課程設(shè)計(jì)：乙醇-正丙醇混合液的精餾塔設(shè)計(jì)

word文檔可自由復(fù)制編輯成績 科技學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)說明書 設(shè)計(jì)題目：分離乙醇-正丙醇混合液的精餾塔設(shè)計(jì)

目錄TOC\o"1-3"\u目錄 2一設(shè)計(jì)任務(wù)書 4二塔板的工藝設(shè)計(jì) 4（一）設(shè)計(jì)方案的確定 4（二）精餾塔的物料衡算 41.原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 42.物料衡算 4(三)物性參數(shù)的計(jì)算 51.操作溫度的確定 52.密度的計(jì)算 63.混合液體表面張力的計(jì)算 94.混合物的粘度 115.相對揮發(fā)度 12(四)理論板數(shù)及實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 121.理論板數(shù)的確定 122.實(shí)際塔板數(shù)確定 14(五)熱量衡算 141.加熱介質(zhì)的選擇 142.冷卻劑的選擇 153.比熱容及汽化潛熱的計(jì)算 154.熱量衡算 17(六)塔徑的初步設(shè)計(jì) 191.汽液相體積流量的計(jì)算 192.塔徑的計(jì)算與選擇 20(七)溢流裝置 221.堰長lW 222.弓形降液管的寬度和橫截面積 233.降液管底隙高度 23(八)塔板分布、浮閥數(shù)目與排列 241.塔板分布 242.浮閥數(shù)目與排列 24二、塔板的流體力學(xué)計(jì)算 26（一）汽相通過浮閥塔板的壓降 261.精餾段 272.提餾段 27（二）淹塔 281.精餾段 282.提餾段 28（三）霧沫夾帶 29（四）塔板負(fù)荷性能圖 301.霧沫夾帶線 302.液泛線 313.液相負(fù)荷上限線 324.漏液線 325.液相負(fù)荷下限線 33三、塔總體高度計(jì)算 351.塔頂封頭 362.塔頂空間 363.塔底空間 364．人孔 365.進(jìn)料板處板間距 376.裙座 37四、塔的接管 371.進(jìn)料管 372.回流管 383.塔底出料管 384.塔頂蒸汽出料管 385.塔底蒸汽管 38五、塔的附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 391.冷凝器的選擇 392.再沸器的選擇 39六、總結(jié) 40七．參考文獻(xiàn) 41

一設(shè)計(jì)任務(wù)書【設(shè)計(jì)題目】分離乙醇-正丙醇混合液的精餾塔設(shè)計(jì) 【設(shè)計(jì)條件】進(jìn)料：乙醇含量40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為正丙醇分離要求：塔頂乙醇含量93%；塔底乙醇含量0.01%生產(chǎn)能力：年處理乙醇-正丙醇混合液25000噸，年工7200小時(shí)操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強(qiáng)1.03atm(絕壓)；泡點(diǎn)進(jìn)料；R=5【設(shè)計(jì)計(jì)算】二塔板的工藝設(shè)計(jì)（一）設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)的任務(wù)是分離乙醇-正丙醇混合液。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。（二）精餾塔的物料衡算1.原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)乙醇的摩爾質(zhì)量MA=46kg/kmol丙醇的摩爾質(zhì)量MB=60kg/kmol原料乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)：塔頂產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)：塔釜?dú)堃挂掖嫉哪柗謹(jǐn)?shù)：2.物料衡算原料處理量： 物料衡算：①乙醇的物料衡算：②兩式聯(lián)立得：(三)物性參數(shù)的計(jì)算表1乙醇～正丙醇混合液的t-x-y關(guān)系（x表示液相中乙醇摩爾分率，y表示氣相中乙醇摩爾分率）t97.6093.8592.6691.6088.3286.2584.9884.1383.0680.5078.38x00.1260.1880.2100.3580.4610.5460.6000.6630.8841.0y00.2400.3180.3490.5500.6500.7110.7600.7990.9141.0表1的平衡數(shù)據(jù)摘自：J.Gmebling,U.onkenVapor-liquidEquilibriumDataCollection-OrganicHydroxyCompounds:Alcohols(p.336)。乙醇沸點(diǎn)：78.3℃；正丙醇沸點(diǎn)：97.2℃。1.操作溫度的確定利用上表中數(shù)據(jù)利用數(shù)值插入法確定進(jìn)料溫度tF、塔頂溫度tD塔釜溫度tW進(jìn)料溫度：塔頂溫度：塔釜溫度：精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：2.密度的計(jì)算利用式：，計(jì)算混合液體的密度和混合氣體的密度。(1)塔頂：塔頂溫度：tD=79.40℃氣相組成yD:進(jìn)料：進(jìn)料溫度：tF=86.17℃氣相組成yF:塔釜：塔釜溫度：tW=97.60℃氣相組成yW:(2)精餾段平均液相組成:精餾段平均汽相組成:精餾段液相平均相對分子量:精餾汽相平均相對分子量:(3)提餾段平均液相組成：提餾段平均汽相組成：提餾段液相平均相對分子量:提餾汽相平均相對分子量:(4)進(jìn)料、塔頂及塔釜混合液的密度表2：不同溫度下乙醇和正丙醇的密度溫度/℃707580859095100乙醇748.87739.87735.87731.87728.87723.87715.87正丙醇762.56755.86750.86745.87740.87735.87730.87利用表2中的數(shù)據(jù)利用數(shù)值插入法確定進(jìn)料溫度tF、塔頂溫度tD塔釜溫度tW下的乙醇和正丙醇的密度。