乙醇水精餾剖析

1、Tianjin Vocational Institute課程設(shè)計說明書設(shè)計題目：乙醇-水精餾分離板式塔設(shè)計年 級：14級化工班院 系：生物與環(huán)境工程學(xué)院學(xué)生姓名：殷悅李金蓉王亞娥陸楊玥指導(dǎo)教師：馮艷文2016年12月一、設(shè)計任務(wù)書二、設(shè)計原理三、設(shè)計計算四、參考資料第一部分設(shè)計任務(wù)書設(shè)計小組成員：殷悅李金蓉王亞娥陸楊玥 組長：殷悅分工：描述每人承擔(dān)的工作殷悅：紙質(zhì)版計算，制作 Word。李金蓉：紙質(zhì)版計算，制作 Word。陸楊玥：查閱資料，負(fù)責(zé) Word制作工作。 王亞娥：查閱資料。第二部分設(shè)計原理乙醇-水精餾板式塔設(shè)計確定參數(shù)1. 處理量：12000t/a2. 料液組成組分（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：35

2、%3. 塔頂產(chǎn)品組成:93%4. 塔頂易揮發(fā)組分回收率：99%5. 每年實(shí)際生產(chǎn)時間：7200h一、精餾原理1、精餾是化工生產(chǎn)中分離互溶液體混合物的典型操作。2、精餾的實(shí)質(zhì)：多級蒸餾精餾的組成精餾段精餾分兩部分 （以進(jìn)料板為界）提餾段1、精餾過程的主要設(shè)備：精餾塔、再沸器、冷凝器、回流罐和輸送設(shè)備等。2、塔內(nèi)精餾操作條件一定溫度和壓力的料液進(jìn)入精餾塔后， 輕組分在精餾段內(nèi)逐漸濃縮，離開塔頂后 全部冷凝進(jìn)入回流罐，一部分被送入塔內(nèi)做回流液。而中重組分在提餾段中濃縮 后，一部分作為塔釜產(chǎn)品（也叫殘液），一部分則經(jīng)再沸器加熱后送回塔中，為 精餾操作提供一定量連續(xù)上升的蒸汽氣流?；亓饕旱哪康模貉a(bǔ)充塔板

3、上的輕組分，使塔板上的液體組成保持穩(wěn)定，保證精餾 操作連續(xù)穩(wěn)定進(jìn)行。3、由塔內(nèi)精餾操作分析可知，為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除了具有足夠的層數(shù)塔板的精餾塔以外，還必須從塔頂引入下降的液流（即回收流）和從塔底產(chǎn)生上升蒸 汽流，以建立氣液兩相體系。因此，塔底上升蒸汽流與塔頂液體回流是精餾過程連續(xù)進(jìn)行的必要條件第二部分設(shè)計計算處理量12000噸/年塔頂易揮發(fā)組分回收率 n D= 99%進(jìn)料質(zhì)量分?jǐn)?shù)wf = 35%塔頂餾出液質(zhì)量分?jǐn)?shù)wD = 93%進(jìn)料組成(轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)) Xf=(0.35/46.07)/(0.35/46.07+0.65/18.02)=0.174塔頂餾出液組成(轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù))XD=0.83

4、86進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量(即平均分子量)Mf= xfM乙+(1-Xf用水=22.9007塔頂餾出液平均摩爾質(zhì)量 MD=XD M乙+(1-XD)M水=41.54進(jìn)料量流量F=72.78Kg/h餾出液流量D=一 =14.95Kmol/h釜?dú)堃毫髁縒=F-D=72.78-14.95=57.83Kmol/h釜?dú)堃航M成Xw=0.0022釜?dú)堃浩骄栙|(zhì)量M w=X wX M 乙+(1-x w)X M 水=0.0022X46.07+(1-0.0022)X18.02=18.26Kmol/h一、采用作圖法求最小回流比由下圖可知XF=Xq=0.174 yq=0.498Rmin=2.05水的沸點(diǎn):373.2K乙醇的沸

5、點(diǎn):351.5K,該物系屬易分離物系,最小回留比不大，故操作回流比取最小回流比的2倍.(可以取不同的倍數(shù))R=2Rmi n=4.1二、求精餾塔的氣液相負(fù)荷L=R D=4.1X14.95=61.295Kmol/h V=(R+1)X D=(4.1+1)x14.95=76.245Kmol/h L =L+F=61.295+72.78=134.075Kmol/h V =V=76.245Kmol/h三、求操作線方程精餾段的操作線方程為1495X0 2 S36=0.8X+0.16_d245提餾段的操作線方程為71215 A 76.2A5四、圖解法求理論塔板數(shù)圖片總理論塔板數(shù)(包括再沸器)Nt=13進(jìn)料板位置

