乙醇-水精餾塔課程設(shè)計(jì)報(bào)告

...---可修編.燕京理工學(xué)院YanchingInstituteofTechnology〔2017〕屆制藥工程專業(yè)課程設(shè)計(jì)任務(wù)書題目：乙醇——水混合液精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)院：化工與材料工程學(xué)院專業(yè)：制藥1301學(xué)號(hào)：130120004：世宇指導(dǎo)教師：林貝教研室主任〔負(fù)責(zé)人〕：林貝2016年09月25日..化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇——水混合液精餾塔設(shè)計(jì)世宇制藥工程1301班學(xué)號(hào)130120003指導(dǎo)教師林貝摘要本設(shè)計(jì)是以乙醇――水混合液為設(shè)計(jì)物系，以篩板塔為精餾設(shè)備別離乙醇和水。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－－水的精餾問題進(jìn)展分析，選取，計(jì)算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。關(guān)鍵詞：乙醇-水精餾篩板塔連續(xù)精餾塔板設(shè)計(jì)..目錄前言2第１章設(shè)計(jì)任務(wù)書2第2章設(shè)計(jì)方案確實(shí)定及流程說明2第2.1節(jié)設(shè)計(jì)方案確實(shí)定22第3章精餾塔的工藝設(shè)計(jì)2第3.1節(jié)精餾塔的物料衡算2第3.2節(jié)理論板的計(jì)算2第3.3節(jié)平均參數(shù)的計(jì)算2第3.4節(jié)2第3.5節(jié)2第４章塔板構(gòu)造設(shè)計(jì)2第4.1節(jié)溢流裝置計(jì)算2第4.2節(jié)2第4.3節(jié)2第5章塔板負(fù)荷性能圖2第5.1節(jié)霧沫夾帶線2第5.2節(jié)液泛線2第5.3節(jié)液相負(fù)荷上限線2第5.4節(jié)漏液線2第5.5節(jié)液相負(fù)荷下限線2第5.6節(jié)塔板負(fù)荷性能圖2第6章附屬設(shè)備設(shè)計(jì)2第6．1節(jié)冷凝器2第6.2節(jié)再沸器2第7章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總222..--可修編.2附錄2..--可修編.前言1.1精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用實(shí)際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時(shí)，上述局部氣化和局部冷凝是同時(shí)進(jìn)展的。對(duì)理想液態(tài)混合物精餾時(shí)，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點(diǎn)低的B物質(zhì)，而殘液是沸點(diǎn)高的A物質(zhì)，精餾是屢次簡(jiǎn)單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點(diǎn)組分，純高沸點(diǎn)組分那么留在塔底。1.2精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下：一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。二：效率高：氣液兩相在塔保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。三：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于到達(dá)所要求的真空度。四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。五：構(gòu)造簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。第１章設(shè)計(jì)任務(wù)書2.1生產(chǎn)能力：年處理量3萬噸乙醇.。2.6每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)：300天〔24小時(shí)，一年中有兩個(gè)月檢修〕2.7設(shè)備型式：篩板塔第2章設(shè)計(jì)方案確實(shí)定及流程說明第2.1節(jié)設(shè)計(jì)方案確實(shí)定2.1.1塔的類型選擇2.1.2塔板類型的選擇泡罩塔、浮閥塔、篩板塔2.1.3塔壓確定2.1.4加料方式加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加熱。