乙醇－水連續(xù)精餾塔的設計

PAGE6-化工原理課程設計說明書設計題目：乙醇－水連續(xù)精餾塔的設計（3）專業(yè)：環(huán)境工程班級：姓名：學號：指導教師：目錄第零章符號說明……………..3第一章總論第一節(jié)概述及設計原則………4設計方案簡介………….4進料狀態(tài)和回流比的選擇…………….5精餾塔的工藝設計計算總體設計計算（包括流程，物料衡算，塔板數(shù)）….5塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算……….8塔和塔板工藝計算…………………….11篩板流體力學驗算（包括負荷圖）………………….13輔助設備的選擇冷凝器………………….18再沸器………………….18設計結果設計結果總匯………….19參考文獻……………….20設計評價及致謝……….20附錄工藝流程圖符號說明Aa—塔板開孔面積，m2uowAf—降液管面積，m2hwAO—篩孔面積，m2VAT—塔截面積，m2VSC—計算Umax時的負荷系數(shù)，無因次W—CO—流量系數(shù)，無因次WCD—塔徑流出液流量，kmol/hWd—D—塔徑，mWS—dO—篩孔直徑，mx—E—液流收縮系數(shù)，無因次y—氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)ET—全塔效率，無因次Z—ev—霧沫夾帶量，kg液/kg氣NTn—篩孔數(shù)hO—hOW—堰上液層高度，muo—hP—與單板壓降相當?shù)囊簩痈叨龋琺F—進料流量，hW—溢流堰高度，mH—K—篩板的穩(wěn)定系數(shù)，無因次g—重力加速度，m/s2L—塔內下降液體的流量，kmol/hS—直接蒸汽量，kmol/hLS—塔內下降液體的流量，kmol/ht—lW—溢流堰長度，mhfhc—與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，mhLP—操作壓強，kPaNPΔP—壓強降，kPaR—εo—板上液層充氣系數(shù)，無因次u—Fa—氣相動能因數(shù)，m/s(kg/m3hl—hσ—hd—總論第一節(jié)概述及設計原則塔設備是煉油、化工、石油化工、生物化工和制藥等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質設備。根據(jù)塔內氣液接觸部件的結構形式，可分為板式塔與填料塔兩大類。板式塔內設置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質、熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。工業(yè)上對塔設備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，因此，設計者應根據(jù)塔型特點、物系性質、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設備投資、操作與維修費用等技術經(jīng)濟評價以及設計經(jīng)驗等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適應的塔型。第二節(jié)設計方案簡介精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經(jīng)多次部分汽化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將熱量帶走。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔料外，也可采用高位槽進料。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)情況采用分凝器或全凝器。塔頂分凝器對上升蒸汽雖有一定增濃作用，但在石油等工藝中獲取液相產(chǎn)品時往往采用全凝器，以便于準確的控制回流比。精餾操作可在減壓、常壓和加壓條件下進行。操作壓強常取決于冷凝溫度。除熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求；對熱敏性物料或混合液沸點過高的系統(tǒng)則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物的冷凝溫度過低的系統(tǒng)，需提高塔壓；而常壓下呈氣態(tài)的物料必須采用加壓蒸餾。蒸餾大多采用間接蒸氣加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽。但由于直接蒸汽的加入，對塔內溶液其一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應降低，故須在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要求。