乙醇_水篩板精餾塔設(shè)計說明

1、乙醇-水連續(xù)篩板式精餾塔設(shè)計目錄、概述31.1設(shè)計依據(jù)31.2技術(shù)來源31.3設(shè)計任務(wù)及要求3、計算過程41. 塔型選擇4操作條件的確定42.1操作壓力42.2進(jìn)料狀態(tài)42.3加熱方式錯誤!未定義書簽。2.4熱能利用5有關(guān)的工藝計算53.1最小回流比及操作回流比的確定63.2塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠嬎?3.3全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量63.4熱能利用73.5理論塔板層數(shù)的確定73.6全塔效率的估算83.7實(shí)際塔板數(shù)NP9精餾塔主題尺寸的計算94.1精餾段與提餾段的體積流量94.2塔徑的計算114.3塔高的計算13塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定135.1塔板尺寸135.2弓形降液管145.3浮閥數(shù)

2、目及排列15流體力學(xué)驗(yàn)算166.1氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）hp166.2漏液驗(yàn)算176.3液泛驗(yàn)算176.4霧沫夾帶驗(yàn)算18操作性能負(fù)荷圖187.1霧沫夾帶上限線187.2液泛線187.3液體負(fù)荷上限線197.4漏液線197.5液相負(fù)荷下限線197.6操作性能負(fù)荷圖19、概述乙醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟(jì)南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的

3、法規(guī)。長期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進(jìn)乙醇'水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要的。1.1設(shè)計依據(jù)本設(shè)計依據(jù)于教科書的設(shè)計實(shí)例，對所提出的題目進(jìn)行分析并做出理論計算。1.2技術(shù)來源目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴(yán)格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴(yán)格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴(yán)格計算法。1.3

4、設(shè)計任務(wù)及要求原料：丁烯-丙烯板式精餾塔設(shè)計設(shè)計條件：塔板類型：篩板或浮閥塔；飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丁烯含量xF=38%（摩爾分?jǐn)?shù)）；塔頂丁烯含量xD=97%釜液丁烯含量xW6%總板效率0.6;處理量88kmol/h；回流比R/Rmin=1.1；塔頂操作壓力1.65MPa（表壓）。表1丁烯-丙烯t-x-y數(shù)據(jù)t/Cxyt/cxy95.021660059.507160.550.7415791.271350.050.0963456.914940.60.7808687.614270.10.1862954.418830.650.816984.05720.150.2699252.014690.70.8499

5、880.605390.20.3473849.698410.750.8803777.262220.250.418947.465510.80.9083274.029670.30.4847845.311680.850.9340570.90820.350.5453543.232410.90.9577967.897220.40.6009541.223440.950.9797164.995070.450.6519539.280281162.199360.50.69871二、計算過程1. 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，產(chǎn)品流量為88kmol/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落

6、差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。2. 操作條件的確定2.1操作壓力由于乙醇水體系對溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓其中塔頂壓力為1.65MPa2.2進(jìn)料狀態(tài)雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計計算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計中采取飽和液體進(jìn)料。2.4熱能利用精餾過程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進(jìn)入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由

7、于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜?dú)堃簩υ弦哼M(jìn)行加熱3. 有關(guān)的工藝計算丁烯的的摩爾質(zhì)量：M=28kg/kmol丙烯的的摩爾質(zhì)量：M=42kg/kmolXf0.38xD0.97Xw0.06料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：MfXfMa1XfMb=0.3828(10.38)42=36.68kg/kmolMdXdMa1XdMB=0.9728(10.97)42=28.42kg/kmolMwXWMA1XwMb=0.0628(10.06)42=41.16kg/kmol25C下，原料液中h2o3998.7Kg/m,ch2ch2oh3785Kg/m由此可查得原料液，塔頂和塔底