6、從塔頂數(shù)起 Nf=11實(shí)際板層數(shù)的求取N 精餾=8/0.55=15 N 提餾=3/0.55=6全塔所需板數(shù)：15+6=21At-l1M全塔效率：Et=x100% =x100% =57%即21五、操作壓力的計算塔頂操作壓力PD=101.325Kpa設(shè)每層塔板壓降(板式塔的每個理論級壓降約在 0.41.1kPa)P=0.9kpa進(jìn)料板壓力 pf=101.325+0.9x15=114.825Kpa塔釜操作壓力 pw=101.325+21x0.9=120.225Kpa精餾段的平均壓力pm1=(pd+pw)/2=(101.325+114.825)/2=108.075kpa提餾段的平均壓力 pm2=(pd

7、+pw)/2=(101.325+120.225)/2=221.55kpa六、操作溫度計算曲戊1液+Hr和rm100OB2723.3754.4579.357.32&8.4195.51,9017rOO82.3se.os込配7B.7473.BSaa.o7.232.737B.4174.7278. ISBS.79.6643.75BO.739.6561.2Z78.15E9.4339.43AS.3L12.3S47.0473.B5O.7B65-64P441&匚160牛79,7EE-孕仝根據(jù)乙醇-水氣液氣液平衡組成(摩爾與溫度關(guān)系)利用表中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得 tf、td、tw 進(jìn)料口溫度tf=tL =82

8、.05社2L09-3173 3L13-26.0S 耳塔頂溫度x 7G,15-7841 td=S94S-71,?：9192-Q94；td=78.28精餾段平均溫度Ti=-2 2提餾段平均溫度T2=d亠=90.94 .全塔平均溫度= 8672 吒七、平均摩爾質(zhì)量的計算1. 塔頂平均摩爾質(zhì)量由Xd=y1=0.8386查衡曲線圖得xi=0.836M vdm =yi*46.07+(1-y 1)*18.02=0.8386*46.07+(1-0.8386)*18.02=41.5535Mldm=xi*46.07+(1-xi)*18.02=0.8386*46.07+(1-0.836)*18.02=38.6822

9、. 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量由圖解理論版得yF=0.258,查平衡曲線得:xf=0.174M vfm =y F*46.07+(1-y f)*18.02=25.2569M lfm =xf*46.07+(1-x f)*18.02=0.174*46.07+(1-0.174)*18.02=22.90073. 精餾段的平均摩爾質(zhì)量M vm =(M vdm +M vfm )/2=33.4052 M lm =(M ldm +M lfm )/2=30.79144. 塔釜平均摩爾質(zhì)量由 Xw=y1=0.0022，查平衡曲線得:x1=0.000156Mvwm = y1*46.07+(1-y1)*18.02=0.0022

10、*46.07+(1-0.0022)*18.02=18.08M lwm = X1*46.07+(1-X1)*18.02=18.0245. 提餾段平均摩爾質(zhì)量Mm =(M vfm +Mvwm )/2=21.67M lm=(M lfm+M lwm)/2=20.46平爾.gffl 塔均ft!扳*呈 料均W1 進(jìn)平爾ft迪舫 惆.T-爾1憐平摩質(zhì) 提段均爾S4 5%2 93 446204帆亦 38.&S222.900g 腫 18.0274八、平均密度的計算1精餾段氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算即VM _.mMvM/Rtm=1.229Tm=(273.15+80.17)=353.322. 提餾段氣相

11、平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算即 VMRtfnTm=(273.15+90.94)=364.09液相平均密度液相平均密度依下式計算即二訪附j(luò)年3. 塔頂液相平均密度的計算由tD=78.28 _,查手冊得a冷I當(dāng)m2 B-訂二gm20ldm一 一 =767.0724. 進(jìn)料板平均密度的計算由tF=82.05 查手冊得a-匚m2 bJOH籾m2進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率a=X f*M a/ Xf*M a+(1-Xf)*M b=0.350LFM =1/ Da/Pa+(1- Ua)/ P b=872.106. 塔釜液相平均密度計算由tW=99.83 _查手冊得a-卍也即m3 b ；二二m3就曲a=3.98