進料狀態(tài)和回流比的選擇進料熱狀態(tài)有五種，即q>1時，為低于泡點溫度的冷凝進料；q=1為泡點下的飽和液體；q=0為露點下的飽和蒸汽；1>q>0為介于泡點與露點間的氣液混合物；q<選擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設備費用和操作費用之和最低。一般經(jīng)驗值為R=(1.1~2.0)Rmin（Rmin—第二章精餾塔的工藝設計計算總體設計計算主要基礎數(shù)據(jù)：1、乙醇密度ρ溫度℃2030405060708090100110ρ,kg/7957857777657557467357307167032、乙醇的表面張力σ溫度℃2030405060708090100110σ,mN/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.43、乙醇—水氣液平衡數(shù)據(jù)（常壓）溫度t/℃液相中乙醇的摩爾分數(shù)x氣相中乙醇的摩爾分數(shù)y溫度t/℃液相中乙醇的摩爾分數(shù)x氣相中乙醇的摩爾分數(shù)y99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.28990.313.72579.561.0270.2998.750.394.579.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41一、塔的物料衡算（一）料液及塔頂產(chǎn)品含乙醇摩爾分率XF=30/46/(30/46+70/18)=XD（二）平均分子量MF=0.1435×46+(1-0.1435)×18=22.02MD=0.7237×46+(1-0.7237)×18=38.26（三）回收率F=5000/MF=227.05由可得D=38.30kmol/h（三）物料衡算由總物料衡算F=W+D可得W=188.75kmol/h由易揮發(fā)組分物料衡算XwW+0.7237D=0.1436F可得Xw則：MW=0.0259×46+(1-0.0259)×18=18.72二、塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)NT的求取根據(jù)乙醇、水的氣液平衡數(shù)據(jù)表作x-y圖及t-x-y圖（2）求最小回流比Rmin因泡點進料，在x-y圖中對角線上自點e(0.6927,0.6927)作垂線即為進料線(q線)該線與平衡線交點坐標為=0.917=0.6927,此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。依最小回流比計算式：Rmin=xD-yqyq-xq=取操作回流比R=2Rmin=2×0.6437（3）求理論板數(shù)N精餾段操作線為：y=RR+1由作圖法得：NT=(6.9-1)層（不包括釜）。其中精餾段理論板數(shù)為5層，提留段為0.9層（不包括釜），第6（二）全塔效率EET=0.17-0.616根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖1，求得塔平均溫度為86.15℃，又查得在乙醇、水物系中，乙醇質量分數(shù)為30%時，在該溫度下液相平均黏度為：μm=0.481ET=0.17-0.616QUOTElog0.3056=36.58%（三）實際塔板數(shù)N精餾段：N精=5/0.3658=13.67≈14提餾段：N提=0.9/0.3658=2.46≈3第二節(jié)塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算以精餾段為例進行計算：操作壓強PmP塔頂壓強=4+101.3=105.3kpa，取每層塔板壓強ΔP=0.7kpaPa，則進料板壓強=105.3+14×0.7=115.1kpa精餾段平均操作壓強Pm=(105.3+115.1)/2=110.2k（二）溫度t根據(jù)操作壓強，試差計算得：塔頂tD=83.26℃，進料板tm精=(83.26+99.01平均分子量MmM塔頂：xD=y1=0.7237xMVDm=0.7237×46+(1-0。