8、混合物的沸點(diǎn)，以上計算結(jié)果見表2表2原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁颗c溫度名稱原料液餾出液釜?dú)堃篨f/%35930.5Xf（摩爾分?jǐn)?shù)）0.17400.77900.0002摩爾質(zhì)量kg/kmol22.339.8118.1沸點(diǎn)溫度t/C83.8378.6299.383.1最小回流比及操作回流比的確定由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，XqXf0.174，過點(diǎn)e(0.174,0.174)做直線x0.174交平衡線于點(diǎn)d，由點(diǎn)d可讀得yq0.516，因此:Rmin(1)0.769Xdyq0.7790.516yqxq0.5160.174又過點(diǎn)a(0.779,0.779)作平衡線的切線，切點(diǎn)為g,讀得其坐標(biāo)為Xq'0.5

9、5,yq'0.678，因此:j0.789yq'xq'0.6780.55所以，RminRmin(2)0.789可取操作回流比R1(R/Rmin1.27)3.2塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠嬎阋阅旯ぷ魅諡?30天，每天開工24小時計，進(jìn)料量為:36500103F368kmol/h3302422.3由全塔的物料衡算方程可寫出:V0FDWy。0(蒸汽)d65.85kmol/hV°yoFXfDXdWXwW364.85kmol/hWL'LqFrdqFq1(泡點(diǎn))V。131.7kmol/h3.3全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的熱負(fù)荷：Qc(R1)D(Ivd

10、Ild)可以查得IvD1266kJ/kg,lLD253.9kJ/kg，所以QC(11)65.8539.81(1266253.9)5.306106kJ/h取水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為25C和35C則平均溫度下的比熱cpc4.174kJ/kgoC，于是冷凝水用量可求WC5C5.30610127120kg/hCpc(t2tj4.174(3525)3.4熱能利用以釜?dú)堃簩︻A(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量Qf可記為:QfWfCpf(tf2tf1)其中tfm83.832554.4oC2在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及tfm54.5°C的情況下可以查得比熱Qf650001033302

11、4CRf4.275kJ/kg.°C，所以，64.07(83.8325)1.96510kJ/h釜?dú)堃悍懦龅臒崃縌wWwCpw(tw1tw2)若將釜?dú)堃簻囟冉抵羣2w40oC那么平均溫度twm99.384069.69oC2其比熱為cpw4.08kJ/kgoC，因此，Qw364.854.191(99.3855)1.228106kJ/h可知，QwQf，于是理論上可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)3.5理論塔板層數(shù)的確定精餾段操作線方程：RXyn1XnD0.5Xn0.39R1R1提餾段操作線方程：WWyn1XmXw2.77Xm0.0054VoVoq線方程：x0.174在yx相圖中分別畫出上述直線，利

12、用圖解法可以求出Nt18塊(含塔釜)其中，精餾段13塊，提餾段5塊。3.6全塔效率的估算用奧康奈爾法(O'conenell)對全塔效率進(jìn)行估算:由相平衡方程式y(tǒng)X可得乂1(1)xx(y1)根據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：y1xD0.779X10.741(塔頂?shù)谝粔K板)y0.516Xf0.174(加料板)Xw0.002yw0.026(塔釜)因此可以求得：11.232,f5.06,w13.32全塔的相對平均揮發(fā)度：m3fW31.2325.0613.324.36全塔的平均溫度：tm78.6283.8399.3830.38mPas在溫度tm下查得h2o0.327mPas,ch3ch2oh因

13、為LxiLi所以,Lf0.1740.38(10.174)0.3270.336mPas全塔液體的平均粘度:Lm(Lfldlw)/3(0.3270.380.327)/30.344mPas全塔效率et10.49(l)0.2450.49碌45%(4.360.344)3.7實(shí)際塔板數(shù)NPNpNt/Et18/0.4540塊（含塔釜）其中，精餾段的塔板數(shù)為：13/0.4529塊精餾塔主題尺寸的計算4.1精餾段與提餾段的體積流量4.1.1精餾段整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3（見下頁），由表中數(shù)據(jù)可知:液相平均摩爾質(zhì)量:22.338.7230kg/kmol液相平均溫度：tmtftD83.8378.6281.2OC

