乙醇及水的精餾塔設(shè)計(jì)

題目：乙醇-水精餾塔工藝設(shè)計(jì)與塔頂冷凝器選型設(shè)計(jì)專業(yè)：煤炭深加工與利用學(xué)生姓名：武婷學(xué)號(hào):090010小組成員:郭澤紅指導(dǎo)教師:完成日期:新疆工業(yè)高等?？茖W(xué)校教務(wù)處印制（烏魯木齊市830091）化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)題目：乙醇——水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)人員所在班級(jí)成績(jī)指導(dǎo)教師日期熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開(kāi)了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入乙醇的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。2.1設(shè)計(jì)流程乙醇—水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物q=1送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲(chǔ)罐,塔釜采用直接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品冷卻后,送入貯罐(附流程圖)。摘要本設(shè)計(jì)是以乙醇――水物系為設(shè)計(jì)物系，以篩板塔為精餾設(shè)備分離乙醇和水。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)二元物系乙醇－－水的精餾問(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。通過(guò)計(jì)算得出xF=0.174,xD=0.86,xW=0.002,F=137.98kmol/h,實(shí)際板數(shù)為37塊，工藝參數(shù)的選定泡點(diǎn)進(jìn)料、泡點(diǎn)回流?；亓鞅葹?.78,進(jìn)料位置為第11塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算中得出塔徑為1米，有效塔高19.7米，。通過(guò)篩板塔的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。本次設(shè)計(jì)過(guò)程正常，操作合適。關(guān)鍵詞：乙醇，水，二元精餾，篩板連續(xù)精餾精餾塔，提餾段1塔的工藝計(jì)算查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)表1-1年處理原料能力F=25000噸/年質(zhì)量分?jǐn)?shù)分子量1.1進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)F：進(jìn)料量（kmol/s）：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)。下同）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s）：塔頂組成W：塔底殘液流量（kmol/s）：塔底組成根據(jù)公式：（1-1）原料液乙醇的摩爾組成==17.40%塔頂產(chǎn)品乙醇的摩爾組成==86%塔底殘夜乙醇的摩爾組成==0.20%1.2平均摩爾質(zhì)量根據(jù)公式可得：（1-2）原料液的平均摩爾質(zhì)量：餾出液的平均摩爾質(zhì)量：塔釜?dú)堃旱钠骄柫浚?.3全塔物料衡算：進(jìn)料量：F=25000噸/年=137.98kkmol/h全塔物料衡算式：F=D+W,F*=D*+W*解之得：D=27.68kmol/h，W=110.30kmol/s1．4回流比的確定1.4.1平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算由相平衡方程（1-3）得：（1-4）表1-2由常壓下乙醇-水的平衡數(shù)據(jù)由道爾頓分壓定律（1-5）得（1-6）將上表數(shù)據(jù)代入得：序號(hào)123453.68153.15692.72542.35012.1263序號(hào)6789101.91551.72281.54081.41961.3207則則平衡線方程1.4.2最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定因?yàn)樗韵嗥胶夥匠蹋号蔹c(diǎn)進(jìn)料：最小回流比：任務(wù)要求操作回流比是最小回流比的1.6倍1.4.3精餾段和提餾段操作線方程的確定精餾段：（1-7）精餾段操作線方程：提餾段：（1-7）提餾段操作線方程：通過(guò)精餾段操作線方程和提餾段操作線方程用圖解法所得理論塔板數(shù)為16塊，其中第12塊為進(jìn)料板，精餾段的理論塔板數(shù)為12塊。提餾段的理論塔板數(shù)為4塊。得圖如下：圖1-1理論塔板數(shù)圖解1.5精餾塔的塔頂、進(jìn)料板、塔釜溫度、全塔效率的確定1.5.1全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度的計(jì)算常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)表1—3乙醇—水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/℃乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/℃乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可得：乙醇相對(duì)分子質(zhì)量：46；水相對(duì)分子質(zhì)量：18(塔頂?shù)谝粔K板)(加料版)(塔底)由相平衡方程式（1-3）和（1-4）得由此式可求得精餾段的相對(duì)平均揮發(fā)度：提餾段的相對(duì)平均揮發(fā)度：精餾段的平均溫度：提餾段的平均溫度：表1-4乙醇和水的粘度溫度（℃）2030405060708090100110水的粘度（）1.0020.8020.6620.5920.4690.4000.3300.3180.2480.259乙醇的粘度（）1.221.000.830.690.380.480.450.3510.3050.262在時(shí)，根據(jù)上圖可知對(duì)應(yīng)的，由《（液體粘度共線圖）》查得在時(shí)，根據(jù)上圖可知對(duì)應(yīng)的，由《（液體粘度共線圖）》查得()因?yàn)椋赫扯人裕壕s段的平均粘度：提餾段的平均粘度：用奧康奈爾法計(jì)算全塔效率得：精餾段的全塔效率：提餾段的全塔效率：3實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算根據(jù)公式：（1-8）得：精餾段的塔板數(shù):取整25塊，考慮安全系數(shù)加一塊為26塊提餾段的塔板數(shù)：取十塊，考慮安全系數(shù)加一塊為11塊。