采用高位槽加料，通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速。通過重力加料，可以節(jié)省一筆動(dòng)力費(fèi)用。但由于多了高位槽，建立費(fèi)用相應(yīng)增加；采用泵加熱，進(jìn)料受到泵的影響，流量不太穩(wěn)定，流速液忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但構(gòu)造簡(jiǎn)單、安裝方便，而且泵還具有以下優(yōu)點(diǎn)：滿足工藝上對(duì)流量和能量的要求；構(gòu)造簡(jiǎn)單，投資費(fèi)用低；運(yùn)行可靠，效率高，日常維護(hù)費(fèi)用低；能適用被輸送流體的特性，如腐蝕性、粘性、可燃性等。因此，從實(shí)際考慮，使用泵直接加料更為合理，而本設(shè)計(jì)采用的就是泵直接加料。2.1.5進(jìn)料熱狀況的選擇2.1.6塔釜加熱方式確實(shí)定2.1.7塔頂冷凝方式2.1.8塔板溢流形式2.1.9塔徑的選取2.1.10適宜回流比的選取首先，乙醇和水的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)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)局部進(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)局部重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一局部進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一局部進(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)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的參加。最終，完成乙醇和水的別離。本設(shè)計(jì)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，一局部入塔回流，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。第3章精餾塔的工藝設(shè)計(jì)第3.1節(jié)精餾塔的物料衡算3.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率F原料液流量〔kmol/s〕xF原料液組成〔摩爾分?jǐn)?shù)〕D塔頂產(chǎn)品流量〔kmol/s〕xD塔頂組成〔摩爾分?jǐn)?shù)〕W塔底殘液流量〔kmol/s〕xW塔底組成〔摩爾分?jǐn)?shù)〕V0加熱蒸汽量〔kmol/s〕M乙醇=46.07kg/kmolM水=18.02kg/kmol原料液組成xF塔頂組成xD塔底組成xW3.1.2原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量全塔物料衡算全塔物料衡算輕組分乙醇物料衡算所以將總物料衡算與乙醇物料衡算聯(lián)立并帶入數(shù)據(jù)解得第3.2節(jié)理論板的計(jì)算最小回流比的計(jì)算00.10.20.30.40.50.60.71.00.90.80.10.20.30.40.50.60.70.90.81.00.50820.1677根據(jù)1.0132500.10.20.30.40.50.60.71.00.90.80.10.20.30.40.50.60.70.90.81.00.50820.1677，，圖1圖1最小回流比計(jì)算圖故最小回流比為操作回流比為精餾段操作線方程為：精餾段操作線過〔〕提餾段操作線過〔〕，線方程為：精餾段操作線方程，提餾段操作線方程和線方程交于同一點(diǎn)，所以聯(lián)立精餾段操作線方程和線方程解出交點(diǎn)為〔0.1677,0.3959〕，又有提餾段操作線過〔0.0020,0.0020〕，即解得解得提餾段操作線方程為：理論板數(shù)的計(jì)算精餾段操作線方程為以此類推：提餾段操作線方程以此類推：理論塔板數(shù)為9塊，其中第3塊為進(jìn)料板，精餾段的理論塔板數(shù)為3塊。提餾段的理論塔板數(shù)為6塊。