14、22表3精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進(jìn)料板塔頂（第一塊板）質(zhì)量分?jǐn)?shù)1Xf0.35yjxD'0.9yf0.732X1'0.885摩爾分?jǐn)?shù)Xf0.174y1xd0.779yf0.516X10.41摩爾質(zhì)量/kg/kmolMLf22.3MLf38.7MVf32.45MVl39.81溫度/c83.8378.62在平均溫度下查得H2O971.1kg/m3,CH3CH2OH735kg/m3液相平均密度為:XLmXLmLmCH3CH2OHH2O其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)xLm0.350.88520.603所以，Lm814kg/m3精餾段的液相負(fù)荷LRD65.85kmol/hLnLMLm65.85308142

15、.43m3/h同理可計算出精餾段的汽相負(fù)荷精餾段的負(fù)荷列于表4。表4精餾段的汽液相負(fù)荷名稱汽相液相平均摩爾質(zhì)量/kg/kmol3036.13平均密度/kg/m38141.251體積流量/m/h2.43(0.0006253,m/s)3804(1.0563,m/s)4.1.2提餾段整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表5,采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表6表5提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板質(zhì)量分?jǐn)?shù)XW0.0051Xf0.351yw0.065yf0.732摩爾分?jǐn)?shù)X0.002Xf0.174yw0.026yf0.516摩爾質(zhì)量/kg/kmolMLW18.1MLf22.3Mlv18.7Mv

16、f32.45溫度/c99.3883.83表6提餾段的汽液相負(fù)荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/kg/kmol20.225.6平均密度/kg/m39110.816體積流量/m/h8.09(0.00225m/s)4132(1.15m/S)4.2塔徑的計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?。有以上的計算結(jié)果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量:(VsjVst)1.0561.1531.103m/s汽塔的平均液相流量:(LSJST)2汽塔的汽相平均密度:LS0.000675O.O02250.00i46m3/sVJVTV2汽塔的液相平均密度:幻0.8161.0335kg/m3冬空8

17、63kg/m3塔徑可以由下面的公式給出：LJLTL2D由于適宜的空塔氣速U(0.60.8)Umax，因此，需先計算出最大允許氣速UmaxHt功能參數(shù):0.34m0.001468631.1031.0335取塔板間距Ht0.4m，板上液層高度h|60mm0.06m，那么分離空間:0.0382從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C200.073，由于CC20()0.2，需先求平均表面張20力：全塔平均溫度TdTfTw76.283.83"a86.5oc，在此溫度下，乙33醇的平均摩爾分?jǐn)?shù)為0.7410.1740.0020.307，所以，液體的臨界溫度：3TcxTb0.307(273243)(10.307)(

18、273342.2)609K設(shè)計要求條件下乙醇水溶液的表面張力126dyn/m2平均塔溫下乙醇水溶液的表面張力可以由下面的式子計算:19.95dyn/cm609(27386.5)1-226609(27325)所以:C0.073(199)0.20.07320UmaxLV0.0738631.03352.11m/s1.0335u76m/sDi41.1030.951mY1.476根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為D1000mm此時，精餾段的上升蒸汽速度為:Uj冬056!.345m/sD212提餾段的上升蒸汽速度為:Ut羋1.464m/sD24.3塔高的計算塔的高度可以由下式計算：ZHP(N2S)

19、HtSHtHfHw已知實(shí)際塔板數(shù)為N40塊，板間距Ht0.4m由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個人孔，則人孔的數(shù)目S為：40人S14個8取人孔兩板之間的間距Ht0.6m，則塔頂空間Hd1.2m，塔底空間Hw2.5m，進(jìn)料板空間高度Hf0.5m，那么，全塔高度：4. Z1.2(4024)0.420.2m塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定5.1塔板尺寸由于塔徑大于800mm所以采用單溢流型分塊式塔板取無效邊緣區(qū)寬度WC40mm,破沫區(qū)寬度WS70mm,查得lW705mm弓形溢流管寬度Wd146mm弓形降液管面積Af0.0706m2Af/人0.0706/0.78540.09RD/

20、2WC0.50.040.46mxD/2WdWS0.50.1460.070.284m驗(yàn)算：液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間AfHT0.07060.40.00067541.8s5s液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間AfHT0.07060.40.0022512.6s5s5.2弓形降液管5.2.1堰高采用平直堰，堰高h(yuǎn)wAhow取h160mm,h°w10mm，則hw601050mm5.2.2降液管底隙高度h。若取精餾段取h015mm，提餾段取為25mm，那么液體通過降液管底隙時的流速為精餾段：U0LSJ0.0006750.0643m/s1wh00.70.015提餾段：1U0Lst0.002250.

