處理量為76000噸年的水-乙醇分離工藝設(shè)計

1、某某某應(yīng)用化學(xué)專業(yè)應(yīng)化 0000 班 學(xué)號 0000000指導(dǎo)老師某某某摘要本設(shè)計為分離乙醇 -水混合物，采用篩板式精餾塔。 精餾塔是提供混合物氣、 液兩相接觸條件，實現(xiàn)傳質(zhì)過程的設(shè)備。它是利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過液相和氣相的回流，使混合物不斷分離，以達到理想的分離效果。選擇精餾方案時因組分的沸點都不高所以選擇常壓，進料為泡點進料，回流是泡點回流。塔頂冷凝方式是采用全凝器，塔釜的加熱方式是使用再沸器。精餾過程的計算包括物料衡算，熱量衡算 ,塔板數(shù)的確定等。 然后對精餾塔進行設(shè)計包括：塔徑、塔高、溢流裝置。最后進行流體力學(xué)驗算、繪制塔板負(fù)荷性能圖。關(guān)鍵詞：精餾塔泡罩塔工藝設(shè)計乙醇水

2、I目錄前言0第 1 章 緒論2第 1.1 節(jié)設(shè)計方案2第 1.2 節(jié)設(shè)計內(nèi)容及任務(wù)3第 2 章塔的設(shè)計計算5第 2.1 節(jié)物料衡算5第 2.2 節(jié)熱量衡算6第 2.3 節(jié)工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算7第 2.4 節(jié)塔板數(shù)的確定14第 2.5 節(jié)塔板的主要工藝計算及塔板的流體力學(xué)驗算18第 3 章 塔板流體力學(xué)驗算24第 3.1 節(jié) 氣相通過泡罩塔板的壓降24第 3.2 節(jié)液面落差26第 3.3 節(jié) 液沫夾帶量26第 3.4 節(jié) 漏液點氣速27第 3.5 節(jié) 溢流液泛校核27第 3.6 節(jié)液體在降液管中停留時間的校核28第 3.7 節(jié) 塔板負(fù)荷性能圖29II第 4 章 輔助設(shè)備的計算及選型34第

3、 4.1 節(jié)塔頂全凝器34第 4.2 節(jié)再沸器36第 5 章泡罩塔工藝設(shè)計結(jié)果38第 6 章 塔體的初步設(shè)計40第 6.1 節(jié) 塔有效高度的計算40第 6.2 節(jié) 裙座的計算41第 6.3 節(jié) 塔體各接管設(shè)計41第 6.4 節(jié) 罐設(shè)計43第 6.5 節(jié)塔體手孔及人孔的設(shè)計45第 6.5 節(jié)封頭的選用45第 6.6 節(jié)吊柱的選取45結(jié)論46參考文獻47III前言精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔、浮閥塔和泡罩塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。精餾塔的工作原理是根據(jù)各混合氣體的汽化點（或沸點）的不同，控制塔各節(jié)的不同溫度，達到分離提純的

4、目的。化工生產(chǎn)常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差不大，需要進行多次部分汽化和部分冷凝，這樣才可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。由此可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有

5、塔底再沸器和塔頂冷凝器等附屬設(shè)備，才能實現(xiàn)整個操作。本次設(shè)計的泡罩塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程。本設(shè)計包括設(shè)計方案的選取， 主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算物料衡算、熱量衡算、0工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，調(diào)試出塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。1第1章緒論第 1.1 節(jié) 設(shè)計方案課程設(shè)計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力、進料狀況、加熱方式及其熱能的利用。(1)

6、 操作壓力確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮的。一般來說，常壓精餾最為簡單經(jīng)濟。(2) 進料狀況采用泡點進料。這樣，進料溫度不受季節(jié)，氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作也比較好控制。(3) 加熱方式塔釜采用直接蒸汽加熱。其優(yōu)點是，可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只需安裝股炮管，一般可節(jié)省設(shè)備費用和操作費用。(4) 熱能的利用精餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，因此熱效率很低，通常進入再沸器的能量僅有 5%左右被利用。 塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是很多的，但其位能較低， 不可能直接用來做塔釜的熱源，但可用作低溫?zé)嵩矗﹦e處使用。可采用熱泵技術(shù)，提高溫度后