12、7*13.027. 精餾段液相平均密度為：.lm=( ldm+ lfQ/2=819.56358. 提餾段液相平均密度為-lm=( lwm+ lfM)/2=915.516用倚段氣相平均密提謂段吒 相平均密 度塔頂酒相 平均密度進(jìn)料板液 昭平均密塔釜灌相帝儒段液相 平均密度1 1提謂段液 相平均密 :度pvm =1.229p-vnn=1.497pa=737 0=973.0aA = 0350Plwm=958.932= 819.5635p】tTL=915.516Tm=a53.3pldm=767 plfm=872.29.02710九、液體平均表面張力的計算計算公式二lm =7 Xi；i1塔頂液相平均表面

13、張力的計算二 A =18.28mN/m匚 b =62.4mN/m二ldM =Xd 18.281-XD 62.40 = 25.4mN / m2. 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由 tF = 82.05查手冊得匚 A=16.9mN/m ；B=62.1mN/m-lfM =Xf 16.9：1-Xf 62.1 =54.2352mN/m3. 塔釜液相平均表面張力的計算由tW =99.83 C 查手冊得二A = 15.3mN /m6 = 58.9mN /m-lwm = Xw 15.3：1-Xw58.9 = 58.805mN/m4. 精餾段液相平均表面張力LM = LDM LFM /2 =39.81765. 提

14、餾段液相平均表面張力；lm =：二 lfm 二 lwm /2 =56.5 20 1塔頂O-T均|表面張力進(jìn)料板液榊平 均表血張力塔釜我柑亦面 張力精傭段液梢表 面張力麗張力Gldnn=25.4Glfm=542352Glwm-5S.S05Glm=39.8176G1in=56.5201十、液體平均粘度的計算計算公式 tg%M八Xi lg Ji1. 塔頂液相平均粘度計算由 tD 二 78.28 C 查手冊得 a 二 0.471% = 0.3 6 5 5lg “LDM = XoigA十1Xd 江igB =0.345LDM - O.4522. 進(jìn)料板液相平均粘度計算由 tF =82.05 C查手冊得J

15、430.3 4 7 8Lg fm 二XFlgS ：1-Xf IgB =-0.443%fm = 0.36 13. 塔釜液相平均粘度的計算由 tF=99.83_ 查手冊得J.a=0.361 Jb=0.2838Lg LWM=Xwlg A+(1-XW)lg b=-0.547J：lwm=0.2844. 精餾段液相平均粘度為 LM=( LDM+ lfm)/2=0.40565.提餾段液相平均粘度為 寸LM=( LDM+ lwm)/2=0.3225曙頂液相平均 粘度進(jìn)料板液相平 均粘度塔釜液相平均 粘度精傭段液梢玄均粘度提詡段液相平 均牯度Uldm=0.452Ulfm=(.361Ulnm=D284MlmF0.

16、4065MJlm=0.3225卜一、板式塔主要工藝尺寸的確定精餾段氣液相體積流率Vs二二=0.7163600X5(6LSSK3%6ffi8x10A-4StiOOXB19.56S5由咕Vh隔心查c為氣體負(fù)荷參數(shù)g w.64取板間距-=0.40，板上液層高度_=0.06m更捫觀=0.34m通過公式查設(shè)計書得C2o=O.O826max=0.0826孑:他 一; 門躺 =2.13m/s取安全系數(shù)為0.7，貝U空塔氣速U=鍛浜陽何1.491 則標(biāo)準(zhǔn)塔徑D= 1.101按標(biāo)準(zhǔn)塔徑約等于D=1十二、精餾塔有效高度 精餾段有效高度r =：忙廠.：豐二（15-1x0.4=5.6fl 3I提餾段有效高度=:（6-

17、1）x0.4=2S 2在進(jìn)料板上方開3個人孔，其高度為0.8m每個 故精餾塔的有效高度為Z=十三、塔板主要工藝尺寸的計算1. 溢流裝置計算因?yàn)樗紻=1m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤，計算如下堰長 Lw=0.7D=0.7m溢流堰高度比=如血眉0.06-0.0063=0.0537近似取 E=1，則 how=0.0063由設(shè)計書得 how= J - 一 ? =0.00631000即取板上清液層高度 =60mm，所以.訃：.=0.05372. 提餾段溢流裝置計算h ow= * _ - - 0.0143，取板上清液層 高度監(jiān)=60mm所 以10CDLwh W=.06-0.0143=0.04