塔板效率的計(jì)算〔1〕各段溫度計(jì)算利用附表中數(shù)據(jù)由差法可求得℃℃℃精餾段平均溫度:℃提餾段平均溫度:〔2〕各組分的計(jì)算精餾段：℃液相組成：得氣相組成：得所以提餾段:℃液相組成：得氣相組成：得所以〔3〕相對(duì)揮發(fā)度精餾段揮發(fā)度：由相平衡方程那么解得精餾段揮發(fā)度：由相平衡方程解得那么全塔平均相對(duì)揮發(fā)度：〔4〕液體平均粘度計(jì)算對(duì)于多組分系統(tǒng)可按下式計(jì)算，即——液相任意組分的黏度，；——液相中任意組分的摩爾分?jǐn)?shù)。①塔頂物系粘度：℃：解得=0.4421：解得=0.3651②進(jìn)料板物系粘度：℃：解得=0.4686：解得=0.3407塔釜物系粘度：：解得：解得所以塔板效率的計(jì)算塔板總效率與物系性質(zhì)、塔板構(gòu)造及操作條件都有密切的關(guān)系，由于影響因素很多，目前尚無準(zhǔn)確的計(jì)算方法。目前，塔板效率的估算方法大體分為兩類。一類是較全面的考慮各種傳質(zhì)和流體力學(xué)因素的影響，從點(diǎn)效率出發(fā)，逐步計(jì)算出全塔效率；另一類是簡(jiǎn)化的經(jīng)歷計(jì)算法。奧康奈爾方法目前被認(rèn)為是較好的簡(jiǎn)易方法。對(duì)于精餾塔，奧康奈爾法將總板效率對(duì)液相黏度與相對(duì)揮發(fā)度的乘積進(jìn)展關(guān)聯(lián)，表達(dá)式如下：所以全塔效率實(shí)際板數(shù)的計(jì)算精餾段實(shí)際板數(shù):提餾段實(shí)際板數(shù):第3.3節(jié)平均參數(shù)的計(jì)算操作壓力的計(jì)算塔頂壓強(qiáng)：取每層塔板壓降進(jìn)料板壓強(qiáng)：塔釜壓強(qiáng)：精餾段平均操作壓強(qiáng)：提餾段平均操作壓強(qiáng)：氣液兩相平均密度的計(jì)算〔1〕各液相平均密度的計(jì)算利用附錄4中不同溫度下乙醇和水的密度，由各進(jìn)、出料口液相組成求取個(gè)液相平均密度。由計(jì)算，單位①塔頂物系密度：℃：解得=：解得=972.819質(zhì)量分率：α乙醇=α水=1-α乙醇=1-0.9300=0.0700所以即②進(jìn)料板物系密度：℃：解得=733.030：解得=969.231質(zhì)量分率：α乙醇=α水=1-α乙醇=1-0.3400=0.6600所以即③塔釜物系密度：：解得：解得質(zhì)量分率：所以即那么精餾段的液相平均密度：提餾段的液相平均密度：〔2〕各氣相平均密度的計(jì)算由計(jì)算精餾段的氣相平均密度：提餾段的氣相平均密度：液體平均外表力的計(jì)算液相平均外表力依下式計(jì)算，即〔1〕塔頂液相平均外表力的計(jì)算由℃，通過查表4并計(jì)算：：=：=〔2〕進(jìn)料板液相平均外表力的計(jì)算由℃，通過查表4并計(jì)算：：=：=〔3〕塔底液相平均外表力的計(jì)算由，通過查表4并計(jì)算：：：所以精餾段液相平均外表力為：提餾段液相平均外表力為：氣液兩相平均體積流率的計(jì)算在前面的計(jì)算中已經(jīng)得出：最小回流比為：操作回流比為：〔1〕精餾段摩爾流率質(zhì)量流率體積流率〔2〕提餾段摩爾流率質(zhì)量流率體積流率第3.4節(jié)精餾段塔徑的計(jì)算其中的需從史密斯關(guān)系圖中查出。橫坐標(biāo)為：取板間距，板上液層高度，那么查圖2史密斯關(guān)系圖得：所以取平安系數(shù)為0.6，那么空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為塔截面積為那么空塔氣速為圖2圖2史密斯關(guān)聯(lián)圖提餾段塔徑的計(jì)算其中的需從史密斯關(guān)系圖中查出。橫坐標(biāo)為：取板間距，板上液層高度，那么查圖2史密斯關(guān)系圖得：所以取平安系數(shù)為0.6，那么空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為塔截面積為那么空塔氣速為由于精餾段與提餾段塔徑相差不大，故精餾塔徑取為第3.5節(jié)3.5.1塔的有效高度精餾段有效高度提餾段有效高度全塔有效高度3.5.2塔高計(jì)算塔高=第４章塔板構(gòu)造設(shè)計(jì)第4.1節(jié)溢流裝置計(jì)算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液管。各項(xiàng)計(jì)算如下。堰長(zhǎng)的計(jì)算溢流堰高度的計(jì)算由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計(jì)算其中近似取對(duì)于精餾段有取板上清液高度，那么對(duì)于提餾段有那么弓形降液管寬度和截面積的計(jì)算由查弓形降液管的參數(shù)得所以驗(yàn)算液體在降液管中停留的時(shí)間，即精餾段提餾段故降液管設(shè)計(jì)合理。