7、再用于加熱釜液。2第 1.2 節(jié)設(shè)計內(nèi)容及任務(wù)1.2.1設(shè)計題目處理量為 76000 噸 / 年的水 - 乙醇分離工藝設(shè)計1.2.2設(shè)計任務(wù)及條件（1） 處理量： 76000 噸/ 年（2）操作條件：塔頂壓強： 1. 03 atm （絕對壓強）單板壓降： 75mm液柱（ 3）料液組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 45%（ 4）塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 93%；（ 5）塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99%（ 6）每年實際生產(chǎn)時間： 330 天；1.2.3設(shè)計內(nèi)容（1）設(shè)計方案的確定。（2）塔的工藝計算。物料衡算塔的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)得設(shè)計塔徑的計算（3）流體力學(xué)驗算。氣體通過泡罩塔的壓力降的驗算3液沫夾帶量的驗算。漏液點氣

8、速的驗算溢流液泛的校核液體在降液管中停留時間的校核繪制塔板的負(fù)荷性能圖。（4）輔助設(shè)備的計算及選型。以塔頂全凝器塔釜再沸器為例（5）精餾塔的附屬設(shè)備的設(shè)計（6）精餾塔的設(shè)備裝置圖及整個精餾過程的工藝流程圖。4第 2 章 塔的設(shè)計計算第 2.1 節(jié) 物料衡算2.1.1原料液及塔頂、塔釜的產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)乙醇的摩爾質(zhì)量M A46kg / kmol水的摩爾質(zhì)量M B18kg / kmolxF0.45 / 460.24250.45 / 460.55 /18xD0.93/ 460.83870.93 / 460.07 /180.99 xFxFxWxW0.0035xDxDxW2.1.2原料液及塔頂、塔釜的產(chǎn)品

9、的平均摩爾質(zhì)量原料液產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M F0.2425 46 (1 0.2425) 18 24.79塔頂產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M D0.838746(10.8387)1841.4836塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M W0.003546(10.0035)1818.09802.1.3物料衡算進料量F7600010324387.0899kmol / h33024.79由公式 FD W(1)x F F x D Dx W W(2)5聯(lián)立（ 1）（ 2）得 D110.7693kmol / hW 276.3206 kmol / h第 2.2 節(jié) 熱量衡算根據(jù)液體比熱容共線得：表 2.1熱量衡算數(shù)據(jù)溫度78.25 （

10、塔頂）82.57 （進料）99.19 （塔底）乙醇的摩爾比熱容/ kJ kmol 1 K-1149.5151.8水的摩爾比熱容/ kJ kmol 1 K-175.675.6原料液平均摩爾比熱容cp151.80.242575.6(10.2425)94.0785kJ /(kmol K )原料液的焓hFcpt82.5794.07857768.0617kJ / kmol原料液帶入的熱量QFFhF387.08997768.06173.0069 106 kJ / h回流液的焓近似取純乙醇的焓hLcp t78.25 149.511698.375kJ / kmol回流液帶入的熱量QLLhLRD hL3.039

11、8 110.7693 11698.3753.939 106 kJ / h44160 kJ / kmol6塔頂蒸汽的熱焓近似地取純乙醇蒸汽的焓H Vrcpt44160 11698.3755.5858 104 kJ / kmol塔頂蒸汽帶出的熱量QV VH V (R 1)DHV (3.03981) 110.76935.5858 1042.4996 107 kJ / h塔底產(chǎn)品的焓近似地取純水的焓hW cpt99.19 75.67498.764kJ / kmol第 2.3 節(jié)工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算2.3.1操作溫度塔頂溫度： tD78.25 進料溫度： t F82.57塔底溫度： tW99.1

12、9精餾段平均溫度： tm82.5778.580.412提餾段平均溫度： tm82.5799.1990.88 22.3.2平均摩爾質(zhì)量的計算表 2-2乙醇 - 水汽液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系7（1）精餾段（ t=80.41 ）80.7 - 79.880.41- 79.8x1 0.4324液相組成 x1 =50.7939.65- 50.79 x1氣相組成 y1 = 80.7 - 79.880.41- 79.8y1 0.626461.22 - 65.64y1 - 65.64M L1460.432418(10.4324)30.1072kg / kmolM V1460.626418(10.6264)