①進(jìn)料溫度tF：tF=86.17℃②塔頂溫度tD：tD=79.40℃③塔釜溫度tW：tW=97.60℃(5)精餾段液相平均密度和提餾段液相平均密度精餾段液相平均密度：提餾段液相平均密度：(6)精餾段和提餾段混合液的平均摩爾質(zhì)量塔頂混合液的平均摩爾質(zhì)量：進(jìn)料液的平均摩爾質(zhì)量：塔底釜?dú)堃旱钠骄栙|(zhì)量：所以，精餾段混合液的平均摩爾質(zhì)量：提餾段混合液的平均摩爾質(zhì)量：(7)精餾段汽相平均密度和提餾段汽相平均密度塔頂混合液汽相平均密度：進(jìn)料液汽相平均密度：塔底釜?dú)堃浩嗥骄芏龋核裕s段汽相平均密度：提餾段汽相平均密度：3.混合液體表面張力的計(jì)算表3：不同溫度下乙醇和正丙醇的表面張力溫度/℃707580859095100乙醇18.217.917.417.016.416.115.7正丙醇19.819.518.918.518.117.617.2利用上表中數(shù)據(jù)利用數(shù)值插入法確定進(jìn)料溫度tF、塔頂溫度tD塔釜溫度tW下的乙醇和正丙醇的表面張力。液相平均表面張力按下式計(jì)算：(1)混合液體表面張力①原料液的表面張力乙醇的表面張力：正丙醇的表面張力：原料液的表面張力②塔頂液的表面張力乙醇的表面張力：丙醇的表面張力：塔頂液的表面張力③釜?dú)堃旱谋砻鎻埩σ掖嫉谋砻鎻埩Γ罕嫉谋砻鎻埩Γ焊獨(dú)堃旱谋砻鎻埩?2)提餾段和精餾段的平均表面張力精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：4.混合物的粘度表4：不同溫度下乙醇和丙醇的粘度溫度707580859095100乙醇0.510.4800.4260.4100.3700.3450.325正丙醇0.850.7500.6850.6400.5650.4950.460利用表4中的數(shù)據(jù)利用數(shù)值插入法確定進(jìn)料溫度tF、塔頂溫度tD塔釜溫度tW下的乙醇和正丙醇的粘度。(1)混合液體粘度精餾段的平均溫度為：,該溫度下乙醇的粘度為：正丙醇的粘度為：精餾段混合液的粘度為：(2)提餾段的平均溫度為：,該溫度下乙醇的粘度為：正丙醇的粘度為：提餾段混合液的粘度為：5.相對揮發(fā)度由,得由,得由,得精餾段的相對揮發(fā)度：提餾段的相對揮發(fā)度：平均相對揮發(fā)度(四)理論板數(shù)及實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算1.理論板數(shù)的確定設(shè)計(jì)條件已確定回流比R=5，并且是泡點(diǎn)進(jìn)料,q=1則，本設(shè)計(jì)采用圖解法求解理論板數(shù)。由表1中乙醇和正丙醇的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，如下圖：操作線方程精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：利用逐板計(jì)算法計(jì)算理論板數(shù)層數(shù)x值y值備注10.9085228090.94520.8612338830.914799530.8024253990.87540782540.7334789380.82642035750.658020220.76898795660.5814051940.70613084370.5093202320.64231052780.4461970850.582263753進(jìn)料板90.3506259860.522920684100.2557388920.410911356110.1741142020.299703682120.1121195410.204039544130.0693425950.131381802140.041744120.081247222150.0247024850.048901808160.0144630370.028929012170.0084113510.01692838180.0048695250.009835803190.0028084870.005684783200.0016131420.003269246210.0009212190.001868302220.0005211510.001057369230.0002899830.000588489240.0001564590.00031756257.9351E-050.000161069塔釜由上表看出全塔理論板數(shù)為塊（包含再沸器） 加料板為第8塊理論板。精餾段理論板數(shù)：塊；提餾段理論板數(shù)：塊2.實(shí)際塔板數(shù)確定精餾段：已知：，塊提餾段：已知：，塊則全塔所需的實(shí)際板數(shù)為：塊全塔效率：實(shí)際加料板的位置在第15塊板。(五)熱量衡算1.加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱介質(zhì)有飽和水蒸汽和煙道氣。由于水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道的優(yōu)點(diǎn)，本設(shè)計(jì)采用飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。飽和水蒸汽壓力越高，冷凝溫差越大，管程誰相應(yīng)減少，但是壓力不宜過高。2.冷卻劑的選擇常用的冷卻劑式水和空氣，本設(shè)計(jì)考慮用冷凝水作為冷卻劑。3.比熱容及汽化潛熱的計(jì)算表5：不同溫度下乙醇和正丙醇的比熱容溫度℃60708090100乙醇KJ/(Kg℃)3.073.253.483.693.89正丙醇KJ/(Kg℃)2.8633.133.263.34表6：不同溫度下乙醇和正丙醇的汽化熱溫度℃708090100乙醇kJ/kg810820.5840.8860.9丙醇kJ/kg673690.5703.5745.5塔頂溫度tD下的比熱容塔頂溫度tD=79.40℃，使用內(nèi)插法求該溫度下乙醇和正丙醇的比熱容。乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容：(2)進(jìn)料溫度tF下的比熱容進(jìn)料溫度：tF=86.17℃乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容：(3)塔底溫度tW下的比熱容塔釜溫度：tW=97.60℃乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容：(4)塔頂溫度tD下的汽化潛熱內(nèi)插法計(jì)算出塔頂溫度下的汽化潛熱。乙醇的汽化潛熱：正丙醇的氣化潛熱：4.熱量衡算(1)0℃時(shí)塔頂上升的熱量Qv塔頂以0℃為基準(zhǔn)(2)回流液的熱量注：此為泡點(diǎn)回流。根據(jù)t-x-y圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)tD=79.20℃圖2：乙醇～正丙醇混合液的t-x-y關(guān)系圖此溫度下，正丙醇的比熱容：(3)塔頂餾出液的熱量因餾出口與回流口組成相同，所以(4)進(jìn)料的熱量(5)塔底殘液的熱量(6)冷凝器消耗的熱量(7)再沸器提供熱量(全塔范圍列熱量衡算式)取塔釜熱量損失為10％，則,再沸器的實(shí)際熱負(fù)荷：計(jì)算得：計(jì)算結(jié)果見下表：表7：熱量衡算計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂流出液塔底流出液再沸器平均比熱容181.65——161.22199.26——熱量1016178.517296093.33403562.24640998.708138106.4(六)塔徑的初步設(shè)計(jì)1.汽液相體積流量的計(jì)算(1)精餾段：已知：，，則質(zhì)量流量為：體積流量為：(2)提餾段已知：，，則質(zhì)量流量為：體積流量為：2.塔徑的計(jì)算與選擇(1)精餾段利用；，史密斯關(guān)聯(lián)圖如圖3所示。圖3：史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：,，查圖3可知：，塔徑：，塔徑圓整：塔橫截面積：空塔氣速：(2)提餾段橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：,，查圖3可知：，塔徑：，塔徑圓整：塔橫截面積：空塔氣速：(七)溢流裝置1.堰長取出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上高度按下式計(jì)算（因溢流強(qiáng)不是很大，近似取溢流系數(shù)E=1）精餾段溢流堰高度：提餾段溢流堰高度：2.弓形降液管的寬度和橫截面積降液管的型式：因塔徑和流體流量適中，故選取弓形降液管。查圖：查圖得：,驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間：精餾段(2)提餾段圖4：弓形降液管的參數(shù)3.降液管底隙高度(1)精餾段降液管底隙的流速(2)提餾段(八)塔板分布、浮閥數(shù)目與排列1.塔板分布本設(shè)計(jì)塔徑，因，故采用分塊式塔板。2.浮閥數(shù)目與排列(1)精餾段取浮閥動(dòng)能因子孔速：每層塔板上浮閥數(shù)目：取邊緣區(qū)寬度：；泡沫區(qū)寬度：計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積：,其中,代入數(shù)據(jù),浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距估算排列間距：若考慮到塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而個(gè)分塊的支撐于銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距不宜86mm，而應(yīng)小些，故取，按、，以等腰三角形叉排作圖（浮閥排列示意圖略），排得浮閥數(shù)為165個(gè)。按個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在范圍之內(nèi)。塔板開孔率：(2)提餾段取浮閥動(dòng)能因子孔速：每層塔板上浮閥數(shù)目：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距估算排列間距：故取，按、，以等腰三角形叉排作圖（浮閥排列示意圖略），排得浮閥數(shù)為170個(gè)。按個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在范圍之內(nèi)。塔板開孔率：二、塔板的流體力學(xué)計(jì)算（一）汽相通過浮閥塔板的壓降依據(jù)，來計(jì)算。1.精餾段(1)干板阻力因，故(2)板上充氣液層阻力取，，則(3)液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，通?？珊雎圆挥?jì)。與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?.提餾段(1)干板阻力因，故(2)板上充氣液層阻力取，，則(3)液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，通常可忽略不計(jì)。與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋海ǘ┭退榱朔乐寡退F(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中的清液層高度，1.精餾段(1)單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?2)液體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?3)板上液層高度，則取，已選定，，則可見，所以符合防止淹塔的要求。2.提餾段(1)單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?2)液體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?3)板上液層高度，則取，已選定，，則可見，所以符合防止淹塔的要求。