化工原理課程設(shè)計(jì)-乙醇-異丁醇分離過(guò)程浮閥精餾塔設(shè)計(jì)

1xxxxxx大學(xué)乙醇-異丁醇分離過(guò)程浮閥精餾塔設(shè)計(jì)：設(shè)計(jì)一座乙醇-異丁醇連續(xù)精餾塔，混3)回流比自選2xxxxxx大學(xué)1.1乙醇-異丁醇-----------------------------------------------------11.2設(shè)計(jì)方案制定----------------------------------------------------12.1物料衡算-------------------------------------------------------13.1溫度-----------------------------------------------------------23.2氣相組成-------------------------------------------------------23.3液相密度-------------------------------------------------------33.4混合物的粘度---------------------------------------------------43.5相對(duì)揮發(fā)度-----------------------------------------------------43.6表面張力-------------------------------------------------------44.1理論塔板的計(jì)算-------------------------------------------------54.2實(shí)際板數(shù)的確定-----------------------------------------------54.3精餾塔的壓力--------------------------------------------------64.4氣相平均密度---------------------------------------------------65.1氣液相體積流量的計(jì)算-------------------------------------------65.2精餾段塔徑-----------------------------------------------------75.3提餾段塔徑-----------------------------------------------------7第6章溢流裝置W6.1堰長(zhǎng)l-----------------------------------------------------------------8W6.2弓形降液管的寬度和橫截面積------------------------------------9第7章塔板分布、浮閥數(shù)目與排列7.1浮閥數(shù)目排列---------------------------------------------------10第8章塔板流體力學(xué)計(jì)算8.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降-----------------------------------------118.2淹塔-----------------------------------------------------------118.3霧沫夾帶-------------------------------------------------------12第9章塔板負(fù)荷性能圖9.1霧沫夾帶線-----------------------------------------------------139.2液泛線--------------------------------------------------------139.3液相負(fù)荷上限---------------------------------------------------139.4漏液線--------------------------------------------------------149.5液相負(fù)荷下限線------------------------------------------------14第10章浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果10.1浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果---------------------------------------1411.1接管---------------------------------------------------------1511.2法蘭---------------------------------------------------------153xxxxxx大學(xué)11.3筒體、封頭與裙座----------------------------------------------1612.1塔的頂部空間高度---------------------------------------------1612.2塔的底部空間高度---------------------------------