中某組分的摩爾分?jǐn)?shù)-該組分的粘度,按照塔的平均溫度下的液體計(jì)則=0.4*0.3790+0.6*0.3245=0.3463mPaS2=0.594該算法為泡罩塔蒸餾塔總板效率,則篩板塔為E=1.1E1=0.653精餾段實(shí)際板層數(shù)=10/0.653=16提餾段實(shí)際板層數(shù)=4/0.653=7進(jìn)料板位置總的塔板數(shù)Nc=16+7=23精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算：乙醇?xì)庖浩胶鈹?shù)據(jù)〔101.3kPa表1如下T/℃液相xa/%氣相ya/%T/℃液相xa/%氣相ya/%T/℃液相xa/%氣相ya/%1000088.36.938.182.42555.599.30.22.587.97.439.281.630.657.798.80.44.287.77.940.281.235.159.697.70.88.887.48.441.380.84061.496.71.212.8878.942.180.445.463.495.81.616.386.79.442.98050.265.495218.786.49.943.879.85466.994.22.421.486.210.544.679.659.669.693.42.924861145.479.364.171.992.63.326.285.711.546.178.870.675.891.93.728.185.412.146.978.67679.391.34.229.985.212.647.578.479.881.890.84.631.68513.248.178.28686.490.55.133.184.813.848.778.1589.489.489.75.534.584.714.449.39594.289.2635.884.51549.8100100896.53783.32053.1查閱文獻(xiàn),整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)表2如下〔1水和乙醇的物理性質(zhì)水和乙醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對(duì)分子質(zhì)量密度20℃沸點(diǎn)101.33kPa℃比熱容<20℃>Kg/<kg.℃>黏度<20℃>mPa.s導(dǎo)熱系數(shù)<20℃>/<m.℃>表面張力<20℃>N/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.8乙醇相對(duì)分子質(zhì)量：46；水相對(duì)分子質(zhì)量：18由常壓下乙醇-水溶液的溫度組成t-x-y圖可查得塔頂溫度tD=78.3℃泡點(diǎn)進(jìn)料溫度tF=84.0℃塔釜溫度tW=99.9℃全塔平均溫度由液體的黏度共線圖可查得t=87.4℃下,乙醇的黏度μL=0.38mPa·s,水的黏度μL=0.3269mPa·s根據(jù)物性參數(shù)數(shù)據(jù)求的求得乙醇—水體系的相對(duì)揮發(fā)度α=5.1016,根據(jù)最小回流比計(jì)算公式Rmin=<xD-yq>/<yq-xq>即,Rmin=<0.7788-0.5179>/<0.5179-0.1740>=0.7586,由于根據(jù)選擇適宜的回流比,選擇R=1.7Rmin=1.2896,精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算：塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為由由下式計(jì)算由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取：精餾段：圖的橫坐標(biāo)為：取板間距板上液層高度,則HT-hL=0.40-0.05=0.35m查圖得=1.903m/s取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=1.4m塔截面積為精餾段實(shí)際空塔氣速為提餾段：圖的橫坐標(biāo)為：取板間距板上液層高度,則查圖得=1.026m/s取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=1.4m塔截面積為提餾段實(shí)際空塔氣速為精餾塔有效高度的計(jì)算精餾塔有效高度為：提餾段有效高度為：在進(jìn)料板上方開一人孔,其高度為0.8m,故精餾塔的有效高度為：表5塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑/D,m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距/HT,mm200～300250～350300～450350～600400～600由表驗(yàn)算以上所計(jì)算的塔徑對(duì)應(yīng)的板間距均符合,所以以上所假設(shè)的板間距均成立。5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.4m,可選用單溢弓形降液管,采用凹形受液盤.各項(xiàng)計(jì)算如下:堰長(zhǎng)的計(jì)算堰長(zhǎng)一般根據(jù)經(jīng)驗(yàn)公式確定,對(duì)于常用的弓形降液管：?jiǎn)我缌餮唛L(zhǎng)lw取溢流堰高度的計(jì)算溢流堰高度可由下式計(jì)算：式中：——板上清液層高度,m；一般取50~100——堰上液層高度,；一般設(shè)計(jì)時(shí)不宜超過60~70mm.對(duì)于平直堰,堰上液層高度可用弗蘭西斯〔Francis公式計(jì)算,即式中：——塔內(nèi)液體流量,——液體收縮系數(shù)。近似取E=1精餾段：,故取則取板上清液層高度故提餾段：,故取則取板上清液層高度故弓形降液管寬度Wd及截面積AF精餾段：由查弓形降液管的參數(shù)表得：得：液體在降液管中停留時(shí)間,按式,即故降液管設(shè)計(jì)合理,可以實(shí)現(xiàn)分離。提餾段：由查弓型降液管參數(shù)圖得：得：液體在降液管中停留時(shí)間,按式,即故降液管設(shè)計(jì)合理,可以實(shí)現(xiàn)分離。3.5.1.4降液管底隙高度h0式中：——液體通過底隙時(shí)的流速,根據(jù)經(jīng)驗(yàn),取=0.06~0.25精餾段：取則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理.