4.1.4降液管底隙高度對(duì)于精餾段取降液管底隙流速對(duì)于提餾段取降液管底隙流速故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度第4.2節(jié)塔板的構(gòu)造尺寸〔1〕塔板的分布：因選用分塊式塔板〔2〕邊緣區(qū)寬度確定：取破沫區(qū)寬度,無效區(qū)寬度〔3〕鼓泡區(qū)面積的計(jì)算鼓泡區(qū)面積按下式計(jì)算其中所以篩孔取篩孔孔徑dd=5mm篩孔厚度孔心距t那么塔板開孔率篩孔數(shù)n第4.3節(jié)氣相通過篩板塔板的壓降可以根據(jù)式，來計(jì)算。①干板壓降的計(jì)算其中所以②板上液層壓降計(jì)算公式為：③液體外表力所引起的壓降由下式計(jì)算：〔液柱〕因此〔液柱〕每層板的液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管高度。此處取。。①單層氣體通過塔板壓降為：②液體通過降液管的壓頭損失為：③板上液層高度那么，有顯然，因此精餾段滿足條件，不會(huì)發(fā)生液泛。霧沫夾帶漏液的驗(yàn)算篩板的穩(wěn)定系數(shù)故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液第5章塔板負(fù)荷性能圖第5.1節(jié)霧沫夾帶線依式式中代入得第5.2節(jié)液泛線近似取取將聯(lián)立可得第5.3節(jié)液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)滿足其再降液管停留的時(shí)間不低于3-5s。以作為液體在降液管中的停留時(shí)間下限，那么：第5.4節(jié)漏液線由、代入漏液點(diǎn)氣速式得將A0=0.05396m2代入上式整理，得據(jù)此可以做出與液體流量無關(guān)的漏液線，即氣相負(fù)荷下限線。第5.5節(jié)液相負(fù)荷下限線該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。由式：據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直的液相負(fù)荷下限線。第5.6節(jié)塔板負(fù)荷性能圖根據(jù)上面求出的各段的符合性能曲線分別畫出塔板負(fù)荷性能曲線圖。第6章附屬設(shè)備設(shè)計(jì)第6．1節(jié)冷凝器1．冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。2．冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量設(shè)計(jì)流程要求泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料濃度下的泡點(diǎn)溫度為83.94℃。原料溫度為45℃。釜?dú)堃簻囟葹?9.28℃，擬定將釜液降至55排出。==1.157kg/s=kg/s℃根據(jù)溫度查相關(guān)表得℃〕℃〕=0.00892*2.7025+〔1-0.00892〕4.1748=4.043KJ/〔kg*℃〕取傳熱系數(shù)K=℃℃取平安系數(shù)為1.1，那么實(shí)際傳熱面積冷凝器計(jì)算取水進(jìn)口溫度為25℃，水的出口溫度為35℃，塔頂全凝器出來的有機(jī)液D=0.6237kg/s,溫度為78.3℃，降至35℃按產(chǎn)品冷卻前后的平均溫度查表算比熱容所用水量取總傳熱系數(shù)℃℃取平安系數(shù)為1.1那么第6.2節(jié)再沸器采用飽和水蒸汽間接加熱，逆流操作焓I：做全塔平衡式：解得：=134066.25(kJ/h)壓力=121.4kPa(表)時(shí)，因?yàn)樵O(shè)備蒸汽熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%，所以所需蒸汽的質(zhì)量流量為：:加熱蒸汽的冷凝潛熱塔釜產(chǎn)品溫度不變，為121.32℃，由液態(tài)轉(zhuǎn)變?yōu)闅鈶B(tài)，蒸汽溫度也不變，為130℃，由氣態(tài)轉(zhuǎn)變?yōu)橐簯B(tài)℃℃℃選擇取平安系數(shù)為0.8，那么：采用加熱管的直徑為：19×2mm表6.1塔釜再沸器規(guī)格公稱直徑/mm公稱壓力管程數(shù)N管子根數(shù)n40011108中心排管數(shù)管程流通面積/計(jì)算換熱面積/換熱管長(zhǎng)度