------------1612.3塔總體高度---------------------------------------------------1613.1冷凝器熱量衡算---------------------------------------------1613.2冷凝器的選擇------------------------------------------------1714.1物性參數(shù)圖---------------------------------------------------1814.2圖解法求理論板圖---------------------------------------------2514.3Smith關(guān)聯(lián)圖-------------------------------------------------2514.4塔板符合性能圖-----------------------------------------------2614.4精餾塔裝配圖(另附圖紙)------------------------------------2614.5工藝流程圖(另附圖紙)--------------------------------------2615.1參考文獻(xiàn)----------------------------------------------------26第一章前言1.乙醇:乙醇-異丁醇分離過(guò)程浮閥精餾塔設(shè)計(jì)：設(shè)計(jì)一座乙醇-異丁醇連續(xù)精餾塔5萬(wàn)分比，下同)的乙醇-異丁醇混合溶液。分離要求：塔頂乙醇含量不低于97%，塔底異丁醇含量不大2.0％。操作壓力:4kPa。每層塔板壓降:△p=0.7kpa4xxxxxx大學(xué)F料量(kmol/s)?F:原料組成(摩爾分?jǐn)?shù)，下同)D：塔頂產(chǎn)品流量(kmol/s)?D:塔頂組成W：塔底殘液流量(kmol/s)?w:塔底組成乙醇的摩爾質(zhì)量M=46kg/kmolA異丁醇的摩爾質(zhì)量M=74kg/kmolB50?4650/74塔頂組成：?D=97/4650?4650/74塔頂組成：?D=97/46=98.11%97?46+3/74塔底組成：?w==3.18%M=0.6167×46+0.3833×74=56.7324kg/kmolFM=0.9811×46+0.0189×74=46.5292kg/kmolDM=0.0318×46+0.9682×74=73.1096kg/kmolW3.物料衡算F×?F=D×?D5×107=122.41kmol?h=0.034kmol/s300×24×56.7342W×?WWkmol/s第3章精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算乙醇—異丁醇汽液平衡組成(摩爾)與溫度的關(guān)系645498802801899336溫CxAyA(1)tF87.585.0(2)tD80.077.5twt∴tF=86.41℃∴t∴tD=∴tw=106.08℃5xxxxxx大2(4)精餾段平均溫度:=tF+tD=82.23℃2(5)提餾段平均溫度:=tFtw=96.25℃DF(1)精餾段DFWMM(2)提餾段12212222 pppABALABp為異丁醇的密度)B根據(jù)在不同溫度下乙醇和異丁醇的密度求得在t、t、t下乙醇和異丁醇的密FDWt=86.41oC查表得：p=727.0p=744.0F乙醇異丁醇6xxxxxx大學(xué)10.500.50則進(jìn)料液混合液的密度：=+Ft=78.04oC查表得：p=736.0p=752.0D乙醇異丁醇10.970.03則混合液的密度：=+DFDW乙醇異丁醇10.020.98則混合液的密度：=+：p=723.59p724WWL122L22212 (1)精餾段粘度：=x+(1x)1乙醇1異丁醇1 (2)提餾段粘度：=x+(1x)2乙醇2異丁醇2xFDDDWWW2FD??F??7xxxxxx大學(xué)σLD=0.9811×18.2×10?3+(1?0.9811)×18.4×10?3=18.2×10?3N/m2.進(jìn)料板液相表平均面張力：由tF=86.41℃，σA=17.3×10?3N/m,σB=17.6×10?3N/mσLF=0.6167×17.3×10?3+(1?0.6167)×17.6×10?3=17.4×10?3N/mmBNmσLW=0.0318×16.5×10?3+(1?0.0318)×16.4×10?3=16.4×10?3N/mσLm=(18.2×10?3+17.4×10?3)/2=17.8×10?3N/mσLn=(17.4×10?3+16.4×10?3)/2=16.9×10?3N/mqqFqq最小回流比取較大的一個(gè)，則操作回流比:R=1.8Rmin=1.8*0.654=1.178Rx代入數(shù)據(jù)得yx+D代入數(shù)據(jù)得(2)提餾段操作線方程為8Txxxxxx大學(xué)Tq'qL+q?FWy=n,Lxn,W?x=nx?xn+1q'nq'WL+q?FWnL+q?FWWn,Vn,Vnn即L'Wn+1V'nV'WnnTTLL相粘度 (1)精餾段：?