13、35.5392kg / kmol(2)提餾段（ t=90.88 ）95.5 - 89 90.88- 89x20.0567液相組成 x2 =x2 7.211.9 - 7.21氣相組成 y 2 = 95.5 - 8990.88- 89y 20.325717 - 38.91 y 2 - 38.91M L2460.056718(10.0567)19.5876kg / kmolM V2460.325718(10.3257)27.1196kg / kmol2.3.3平均密度的計算（ 1）精餾段M Ax1 460.4324wA30.10720.6607M L1wB 1- wA1 - 0.6607 0.339

14、3液相密度L10.66071800.8391kg / m30.3393734.56971.5376氣相密度V1273.15 35.53921.2257 kg / m322.4273.1580.418（ 2）提餾段wAM Ax2 460.05670.1332M L219.5876wB 1- wA1 - 0.1332 0.8668液相密度L 20.13321923.6328kg / m30.8668723.296964.6928氣相密度V2273.1527.11960.9084kg / m322.4273.1590.882.3.4液相表面張力表 2-3乙醇和水不同溫度下的表面張力（ 1）精餾段mW

15、183VW800.839122.48cm / molWV0m04637.5295cm3 / mol01.2257乙醇的表面張力90 -8016.2 - 17.15017.111180.41- 800 17.15水的表面張力90- 8060.7 - 62.6W62.5221W 62.680.41- 80x0 =0.4324xW1x010.43240.56769220.56762WxWVW22.48x0V0 xWVW x0V00.4324 37.5295 0.56760.3461022.48 0.4324 37.52952BlgWlg 0.34610.460802232Q0.4410V0WVW3T

16、20.441217.111137.529580.41273.1522322.4821.003162.52213A=B+Q=(-0.4608)-1.0031=-1.46392AlgSWSW0.1691SOSWSO1SO0.83091114sw44m 21.9863mwsoso（2）提餾段T=90.88 mw1819.4883cm3Vwmolw923.6328mo463Vo50.6385 cmmolo0.9084乙醇的表面張力100- 9015.2- 16.216.11290.88- 9016.2oo水的表面張力100 - 9058.860.760.532890.88- 9060 .7wwxo =

17、0.0567xw1xo10.05670.9433102x V 20.9433 19.4883 2Www5.5377 oxoVoxwVwxoVo0.0567 50.6385 0.9433 19.4883 0.0567 50.6385 2BlgWlg 5.53770.7433o2 2Q 30.4412oV0wVW3T2216.11250.63850.44190.88273.1522319.488320.795060.53483ABQ0.74330.79500.05172AlgSWSW0.5977SOSWSO1SO0.4023 11 144437.4142mswwsosom2.3.5黏度表 2.4水

18、在不同溫度下的粘度表溫度/ 黏度 / mPa.s溫度/ 黏度 / mPa.s01.788700.4061101.306800.3551201.004900.3149300.80151000.2825400.65331100.2590500.54941200.2374600.46991300.217811圖 2.1溫度 - 黏度圖（1）精餾段 t180.41DD908080.41800.4060.495D 0.4950.4919ww908080.41800.36150.3565w 0.35650.3549精餾段黏度1Dx1w(1x1 )0.49190.43240.3549(10.4324)1 0

19、.4141(mPa s)（2）提餾段 T290.88oo1009090.88900.3610.4060.406o0.4020412w1009090.88900.28380.31650.3165ww0.3136(mPa s)提餾段黏度2ox1w(1x1 )0.40204 0.05670.3136(10.0567)1 0.3186( mPa s)2.3.6相對揮發(fā)度（ 1）精餾段xA0.4324yA0.6264xB1xA0.5676yB 1 yA 0.3736y AxB0.62640.56762.2009yBxA0.43240.3736（2）提餾段xA0.0567yA0.3257xB1xA0.94

20、33yB1 y A0.6743y AxB0.32610.9433yBxA0.67438.03580.05672.3.7氣、液相體積流量計算xDyq0.83870.4791Rminxq0.47911.5199yq0.2425R 2Rmin21.51993.0398（1）精餾段LRD3.0398 110.7693 336.7165 kmolhV( R1) D4.0398110.7693336.7165 kmolhM L130.1072M V135.5392L1 800.8391V1 1.225713質(zhì)量流量L1M L1L30.1072336.7165 10137.5910kg2.8160 kghs