21、129m/slwh00.70.025uo的一般經(jīng)驗(yàn)數(shù)值為0.070.25m/s523進(jìn)口堰高和受液盤本設(shè)計不設(shè)置進(jìn)口堰高和受液盤5.3浮閥數(shù)目及排列采用Fi型重閥，重量為33g，孔徑為39mm5.3.1浮閥數(shù)目浮閥數(shù)目N4Vs2oUo氣體通過閥孔時的速度Uo_F_v取動能因數(shù)F11，那么Uo111.035510.82m/s，因此1.10340.039210.8286個5.3.2排列由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一橫排的閥孔中心距t75mm，那么相鄰兩排間的閥孔中心距t計為：t計NNtA2x.R2x2R2sin1蘭180R222i0.28420.284.0.4620.28420.

22、462sin11800.462=0.487m/0.487t計75.5mm860.075取t'80mm時畫出的閥孔數(shù)目只有60個，不能滿足要求，取t'65mm畫出閥孔的排布圖如圖1所示，其中t75mm,t'65mm圖中，通道板上可排閥孔41個，弓形板可排閥孔24個，所以總閥孔數(shù)目為N4124289個5.3.3校核氣體通過閥孔時的實(shí)際速度:10.38m/s實(shí)際動能因數(shù)：F。33510.55(在912之間)U04Vsd0N開孔率:閥孔面積塔截面積100%dpN4At100%(0.039)28940.785413.5%5. 開孔率在10%14之間，滿足要求流體

23、力學(xué)驗(yàn)算6.1氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）hp氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）hphch1h6.1.1干板阻力hc浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時的臨界速度為Uoc:Uoc1.82573.1/V1.82573.1/1.033510.32m/s因?yàn)閡°cuo10.38m/s22Vu01.033510.382所以ho5.345.340.0367m2Lg28639.816.1.2板上充氣液層阻力h1取板上液層充氣程度因數(shù)0.5，那么：hihL0.50.060.03m6.1.3由表面張力引起的阻力h由表面張力導(dǎo)致的阻力一般來說都比較小，所以一般情況下可以忽略，所以:hp0.03670

24、.030.667m0.6678639.81564.7Pa6.2漏液驗(yàn)算動能因數(shù)F。5，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷Vsmin為:4d0NU0min其中U0minF5/.1.03354.92m/s所以VSmin0.0392894.9240.523m3/s1.103m3/s可見不會產(chǎn)生過量漏液6.3液泛驗(yàn)算溢流管內(nèi)的清液層高度HdhphdhLh其中，hp0.0667m,hL0.06m所以，Hd0.6670.060.0030.1297m為防止液泛，通常Hd(Hthw)，取校正系數(shù)0.5，則有：(Hthw)0.5(0.40.05)0.225m可見，Hd(Hthw)，即不會產(chǎn)生液泛。6.4霧沫夾帶驗(yàn)算泛點(diǎn)率=VV

25、1.36LsZl©Ab查得物性系數(shù)K1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)Cf0.097ZLD2Wd120.1460.708mAA2Af0.785420.07060.6442m2所以，1.103泛點(diǎn)率=1.03358631.03351.360.001460.70810.0970.644263.4%80%6. 可見，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi)操作性能負(fù)荷圖7.1霧沫夾帶上限線取泛點(diǎn)率為80%弋入泛點(diǎn)率計算式，有:0.81.36LsZL1.0335VsV8631.03351.360.708LsKCFAb0.0970.6442整理可得霧沫夾帶上限方程為:VS1.44427.8Ls7.2液泛線液泛線方程為aVs2bcL：dL："其中，a1.911051.911051.0335863860.0309Ht10)0.50.4(0.510.5)0.050.150.153lWho192.40.1531(10)E(0.667)再lw(10.5)1.020.667乙3.5530.7052代入上式化簡后