故進(jìn)料板為27塊，實(shí)際塔板數(shù)37塊。1.6精餾塔主體尺寸的確定1.6.1精餾段的氣液體積流量精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進(jìn)料板塔頂?shù)谝粔K板摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)量/溫度/液相平均摩爾質(zhì)量：液相平均溫度：在平均溫度為時(shí)表1-5乙醇和水的密度溫度（℃）2030405060708090100110乙醇的密度（）795785777765755746735730716703水的密度（）998.2995.7992.2998.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0用內(nèi)插法求得：液相平均密度為：（1-9）其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)則：所以精餾段的液相負(fù)荷由所以：（1-10）精餾段塔頂壓強(qiáng)若取單板壓降為，則：進(jìn)料板壓強(qiáng)：氣相平均壓強(qiáng)：氣相平均摩爾質(zhì)量：氣相平均密度：氣相負(fù)荷：精餾段的負(fù)荷列于下表：名稱氣相液相平均摩爾質(zhì)量/37.9433.02平均密度/1.493800體積流量/2487.6(0.691)3.18（0.000883）1.6.2提餾段的氣液體積流量整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于下表:位置塔釜進(jìn)料板質(zhì)量分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)摩爾質(zhì)量()溫度()99.383.61采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的氣液相負(fù)荷，列于下表：名稱液相氣相平均摩爾質(zhì)量()20.0526.18平均密度()924.54.43體積流量()4.59(0.001275)2976.6()1.7塔徑的計(jì)算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。由以上的?jì)算結(jié)果可以得到：塔的平均蒸汽流量：塔的平均液相流量：塔的氣相平均密度:由塔徑公式（1-11）可知：由于示意的空塔氣速，因此，需先計(jì)算出最大允許氣速。即（1-12）取塔板間距，板上液高度那么分離空間高度：氣液動(dòng)能參數(shù)：從《化工原理》的史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：圖1-2史密斯關(guān)聯(lián)圖表面張力：,因?yàn)?需先求平均表面張力表1-6乙醇和水的表面張力溫度（℃）2030405060708090100110水的表面張力（）72.771.069.367.766.064.362.760.058.456.8乙醇的表面張力（）22.321.220.419.818.818.017.116.215.214.4根據(jù)上圖使用內(nèi)插法得：塔頂：塔頂平均表面張力：進(jìn)料板進(jìn)料板的平均表面張力：塔底塔底的平均表面張力：精餾段液體平均表面張力：提餾段液體平均表面張力：全塔液相平均表面張力：取空塔速率為最大允許速率的0.7倍，則空塔速率為：則塔徑為：根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為：此時(shí)，精餾塔的上升蒸汽速度為：提餾段的上升蒸汽速度為：安全系數(shù)：和均在0.6-0.8之間，符合要求。1.8塔高的計(jì)算1.8.1塔的高度可以由下式計(jì)算:一直實(shí)際塔板數(shù)N=37塊，板間距，由于料液較輕的話，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔數(shù)目S為：取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度：，那么全塔高度：1.8.2塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分。取無(wú)效邊緣區(qū)寬度,泡沫區(qū)寬度查得堰長(zhǎng)：弓形溢流管寬度:弓形降液管面積:降液管面積與塔截面積之比：堰長(zhǎng)與塔徑之比降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時(shí)間一般應(yīng)大于5S,液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間：符合要求液體在提餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間：符合要求1.8.3弓形降液管采用平直堰，堰高—板上液層深度一般不宜超過(guò)60—70—堰上液流高度堰上液流高度可根據(jù)如下公式計(jì)算：E—液體的收縮系數(shù)—液相的體積流量—堰長(zhǎng)精餾段：由查手冊(cè)知?jiǎng)t降液管底部離塔板距離,考慮液封取比小即同理提餾段:由查手冊(cè)E=1.0381.8.4開(kāi)孔面積的計(jì)算已知近取無(wú)效邊緣區(qū)寬度泡沫區(qū)寬度閥孔總面積可由下式得：（1-13）所以（1）篩板的篩孔和開(kāi)孔率因乙醇-水組分無(wú)腐蝕性，可選用的碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角排列：圖1-3篩孔的排列方式孔中心距篩孔數(shù)目：個(gè)開(kāi)孔率：(在5-15%范圍內(nèi))氣體通過(guò)篩孔的氣速為：（1-14）則精餾段：提餾段：1.9塔體的流體力學(xué)驗(yàn)算1.9.1氣體通過(guò)塔板的壓力降氣體通過(guò)塔板的壓力降（單板壓降）（1-15）--氣體通過(guò)每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?