21、V1M VV35.5392447.4858 15903.2873kg4.4176kg1hs體積流量LSL12.81600.0035163m31800.8391sL1VSV14.417633.6041m11.2257sV1（2）提餾段 q=1LLFRDF336.7265387.0899 723.8064 kmolhV VLD447.4858 kmolhM L219.5876M V227.1196L 2 923.6328v 2 0.9084質(zhì)量流量L2M LL19.5876723.806414177.6302kg3.9382kg1hsV2V 2V 27.1308447.485812135.6359

22、 kg3.3710kg / sh體積流量LS2L23.93820.0042639 m3923.6328sL 2VS 2V23.37103.7109m30.9084sV 2第 2.4 節(jié)塔板數(shù)的確定142.4.1最小回流比及操作回流比圖 2.2乙醇 - 水溶液的最小回流比由圖可知 q 線與相平衡線交點為（ xq , yq )(0.2425,0.4791)最小回流比確定xDyq0.8387 - 0.47911.5199Rminxq0.4791-0.2425yq取操作回流比 R2Rmin2 1.5199 3.03982.4.2求精餾塔的氣、液相負(fù)荷LRD3.0398 110.7693 336.716

23、5kmol / hVLD336.7165110.7693447.4858kmol / hLLqF336.7165387.0899723.8064kmol / h15V V(1q)F447.4858kmol / h2.4.3操作線方程精餾段操作線方程：yRx1xDR1R 1即： y0.7525x 0.2076LW提餾段操作線方程： yx xwVV即： y1.6175x 0.00222.4.4圖解法求理論板層數(shù)圖 2.3理論板層數(shù)16圖 2.4理論板層數(shù)局部放大采用直角階梯法求理論板層數(shù)，如圖所示，在塔底或恒沸點附近作圖時要將圖局部放大，求解結(jié)果為：理論板層數(shù)NT14 （不包括再沸器）進料板位置N

24、F12精餾段的板層數(shù)N精 =11提餾段的板層數(shù)N 提 =3（包括進料板）2.4.5實際板層數(shù)的求取根據(jù)奧康奈爾關(guān)聯(lián)式：ET0.49(a Lm ) 0.245（ 1）精餾段172.20091 0.4141 m Pa sET 0.492.2009 0.4141 0.2450.5013NT11N P精22塊ET0.5013（ 2）提餾段8.03581 0.3186 mPa sET 0.498.0358 0.3186 0.2450.3892N 提3N P提8塊ET0.3892全塔所需實際塔板數(shù)ETNP精塊NP提 22 8 30全塔效率N T14ET46.67%N P30加料版位置在第23 塊塔板第 2

25、.5 節(jié)塔板的主要工藝計算及塔板的流體力學(xué)驗算2.5.1塔徑的計算（ 1）最大空塔氣速和空塔氣速最大空塔氣速計算公式：LVumaxCV18由 umaxCL V 計算，其中 C20 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖中橫坐標(biāo)為：VLS11/ 20.0035163800.83911 / 2L10.02493.60411.2257SV1L2若采用較大的板間距，能允許較高的空塔氣速，對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利；但是當(dāng)板間距增大時，會增加塔身總高度、金屬消耗量、塔基、支座的負(fù)荷，從而導(dǎo)致全塔造價增加。反之，采用較小的板間距，雖然可降低塔高，但因其只能允許較小的空塔氣速，因此塔徑就要增大，且容易產(chǎn)生液泛現(xiàn)象，

26、降低板效率。所以在選取板間距時，要根據(jù)不同情況予以考慮?；どa(chǎn)中常用的板間距有： 300， 350, 400， 450, 500, 600，700, 800（mm），取板間距 H T =0.45m，板上液層高度 h L =0.07m，則H ThL0.450.070.38m圖 2.5史密斯關(guān)聯(lián)圖查圖 2.5 得 C 20 =0.080 ，則190 .20 .2L21.9863CC20 200.080200.08153umaxCLV0.08153800.8391 1.22572.0824m / sV1.2257同理，提餾段最大空塔氣速為max2.9991ms由化工原理課程設(shè)計可知：u( 0.6