18、573. 精餾段弓形降液管寬度一和截面積Af=0.0955故 一*:嘔兀 口 ：=0.0955述 _.- 二即-一-=46.9 5s提餾段弓形降液管寬度 W d截面積A由一查設(shè)計書得一=0.09557=0155 = 01555=0155x1 = 0.155其中=0.15m/s故銅血邊禹=0.0955I二二驗(yàn)算液體在降液管中停留時間，即E _ 抽嘰也/煙丁 26MXC葉5XEU -北 64h 0.0022 ：00故降液管設(shè)計合理5. 精餾段降液管底隙高度hoLj,360DX0.0009ho=二-0.0114m300X0r7X0.aoHw-ho=0.0537-0.0114=0.04230.006i

19、MD：D.D0226. 提餾段降液管底隙高度ho =0.0393mlQ0XIL7X0.QH汕o=0.0450.0393=0.00640.006m故降液底隙高度設(shè)計合理選用凹型受液盤深度hw=50mm十四.塔板布置1、塔板的分塊因D=1000mm,故塔板采用分塊式，查設(shè)計表 5-3塔塊分為3塊2邊緣區(qū)寬度確定ws=0.064mwc=0.034m開孔面積的計算Ao=2x( . ._ ._-) 其中 X=D/2-(Wd+Ws)=-(0.155+0.064)=0.281, r= D/2-W =-0.034=0.466故 Ao=2*(0.281* 厠腮斜-：巾認(rèn)華+*叮丄=0.488m3 ,isom 詔

20、同理可得：A o=0.48m33. 篩孔計算及其排序因?yàn)樘幚淼奈锵禑o腐蝕性，可選用j：:：；.：.二二丐排列取孑L中心距 t=3do=15mm 篩孔數(shù)目 n= 2500t3 DJ152血 2-詢52開孔率 =0.907*()2=0.907*()2=0.101t0.D15142精餾段氣體通過閥孔的氣速為 uo=二28.81m/sMb 010140499提餾段氣體通過閥孔的氣速為 u k=19.76m/sB 0.1HhD4SS十五、篩板的流體力學(xué)的計算1. 塔板降壓平板阻力 hc=0.051 -：.n-.二:千 二.：；X0 /E a2 站花；精餾段平板阻力hc=0.051* 2=0.107m液柱

21、xo.77r S19.5625S2加匸=0.107m 液柱彌超 519.5635n住 0.7162. 氣體通過液層的阻力，計算hi= hL U0=22.05m/sO.；fl5-OJ)75F0=2M7T!=2.32查圖得.二二:故 hi=L=0.56x(0.0537+0.0063) =0.0336m 液柱7ft提餾段氣體通過液層的阻力hi，計算=1.372m/sH* 0J83-QJ；5F0=1.372*- =1.365 查圖得 曲故 h= hL = (hw+how)=0.62*(0.0457+0.0143)=0.0372m 液柱3. 液體表面張力的阻力，計算液體表面張力的阻力精餾段叱=0.003

22、96m液柱冊期6斷譏DD5氣體通過每層塔板的 hp=hc+hi+鴻=0.107+0.0336+0.0039=0.1445m 液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 罷二 二一 一：二；一二二二一二：1 0.9kpa.;4Jr站話測侃J01提餾段液體表面張力所產(chǎn)生的阻力可計算=0.0056m液PL?小 B阿向5胡城皿$氣體通過每層塔板的液相高度h=hc+hi+；二0 1門+0.0372+0.0056=0.1438 m液柱氣體通過每層塔板的壓降廣一二：二；亠二二：.：_=： .0.9kpa十六、液面落差對于篩板塔液面落差很小且本例的塔徑和液流量均，故可忽略液面落差的影響。 十七、液沫夾帶液沫夾帶量ev=5

23、_1D6 汕A3.2hf=2.5hL=2.5*0.06=0.15m精餾段液沫夾帶量ev=： 3.2=0.0876kg液/kg氣0.1kg液kg氣提餾段液沫夾帶量e=3.2=0.0207kg液/kg氣uomin穩(wěn)定系數(shù)為 K=U0/U0,min=2.51.5提餾段對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速U0min=4.4C0*血0056+M3他-祐)*理Pv=4.4*吩72 血嘰56 + 0.13 皿06 - 0肌56) * 竺=7.42m/sL497實(shí)際氣速 u= 13.72m/sumin穩(wěn)定系數(shù) k= u0/u0,min=13.72/7.42=2.6m/s1.5m/s故在本設(shè)計中無明顯漏液十九、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)