選用凹形受液盤深度：提餾段：取則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理.選用凹形受液盤深度：塔板的布置板式塔類型有多種,經(jīng)過比較工藝條件的考慮,本設(shè)計(jì)采用篩板,以下為篩板的計(jì)算。塔板分塊因,故塔板采用分塊式.查表6表6塔徑mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù)3456得,塔板分為4塊.邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前安定區(qū)寬度為進(jìn)口堰后的安定區(qū)寬度為Ws’=50-100mm邊緣區(qū)〔無效區(qū)寬度為取,開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積,按下式計(jì)算,即其中故篩孔計(jì)算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性,可選用=3mm碳鋼板,取篩孔直徑d0=5mm篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為精餾段氣體通過閥孔的氣速為：提餾段氣體通過閥孔的氣速為：篩孔計(jì)算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性,可選用=3mm碳鋼板,取篩孔直徑d0=5mm篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為精餾段氣體通過閥孔的氣速為：提餾段氣體通過閥孔的氣速為：6>塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降精餾段：干板阻力hc計(jì)算干板阻力hc由下式計(jì)算,即由,查《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)》得,C0=0.772故液柱氣體通過液層的阻力氣體通過液層阻力可由下式計(jì)算,即查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖,得到故液體表面張力的阻力的計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力可由下式計(jì)算,即則氣體通過每層塔板的液柱高度則液柱氣體通過每層塔板的壓降為〔設(shè)計(jì)允許值提餾段：干板阻力hc計(jì)算干板阻力hc由下式計(jì)算,即由,查《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)》得,C0=0.772故液柱塔上液層有效阻力hl計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hl計(jì)算,即查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖,得到故液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算,即氣體通過每層塔板的液柱高度則液柱氣體通過每層塔板的壓降為<設(shè)計(jì)允許值>液面落差對(duì)于篩板塔,液面落差很小,且本例的塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響.液沫夾帶精餾段：液沫夾帶量由下式計(jì)算,即故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。提餾段：液沫夾帶量由下式計(jì)算,即故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)漏液對(duì)篩板塔,漏液點(diǎn)氣速u0,min計(jì)算,即精餾段：實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液提餾段：實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液液泛為防止塔內(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,即精餾段：乙醇-水體系屬一般物系,取φ=0.5,則而板上不設(shè)進(jìn)口堰,hd可由下式計(jì)算,即液柱液柱=0.22m故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象.提餾段：乙醇-水物系屬一般物系,取φ=0.5,則而板上不設(shè)進(jìn)口堰,hd可由下式計(jì)算,即液柱液柱=0.2175m故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象.7>塔板負(fù)荷性能圖漏液線由得=4.4×0.772×0.101×1.1整理得在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)Ls值,依上計(jì)算Vs值,計(jì)算結(jié)果列于表7.表70.00060.00150.00300.00450.77100.79820.83180.8589由上表數(shù)據(jù)即可作出精餾段漏液線提餾段漏液線：得=4.4×0.772×0.101×1.1整理得在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)Ls值,依上計(jì)算Vs值,計(jì)算結(jié)果列于表8.0.00060.00150.00300.00450.83710.91960.96731.006液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:由精餾段：hf=2.5hl=2.5<hw+how>hw=0.0364m故整理得,0.00060.00150.00300.0045,3.0112.9522.8122.695在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表9由上表數(shù)據(jù)即可作出精餾段液沫夾帶線提餾段：hf=2.5hl=2.5<hw+how>hw=0.0351m故整理得,0.00060.00150.00300.0045,3.5943.4683.3063.169在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表10由上表數(shù)據(jù)即可作出提餾段液沫夾帶線液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰,取堰上液液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn).由下式得取E=1則精餾段提餾段據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管理中停留時(shí)間的下限,由下式得故精餾段據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)液上限線。液泛線令由;;;聯(lián)立得忽略將與,與,與的關(guān)系式代入上式,并整理得式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入,得精餾段：故在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表11,0.00060.00150.00300.0045,3.4703.3873.2623.132由以上數(shù)據(jù)即可作出精餾段液泛線提餾段：故在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表12,0.00060.00150.00300.0045,4.1584.0583.9123.766由以上數(shù)據(jù)即可作出提餾段液泛線根據(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,作出精餾段操作線,由圖可看出,該篩板的操作上限為液泛控制,下限為漏夜控制。由圖查得νsmax=0.78m3/s,νsmin=3.24m3/s故操作彈性為νsmax/νsmin=3.24/0.78=4.15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,作出提留段操作線；由圖可看出,該篩板的操作上限為液泛控制,下限為漏夜控制。由圖查得νsmax=0.85m3/s,νsmin=3.6m3/s故操作彈性為νsmax/νsmin=0.85/3.6=4.23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.篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm,℃〔精餾段78.65平均溫度tm,℃<提餾段>88.4452平均壓力Pm,,kPa〔精餾段108.45平均壓力Pm,,kPa<提餾段>113.353氣相流量VS〔m3/s〔精餾段2.015氣相流量VS〔m3/s〔提餾段1.9814液相流量LS<m3/s>〔精餾段0.002702液相流量LS<m3/s>〔提餾段0.0030815實(shí)際塔板數(shù)226有效段高度Z,m8．87塔徑,m1.48板間距,m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長(zhǎng),m0.92412堰高,m〔精餾段0.0364堰高,m〔提餾段0.035113板上液層高度,m0.05014堰上液層高度,m〔精餾段0.0136堰上液層高度,m〔提餾段0.0148915降液管底隙高度m<精餾段>0.0244降液管底隙高度m<提餾段>0.027816安定區(qū)寬度,m0.0717邊緣區(qū)寬度,m0.03518開孔區(qū)面積,m21.1119篩孔直徑,m0.00520篩孔數(shù)目569821孔中心距,m0.01522開孔率,%10.123空塔氣速,m/s1.28824篩孔氣速,m/s<精餾段>17．97篩孔氣速,m/s<提餾段>17.6725穩(wěn)定系數(shù)<精餾段>2.355穩(wěn)定系數(shù)<提餾段>2.04326負(fù)荷上限液泛控制27負(fù)荷下限漏液控制28液沫夾帶eV,<kg液/kg氣>0.129液相負(fù)荷上限,m3/s0.00788230液相負(fù)荷下限m3/s0.011131操作彈性〔精餾段4.15操作彈性〔提餾段4.238>精餾塔接管尺寸計(jì)算；進(jìn)料管前已算出,塔徑D=0.7m,故可采用簡(jiǎn)單的直管進(jìn)料結(jié)構(gòu),不加套管,手可入塔檢修,由下式計(jì)算進(jìn)料管直徑料液由泵輸送時(shí)可取1.5～2.5m/s取則D=0.031m=31mm,選內(nèi)管為φ323.5,a=10mmb=25mmc=10mmH2=150mm回流管通常重力回流管內(nèi)液速度取0.2-0.5m/s,由泵輸送uR=1.2-2.5m/s,取uR=2m/s,回流管直徑液相：L=209.12540.66=8503.02kg/hD=取管規(guī)格45mm塔頂蒸汽出料管塔頂?shù)臏囟葹?8.3℃,此時(shí)氣相組成：塔頂蒸氣密度蒸氣體積流量常壓下蒸汽的速度為15m/s蒸汽量為V=m3/s取回流管規(guī)格為。塔釜排出管一般取0.5-1.0m/s,取0.8m/sMl=18.28kg/kmol3Lw=取此管規(guī)格為60mm對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論；2設(shè)計(jì)圖紙要求；1繪制生產(chǎn)工藝流程圖〔A2號(hào)圖紙；乙醇——水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后,用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后,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。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱,塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入,物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離,由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇—水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板,在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后,逐板溢流,最后流入塔底。在每層板上,回流液體與上升蒸汽互相接觸,進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。乙醇水工藝流程圖2>精餾塔設(shè)計(jì)條件圖：a,b圖a圖b五