27、0.8)umax取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔氣速為u10.7umax0.72.08241.45768m / s同理，提餾段空塔氣速為22.09937m（ 2）塔徑4VS143.6041D13.141.7747 m11.45768按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后得：D11.8m塔截面積 ATD123.141.822.5434m244實際空塔氣速為VS13.6041msu11.4170 /AT2.5434同理，提餾段 D21.5006m ， AT2.0096 m ，空塔氣速 2 1.8466m由化工原理課程設(shè)計板間距與塔徑的關(guān)系可知：D1、D2 都在 0.81.8m 的范圍內(nèi)，且板間距也在300450 的范圍內(nèi)，

28、因此取板間距為450mm 是合理的。2.5.2溢流裝置計算因塔徑 D1.8m ，可選用單溢流弓形降液管，選擇單流型這種液流方式時，液體的流徑較長，塔板效率較高，并且塔板的結(jié)構(gòu)簡單，加工方便。采用凹形受液盤，各20項計算如下：（ 1）堰長 lW單溢流： l w(0.6 0.8) D取 lW 0.66D1 0.66 1.8 1.188m同理，提餾段堰長 lW1.056m（ 2）溢流堰高度 h w 溢流堰高度計算公式 hw h L h0w 其中： hL ：板上清液層高度； how : 堰上液層高度由化工原理課程設(shè)計可知選用平直堰，堰上液層高度how 可用弗蘭西斯公式計算：2/ 32.84LS1h0w

29、E1000lw其中 L ：塔內(nèi)液體流量； E ：液體收縮系數(shù)，且根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，取E=1時所引起的誤差能滿足工程設(shè)計的要求2.84LS12/ 33600 3.5163 10 32 / 3精餾段：2.840.01375mh0 wE100011000lw1.188對于常壓塔板上清液層高hL 一般在0.050.1m 之間選取，取板上清液層高度hL =0.07mhwhLh0w0.070.013750.05625m同理，提餾段 hw0.05308m（ 3）弓形降液管寬度Wd 及截面積 A f降液管有圓形和弓形兩類。通常情況下，由于圓形降液管的流通截面小，沒有足夠的空間分離液體中的氣泡，氣相夾帶較嚴(yán)重，從而

30、降低了塔板的效率。因此本設(shè)計選擇弓形降液管。21由lWAf0.0722，Wd0.124，故0.66 查弓形降液管寬度參數(shù)得DATDAf0.0722AT 0.0722 2.5434 0.1836m2提餾段 Af0.1451mWd0.124D10.124 1.80.2232m提餾段 Wd0.1984m依下式驗算液體在降液管中停留時間，即：Af H T0.18360.4523.496s5sLS10.0035163提餾段15.313s5s故降液管設(shè)計合理。(4) 降液管低隙高度h0LS1計算公式 h0lwu0式中 u0 液體通過降液管底隙時的流速取 u00.13m / s ，則h0LS10.00351

31、63lW u0 0.660.0227681m1.188同理提餾段 hmo0.0310599hw h00.056250.02277 0.03348m 0.006m同理提餾段 hwh 00.02202m0.006m故降液管低隙高度設(shè)計合理。222.5.3塔板布置（1）塔板的分塊當(dāng)塔徑較大時D800mm 則由于剛度的要求， 勢必會增加塔板的厚度，在制造、安裝和檢修方面都存在困難；且塔徑此時已經(jīng)可以使人進入塔內(nèi)安裝檢修塔板，為了便于安裝，一般采用分塊式塔板結(jié)構(gòu)。為了減少液位落差，可采用單流塔板。（2）安定區(qū)寬度的確定由化工原理課程設(shè)計可知：入口安定區(qū)的寬度可按下述范圍選取，即：塔徑小于 1.5m 的塔Ws =6075mm塔徑大于 1.5m 的塔Ws =80110mm因為 D=1.8m1.5m，取 Ws =85mm。（3）邊緣區(qū)寬度 Wc 的確定由化工原理課程設(shè)計可知：一般取邊緣區(qū)寬度 Wc =3070mm，取 Wc =35mm.（ 4）有效傳質(zhì)區(qū)面積的計算Aa 2 xR2x2o R2 sin 1x180RRD11.80.035 0.865m2WC2D1Wd WS1.80.6118mx20.2232 0.0852Aa20.61180.86520.611820.8652sin 1(0.6118) 1.9233m2180o0.865同理，提餾段Aa1.4732m22