（三）霧沫夾帶(1)精餾段泛點(diǎn)率：板上液體流經(jīng)的長度：板上液餾面積：取物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)代入數(shù)據(jù)：對于較大的塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80%，由上面計(jì)算結(jié)果可知，霧沫夾帶能夠滿足要求。（2）.提餾段取物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)泛點(diǎn)率：（四）塔板負(fù)荷性能圖1.霧沫夾帶線泛點(diǎn)率：根據(jù)上式可作出負(fù)荷性能圖的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率80%計(jì)算。(1)精餾段泛點(diǎn)率：，由上式可知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取值，可算出(2)提餾段泛點(diǎn)率：在操作范圍內(nèi)任取值，可算出，計(jì)算結(jié)果見下表：表8：霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段0.0022.160.0022.050.0062.000.0061.890.011.830.011.732.液泛線，根據(jù)此式確定液泛線，忽略式中的(液體表面張力引起的阻力)。其中(1)精餾段整理得：(2)提餾段整理得：表9：液泛線計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段0.0013.1210.0013.0910.0023.0540.0023.0210.0032.9940.0032.9510.0042.9340.0042.8770.0052.8750.0052.7980.0072.7500.0072.6153.液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證降液管內(nèi)停留時(shí)間不低于。液體的在降液管內(nèi)的停留時(shí)間：以作為液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間的下限，則4.漏液線對于型重閥，做作為規(guī)定最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(1)精餾段(2)提餾段5.液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限線條件，作出液相負(fù)荷下限線，改線為與汽相流量無關(guān)的直線。,由霧沫夾帶線、液泛線、液相負(fù)荷上限線、漏液線、液相負(fù)荷下限線作出塔板負(fù)荷性能圖，如下圖所示由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：①在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；②塔板的氣液相負(fù)荷完全由霧沫夾帶線控制，操作下限由漏液線控制；③按固定的氣液比，由圖可以查出：精餾段汽相負(fù)荷上限，精餾段汽相負(fù)荷下限提餾段汽相負(fù)荷上限，提餾段汽相負(fù)荷下限精餾段的操作彈性：提餾段的操作彈性：浮閥塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總見下表：浮閥塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總序號(hào)項(xiàng)目計(jì)算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段1塔徑/m1.41.42板間距/m0.450.453塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板4空塔氣速(m/s)1.011.005堰長/m0.910.916堰高/m0.0550.0507板上層高度0.070.078降液管底隙高度/m0.0350.0229浮閥數(shù)/個(gè)165170等腰三角形叉排10閥孔氣速(m/s)8.8377.95911閥孔動(dòng)能因子10.3610.5312臨界閥孔氣速/(m/s)7.8037.36813孔心距/m0.0750.075同一橫排孔心距14排間距/m0.0860.082相鄰橫排中心距離15單板壓降/Pa571.6577.2316降液管內(nèi)清液層高度/m0.15040.158817泛點(diǎn)率/%59.9264.2218汽相負(fù)荷上限2.202.18霧沫夾帶控制19汽相負(fù)荷下限0.750.73漏液控制20操作彈性2.932.85三、塔總體高度計(jì)算塔總體高度利用下式計(jì)算：其中：n為實(shí)際板數(shù)；nF為進(jìn)料板數(shù)；HF為進(jìn)料處板間距；nP人孔數(shù)；Hp人孔處板間距；HD塔頂空間；HB塔頂空間；H1塔頂封頭高度H2裙座高度。1.塔頂封頭封頭分為橢圓形、蝶形封頭等。本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭。由公稱直徑，查表得曲面高度,直邊高度，內(nèi)表面積，容積.則封頭高度：2.塔頂空間設(shè)計(jì)中取塔頂間距，考慮到需要安裝除沫器，所以選擇塔頂空間1.2m3.塔底空間設(shè)計(jì)中塔底空間高度是指從塔底最下一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離，取釜液停留時(shí)間為5min，卻塔底液面至最下一層塔底之間距離為1.5min。則4．人孔對于的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔塔板設(shè)以人孔，本塔中共有49快板，需設(shè)置個(gè)人孔6個(gè)人孔，每隔人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔出板間距。5