24、生液泛，降液管內(nèi)層液層高Hd的公式：Hd .*（-+）精餾段乙醇-水物系屬一般物系，取-:*(+)=0.5*(0.4+0.0537)=0.227m 液柱而Hd=hp+h 1+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，有公式得2 2hd=0.153* u =0.153*1.5 =0.0034 m 液柱Hd=0.1445+0.06+0.0034=0.2079 m液柱 0.227 m 液柱同理可得：提餾段乙醇-水物系屬一般物系則一 *(二 +)=0.5*(0.40+0.0457)=0.223 m 液柱2 2hd=0.153* u=0.153*1.5 =0.00344m 液柱Hd= h P+h+h=0.100+0.06+0

25、.0344=0.194m液柱Hd : l if + E故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。二十、全凝氣冷凝熱 r=38.53kj/molQc=(R+1)D*r=(4.1+1)*14.95*=816.03kwS600擬定乙醇81 ，蒸汽:燈譏憲弟門匚冷卻水45酉寫門至冷卻水用量 wc=9.76kg/s=3.519x1(fkg/htm,逆 =45.01鈾：45創(chuàng)出荒3選 k=1000w/m.k , A=18.13 m選擇固定管板式換熱器系列G-400-11-16-25規(guī)格為采用加熱管的直徑為25x2.5mm名稱1公稱直徑公稱壓力|管程數(shù)管子根數(shù)規(guī)格4001.6286名稱中心排管管程流通計算換熱換熱管長數(shù)

26、面積面積度規(guī)格200.02203000二十一、塔釜再沸器塔釜液體基本是水，則誰的汽化熱r=2240.7kj/kg塔釜?dú)堃旱哪栙|(zhì)量為18kg/molIIQB=W*r=57.8* 一*2240.7=647.9kw：3G00擬定水蒸氣120驚,遼評走殼程走管程Cno-ioo)-i-(i2a-iio二.；=-=14.4、牛 IX CCCC / 2c Q4710 . _ _ 2選 K=3000w/m k S=15.00mR% SOOOIU規(guī)格為采用加熱管的直徑為25x2.5mm名稱公稱直徑公稱壓力管冠數(shù)骨子報數(shù)規(guī)格6002,52254名稱屮心排管數(shù)管程流通面 積計算換熱面 積換熱管長度規(guī)格200.02

27、2065356000二十二、原料預(yù)熱器原料加熱用p=270.25kpa的水蒸氣加熱，溫度為130，冷凝器溫度至130 .一走管內(nèi)，原料從15耶加熱到96 %走管間一44000 4000流體形式采用逆流加熱 Qm,h=611.11kg/h1CO24又有 Cp.h 乙醇=2.39kj/kgk Cp.h 水=4.183 kj/kgk xf =0.174Cphi=2.39*46.07*0.174+4.183*18.02*(1-.0174)=81.42kj/kmol*k6則有一 =Qm,h* -=6111.11*85=2.0*10 kl/h:022G選擇k=800 w/mk傳熱面積A其中.=一廣 .=6

28、6.47 k2傳熱面積A=10.45m以下規(guī)格為采用加熱管的直徑為 25x2.5mm名稱公稱直徑公稱壓力管程數(shù)管子根數(shù)規(guī)格4001.62102名稱中心排管式管程流通面計算換熱面積換熱管長度規(guī)格160.017011.431500二十三：產(chǎn)品冷卻器擬定乙醇：81 _. _ / -；冷卻水40 .-匚匸二養(yǎng)Qd=D.R=14.95* :=160.0kw 又有 Cph 乙醇=2.39kj/kg.kCph 水S6D0 4LD?=4.183kj/kg.kXd=0.8386Cphi=2.39*0.8386+4.183* ( 1-0.8386 )=2.68kj/kg.k=2.7kj/kg.k一 =Qmh*Cph* _ tm=611.11*2.7*4 仁676499.9kj/htm=29.2kk=800w/m2kA=29.0m2規(guī)格為：采用加熱管的直徑為25*2.5mm名稱公稱直徑|公稱壓力|管程數(shù)管子根數(shù)規(guī)格1S925113名稱中心排管 數(shù)管程流通面積計算換熱 面積換熱管長 度規(guī)格160.01602.663000二十四塔體結(jié)構(gòu)1. 塔頂空間：塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距為利于出塔氣體夾帶的液體沉降，其高度應(yīng)大于板間距，所以塔頂間距為(1.5-2.0)HT=1.8*0.4=0.72m2. 塔底高度：塔底高