/mm90.004819.33000第7章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總工程符號(hào)單位塔頂D進(jìn)料F塔底W溫度℃78.2783.9499.28壓力(絕壓)101.325111.125106.225液相組成\0.83860.16770.0020液相平均密度749.618875.53925.35液體平均粘度0.42970.36210.2864外表力24.62254.28758.850工程符號(hào)單位精餾段提餾段最小回流比Rmin\0.9703回流比R\1.9406各段平均壓力P106.225108.675各段平均溫度t℃81.10591.61摩爾流率氣相Lkmol/h70.48253.839液相Vkmol/h106.79106.79質(zhì)量流率氣相Lmkg/h1976.264858.48液相Vmkg/h3714.162792.56體積流率氣相LSm3/s0.000680.00147液相VSm3/s0.82540.8252液相平均組成x\0.35710.0398氣相平均組成y\0.59740.2898液相平均密度749.618915.35氣相平均密度1.250.94液相平均分子量27.9619.15氣相平均分子量34.7526.21液相外表力39.45556.569理論板數(shù)NT\36塔徑Dm0.9板間距HTm0.450.45塔板形式單溢流弓形降液管〔分塊式塔板〕空塔氣速um/s0.380.38堰長(zhǎng)lWm0.5940.594堰高h(yuǎn)Wlm0.0060.006篩孔數(shù)n個(gè)2066篩孔孔徑d0mm5篩孔厚度δmm2.5開孔率φ\(chéng)7.40%孔心距tm0.075降液管清液層高度Hdm0.1475氣相負(fù)荷上限VSmaxm3/s2.2943.062氣相負(fù)荷下限VSminm3/s0.7390.669液相負(fù)荷上限LSmaxm3/s0.005103液相負(fù)荷下限LSminm3/s0.0003657[1]賈紹義，柴誠(chéng)敬主編．化工傳質(zhì)與別離過程．：化學(xué)工業(yè)，2009．[2]柴誠(chéng)敬，國(guó)亮主編．化工流體流動(dòng)與傳熱．：化學(xué)工業(yè)，2008．[3]賈紹義，柴誠(chéng)敬主編．化工原理課程設(shè)計(jì)(化工傳遞與單元操作課程設(shè)計(jì))．：化學(xué)工業(yè)，2006．[4]光啟，馬連湘，邢志有主編．化工物性算圖手冊(cè)．：化學(xué)工業(yè)，2002．[5]光啟，馬連湘，杰主編．化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(有機(jī)卷)．：化學(xué)工業(yè)，2002．[6]光啟，馬連湘，杰主編．化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(無機(jī)卷)．：化學(xué)工業(yè)，2002．..附錄附錄1主要符號(hào)說明符號(hào)說明單位符號(hào)說明單位C乙醇堰長(zhǎng)W水溢流堰高度D塔頂堰上層高度F進(jìn)料板弓形降液管高度W塔釜截面積L液相塔截面積V氣相θ液體在降液管中停留時(shí)間sM摩爾質(zhì)量h0降液管底隙高度最小回流比邊緣區(qū)高度N實(shí)際塔板數(shù)開孔區(qū)面積P壓強(qiáng)t同一排孔中心距T溫度℃?開孔率ρ密度n篩孔數(shù)目σ外表力氣體通過閥孔氣速μ粘度干板阻力液柱塔板間距h1氣體通過降液層阻力液柱板上液層高度氣體通過外表力阻力液柱u空塔氣速hp氣體通過每層塔板液柱高度D直徑氣體通過每層塔板的壓降附錄2乙醇——水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)表沸點(diǎn)t/℃乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/℃乙醇摩爾數(shù)/%液相x氣相y液相x氣相y99.90.0040.05382.027.3056.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41附錄3不同溫度下乙醇和水的粘度溫度水粘度乙醇粘度t/℃01.79211.7731.821.70101.30771.4661.49201.00501.171.171.15250.89371.06300.80071.0030.97400.65600.810.814500.54940.7020.68600.46880.5920.580.601700.40610.5040.50800.35650.430.495900.31651000