7237)×18MLDm=0.656×46+(1-0.656)×18進料板：yF=0.405xFMVFm=0.405×46+(1-0.405)×18MLFm=0.089×46+(1-0.089)×18精餾段平均分子量：MVm（精）=(MLm（精）=(36.37+20.49（四）平均密度ρ1、液相密度ρ依下式：1ρLm=aAρ塔頂1ρLmDρLmD=757.18進料板,由加料板液相組成xA=0.aA=QUOTE0.781×78.110.781×78.11+1ρLmF=QUOTE0.639793ρLmF=故精餾段平均液相密度ρLm（精）=(757.18+898.87)/2=828.032、氣相密度ρmv（精）=PMm（精）RT=QUOTE107.1×（五）液體表面張力σmσm=0.723716.806+(1-0.7237)61.897=29.27mN/m=0.08915.299+0.91159.025=55.13mN/mQUOTEσm（精）=(29.27+55.13)/2=42.20mN/m（六）液體平均粘度計算μ=0.96480.301+0.03520.421=0.305mPas=0.6560.276+0.3440.391=0.316mPas則精餾段平均液相粘度QUOTEμLm（精）=(0.305+0.316)/2=0.311mPas(七)精餾段氣液負荷計算V=(R+1)D=(1.287+1)×38.30=87.61kmol/hVS=VMVm（精）3600ρVm（精）=QUOTE31.74×L=RD=1.287×38.30=49.31kmol/hLS=LMLm（精）3600ρLm（精）=QUOTE9.76Lh=1.69第三節(jié)塔和塔板工藝計算（一）塔徑D初選板間距HT=0.30m，取板上液層高度hLHT-hL(LSVS)(ρLρV)1/2=(QUOTE2.72×10-40.249)QUOTE查得C20=0.0455，校正到物系表面張力為42.20C=C20(σ20)0.2=0.0455×QUOTE(20.6920umax=CρL-ρVρV=0.0528×QUOTE841.12-2.812.81取安全系數(shù)為0.7，則：u=0.65umax=0.7×1.37=0.959D=4VSπu=QUOTE4×0.2493.14×按標準，塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速為0.85m/s（二）溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰.溢流堰長l取堰長lw為0.5D，即lw=0.5出口堰高hwhw=hL-how由=1.69/=9.58查圖得E=1.04QUOTEhow=QUOTE2.841000E(Lhlw)2/3=QUOTE2.841000×1.02故hw=0.05-0.0067=0.04333、降液管的寬度Wd與降液管的面積由/D=0.5查圖得/D=0.067，QUOTEAfQUOTEAT=0.032Wd=0.067D=0.067×1.0=Af=0.032×0.785×1.02QUOTE×π4D2=0.025計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,即τ=AfH4、降液管底隙高度hO=hw–0.012=塔板布置1.取邊緣區(qū)寬度QUOTEWC=0.03m、安定區(qū)寬度=0.07m2.開孔區(qū)面積QUOTEAa=2[xQUOTER2-x2+]=2(QUOTE×QUOTE×0.462-0.372)=0.其中x=D/2-(+)=0.5-(0.067+0.07)=0.363mR=D/2-QUOTEWCQUOTEWd=0.5-0.03=0.470m篩孔數(shù)與開孔率φ取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚δ為3mm，取t/d0=3.0，即：孔中心距t=3.0×5=15故篩孔數(shù)n為n=1158×103t開孔率φ為φ=A0Aa%=0.907每層塔板上的開孔面積A0為A0=φAa=0.101×氣體通過篩孔的氣速u0=VSA0塔有效高度Z（精餾段）Z=(N-1QUOTENTET-1)QUOTEHT=(14-1)×0.30=(六)塔高計算（從略）第四節(jié)篩板流體力學驗算（一）氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨萮P干板壓強相當?shù)囊褐叨萮依QUOTEd0=5/3=1.67，查圖得C0Co=0.84QUOTEhC=0.051QUOTE(u0C0)2(ρVρL)=0.051QUOTE×(7.420.84)氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮LQUOTEua=VsAT-Af=Fa=QUOTEuaρV=QUOTE0.338×2.81=0.976查得板上層液充氣系數(shù)為0.69QUOTEhl=0.69×0.05=0.0345m克服液體表面張力壓強相當?shù)囊褐叨萮hσ=4σρLhP=單板壓降：ΔPP=ρLghP=0.054828.03（二）霧沫夾帶量evev=5.7×10-6σ(uaH=0.024kg液/kg氣<故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量霧沫夾帶（三）漏液的驗算uow=4.4=4.40.84QUOTE×0.84×(0.0056+0.13×=7.7m篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：K=u0uow=12.07/7.7=1.56故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液（四）液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度Hd≤Φ(hd=0.153(LSlwho)2=故Hd=0.0543+0.05+0.00014=0.11取Φ=0.5，則：Φ(HT+hW)=0.5×(0.3故Hd<Φ(H根據(jù)以上塔板的各項流體學驗算，可認為精餾段塔徑及各個工藝尺寸是合適的。