-氣體通過(guò)篩板的干板壓降--氣體通過(guò)板上液層的阻力--克服液體表面張力的阻力（1）干板阻力干板壓降，由此公式計(jì)算：（1-16）根據(jù)查干篩孔的流量系數(shù)圖圖1-4孔流系數(shù)得精餾段：液柱提餾段：液柱（2）板上充氣液層阻力板上液層阻力用此的公式計(jì)算：（1-17）--板上清液層高度--反應(yīng)板上液層充氣程度的因數(shù)（充氣因數(shù)）降液管橫截面積，塔橫截面積精餾段：動(dòng)能因子：查充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖可得則提餾段：動(dòng)能因子：查充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖可得則（3）由表面張力引起的阻力液體表面張力的阻力計(jì)算公式：（1-18）精餾段：提餾段：綜上，故精餾段液柱壓降提餾段液柱壓降1.9.2液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差的影響。1.9.3液沫夾帶板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象，叫做液沫夾帶。為保證板式塔能維持正常的操作效果，通常塔板上液沫夾帶量，可按下式計(jì)算：（1-19）精餾段：提餾段：故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)，不會(huì)發(fā)生過(guò)量液沫夾帶。1.9.4漏液漏液驗(yàn)算，根據(jù)公式：（1-20）穩(wěn)定系數(shù)：--篩孔氣速--漏液點(diǎn)氣速精餾段：實(shí)際孔速：穩(wěn)定系數(shù)為提餾段：實(shí)際孔速：穩(wěn)定系數(shù)：故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。1.9.5液泛為阻止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從的關(guān)系：（乙醇-水不易分離的體系）精餾段：又因?yàn)榘迳喜辉O(shè)進(jìn)口堰：提餾段：故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。1.10.塔板負(fù)荷性能圖1.10.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖（1）漏液線據(jù)此可以做出與流體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線（2）液沫夾帶線以則解得計(jì)算所得：0.0020.0040.006O.0080.00940.00880.00830.0078（3）液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上清液層高度作最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由則：據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3（4）液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管管中停留時(shí)間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4（5）液泛線令聯(lián)立的：（1-21）整理得：0.1620.2241.434(1-14)列表計(jì)算如下0.0040.0060.0080.0101.061.010.9450.88由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能曲線:圖1-5精餾塔負(fù)荷曲線圖1.11提餾段塔板的負(fù)荷性能圖1.11.1漏液線0.816據(jù)此可得出與流體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。1.11.2液沫夾帶線以為限，求如下：（1-22），，則 解得：1.358-13.70.0020.0040.0060.0081.3581.3031.2761.248可作出液沫夾帶線2。1.11.3液相負(fù)荷下限0.000285據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線31.11.4液相負(fù)荷上限線據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線41.11.5液泛線0.144

可得方程：（1-23）列表計(jì)算如下：0.0010.0040.0060.0080.0101.141.1010.9360.8080.624根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔提餾段的負(fù)荷性能圖圖1-6提餾段負(fù)荷性能曲線圖1.12各接管尺寸的確定即及選型1.12.1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算及選型料液質(zhì)量流率：進(jìn)料溫度：,在此溫度下，則從可得則其體積流量：取管內(nèi)流速：則進(jìn)料管管徑：1.12.2釜液出口管尺寸的計(jì)算與選型釜液質(zhì)量流率：出料溫度：,在此溫度下，則體積流率：取釜液出塔的流速:則釜液出口管管徑：8心得體會(huì)課程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用所學(xué)知識(shí)，發(fā)現(xiàn)，提出，分析和解決實(shí)際問(wèn)題，鍛煉實(shí)踐能力的重要環(huán)節(jié)，是對(duì)學(xué)生實(shí)際工作能力的具體訓(xùn)練和考察過(guò)程。塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)