=3.14，=0.49MPa?s1L1N4則N=T=PE0.441則N=T=PE0.441 L2N6-1ENT塊T2PE0.423TN101N101N22P操作壓力:塔頂操作壓力:a每層塔板壓降:進(jìn)料板壓力:pF9=98.3kpa塔底壓力:pW=98.3+0.7×13=107.4kpa9p=735.95kg/m3L1xxxxxx大學(xué)p=735.95kg/m3L1精餾段平均壓降:提餾段平均壓降:pm92+98.3)/2=95.15kpapn107.4)/2=102.85kpa V22.4p0 氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段ρVmminminkmolsL1L1Mp=1.558kg/m3 L1.27體積流量：L=1==1.726103m3/sL1Sp1.558 xxxxxx大學(xué)L3.804體積流量：L=2==5.215103m3/sL2maxLVmaxLVpV由附圖Smith關(guān)聯(lián)圖查的TLL0.05m~0.08；m對(duì)于減壓塔常取為0.025m~0.03，m此處為常壓塔)TL20C=C20()0.2=0.083ppxLVxVmaxD=S1=(41.413)/(3.141.26)=1.195m11T1uS1==0.92m/sTLTL20ppxLxVxxxxxx大學(xué)2T222第6章溢流裝置W流型)查得：塔徑D=1.4m時(shí)，l=917mm(對(duì)WW2.84L出口堰高：本實(shí)驗(yàn)采用平直堰，堰上液高度：h=E(h)2/3，L為塔內(nèi)液OWlhWWLOWWLOW弓形降液管的寬度用W表示，截面積用A表示，設(shè)計(jì)中可根據(jù)堰長(zhǎng)與塔徑之DF比l/D查得WWFTDFDxxxxxx大學(xué)1.降液管底隙高度(降液管下端與塔板間的距離)h=Ln3600u'LW0W0(2)提餾段：W0F取閥孔能動(dòng)因子F=12，則孔速：u=0=12/1.558=9.61m/s01pV14001取邊緣區(qū)的寬度W=0.06m，破沫區(qū)的寬度W=0.010m。CSD1.42C2D1.42SD2所以A=2(0.5190.6420.5192+0.642arcsin)=1.16m2a1800.64V2A1.16t取閥孔能動(dòng)因子F=12，則孔速u=02Fpp1360.075u第8章塔板流體力學(xué)計(jì)算可根據(jù)h=h+h+h，p=hpg計(jì)算pclppLcL pgL1l1Lp11p1L1 L2xxxxxx大學(xué)l2Lp2L2為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度H≤(H+h)，即H=hdTWdp+h+hLddLdpH：板間距Th：出口堰高W(1)單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮=0.088mp1(2)液體通過(guò)降液管的壓頭損失(3)板上液層高度h=0.07m，則H=0.088+0.00136+0.07=0.15936mLd1取=0.5，已選定H=0.45m，h=0.060m，TW則(H+h)=0.5(0.060+0.45)=0.255，可見(jiàn)H≤(H+h)，所以符合防止淹TWdTW段(1)單板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽=0.089m(2)液體通過(guò)降液管的壓頭損失：(3)板上液層高度h=0.07m，則H=0.089+0.029+0.07=0.188mLd2hTWTWxxxxxx大學(xué)(0.049+0.45)=0.2495，可見(jiàn)H≤(H+h)dTWVp/(pp)+1.36LVV1L1V1S1L×100%KCAFbLdbTFF2.提餾段取物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)C=0.115，則F1.3482.065/(729.502.065)+1.36×5.215×1.058×10-3泛點(diǎn)率為×100%=52.13%<80%，所以符合要求第9章塔板負(fù)荷性能圖V泛點(diǎn)率Sp(pp)+1.36LV泛點(diǎn)率Sp(pp)+1.36LZKCAFbV (1)精餾段：0.8=SV (1)精餾段：0.8=SSS(H+h)=h+h+h=h+h+h+h+h，由此確定液泛線，忽略式中h，TWpLdclLdxxxxxx大學(xué)(H+h)=5.34pVu+0.153(LS)2+(H)[h+]TW2pgl.h0W1000lLW0W0π0dN400.255=5.34S1+0.153(S)2+1.5[0.060+×1(S1)3]S1SS液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于3~5s，停留時(shí)間9=AFHTLSAH0.1077×0.45(L)=FT==0.0097m3/sSmax55π對(duì)于F型重閥，依F=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則V=d2Nu10S400π所以：(V)=×0.0392×124×5/1.558=0.593m3/sS1min4OWms溢流弓形降液管mmsDHTuxxxxxx大學(xué).124.734制lWhWhLh0Nu0F0tpHdSmaxSminmmmmsmmm%m3/sm3/sπuπuFLF2.回流管RRxxxxxx大學(xué)WW PDHG8gg (2)回流管接管法蘭：P6D50HG5010-58gg (3)塔底出料管法蘭：P6D50HG5010-58gg (4)塔頂蒸汽管法蘭：P6320HG5010-58g (5)塔釜蒸氣進(jìn)氣法蘭：P6D320HG5010-58gg2.封頭：采用橢圓形封頭，查得(D=1.4m)曲面高度h=360mm，直邊高度h=40