(五)塔板負荷性能圖（一）霧沫夾帶線（1）ev=5.7ua=VsAT-Af=Vs/(0.785-0.025)=1.32Vs（a）近似取E=1.0，hW=0.043m，lw故hf==0.108+2.647QUOTE2.5×[0.076+2.84×10-3×(3600LS0.6)2/3]HT=0.3ev=得0.1=QUOTE5.7×10-62整理得：Vs=1.148-15.858LS2/3QUOTELS2/3在操作范圍內，任取幾個Ls值，依（1）式算出相應的V附表一Ls，m0.00030.00070.00150.002Vs，m1.0771.0230.9400.896依表中數(shù)據(jù)在Vs（二）液泛線(2)QUOTEHd≤ΦΦ(HT+近似取E=1.0，lw=0.5how==1.0589Ls2/3(c)hp=hc+hl+hσhc=0.051=0.051==0.0349Vs2QUOTEhl=0.69×(0.043+1.0589Ls2/3)=0.0299+0.7307Ls2/3hσ=0.00416m故hp=0.0349Vs2+0.0299+0.7307Ls2/3+0.00416=0.0341+0.0349Vs2+0.7307Ls2/3(d)hd===623.1Ls2(e)將HT=0.30m,hw=0.43m,QUOTEHd≤ΦΦ=0.5,及(c)(d)(e)代入公式QUOTEHd≤ΦΦ(HT+整理得：Vs2=2.699-51.244Ls2/3-17842Ls2(2)在操作范圍內，任取幾個Ls值，依（2）式算出相應的Vs值列于附表二中依表中數(shù)據(jù)在附表二Ls，m0.00030.00070.00150.002Vs，m1.5711.5121.4101.347（三）液相負荷上限線(3)取液體在降液管中停留時間為4秒LS,max=AfHTτ=0.3液相負荷上限線(3)在Vs-L（四）漏液線（氣相負荷下限線）(4)由hL=hw+how=0.043+1.0589Ls2/3、Uow=代入漏夜點氣速式：Ao=0.025m（4）在操作范圍內，任取幾個Ls值，依（4）式算出相應的Vs值列于附表三中附表三Ls，m0.00030.00080.00150.002Vs，m0.46640.48330.50110.5118依表中數(shù)據(jù)在Vs（五）液相負荷下限線(5)取平堰、堰上液層高度how=0.006m作為液相負荷下限條件，取E=1.0，h0.006=QUOTE=2.84×10-3×(整理得LS,min=0.000426/s（5）依此值在將以上5條線繪于同一圖Vs-Ls中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與線（1）的交點相應氣相負荷為可知本設計塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。精餾段的操作彈性=VS,maxVS,min=1.02/0.48QUOTE第三章輔助設備的選擇第一節(jié)冷凝器塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，有臥式、立式、管內或管外冷凝等形式。按冷凝器與塔的相對位置區(qū)分，有以下幾類：1．整體式及自流式對小型塔，冷凝器一般置于塔頂，冷凝液借重力回流入塔。其優(yōu)點之一是蒸汽壓強降較小，可借改變氣升管或塔板位置調節(jié)位差以保證回流與采出所需的壓頭，可用于冷凝液難以用泵輸送或泵送有危險的場合；優(yōu)點之二是節(jié)省安裝面積，常用于減壓蒸餾或傳熱面較?。ɡ?0m2以下）的情況。缺點是塔頂結構復雜，維修不便。自流式冷凝器，即將冷凝器置于塔頂附近的臺架上，靠改變臺架高度獲得回流和采出所需的位差。2．強制循環(huán)式當塔的處理量很大或塔板數(shù)很多時，若回流冷凝器置于塔頂將造成安裝、檢修等諸多不便，且造價高?？蓪⒗淠髦糜谒虏窟m當位置，用泵向塔頂送回流，在冷凝器和泵之間需設回流灌，即為強制循環(huán)式。將冷凝器置于回流罐之上，回流罐的位置應保證其中液面與泵入口間之位差大于泵的汽蝕余量，若罐內液溫近沸點時，應使罐內液面比罐內液面比泵入口高出3m以上。將回流罐置于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝液借