乙醇水溶液精餾塔設(shè)計(jì)

TOC\o"1-5"\h\z第一章緒論 2一、目的： 2二、已知參數(shù)： 2三、設(shè)計(jì)內(nèi)容： 3第二章課程設(shè)計(jì)報(bào)告內(nèi)容 4一、精餾流程的確定 4二、塔的物料衡算 4三、塔板數(shù)的確定 5四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 7五、精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 11六、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算 12七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 17八、塔板負(fù)荷性能圖 20九、篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 24十、精餾塔的附屬設(shè)備及接管尺寸 26第三章總結(jié) 26乙醇——水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)第一章緒論一、目的：通過(guò)課程設(shè)計(jì)進(jìn)一步鞏固課本所學(xué)的內(nèi)容，培養(yǎng)學(xué)生運(yùn)用所學(xué)理論知識(shí)進(jìn)行化工單元過(guò)程設(shè)計(jì)的初步能力，使所學(xué)的知識(shí)系統(tǒng)化，通過(guò)本次設(shè)計(jì)，應(yīng)了解設(shè)計(jì)的內(nèi)容，方法及步驟，使學(xué)生具有調(diào)節(jié)技術(shù)資料，自行確定設(shè)計(jì)方案，進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算，并繪制設(shè)備條件圖、編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。在常壓連續(xù)精餾塔中精餾分離含乙醇25%的乙醇—水混合液，分離后塔頂餾出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。二、已知參數(shù)：（1）設(shè)計(jì)任務(wù)?進(jìn)料乙醇X=25%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）?生產(chǎn)能力Q=80t/d?塔頂產(chǎn)品組成＞94%?塔底產(chǎn)品組成＜0.1%操作條件?操作壓強(qiáng)：常壓?精餾塔塔頂壓強(qiáng)：Z=4KPa?進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料?回流比：自定待測(cè)?冷卻水：20°C?加熱蒸汽：低壓蒸汽，0.2MPa?單板壓強(qiáng)：W0.7?全塔效率：E=52%T?建廠地址：南京地區(qū)?塔頂為全凝器，中間泡點(diǎn)進(jìn)料，篩板式連續(xù)精餾三、設(shè)計(jì)內(nèi)容：設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明塔的工藝計(jì)算塔和塔板主要工藝尺寸的計(jì)算(a、塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定;b、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；c、塔板的負(fù)荷性能圖)設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表精餾塔工藝條件圖對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)論或有關(guān)問(wèn)題的分析討論

第二章課程設(shè)計(jì)報(bào)告內(nèi)容一、精餾流程的確定乙醇、水混合料液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向沸熱器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。二、塔的物料衡算（一） 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分?jǐn)?shù)x€ 25便 €0.115F25/46+75/1894/46x€ €0.86d94/46+6/18xwxw_0.1/46+99.9/18—0.0004（二） 平均摩爾質(zhì)量M€0.115,46+(1-0.115),18=21.22kg/kmolFM=0.86,46+(1-0.86),18=42.08kg/kmolDM€0.0004,46+(1-0.0004),18二18.01kg/kmolW物料衡算總物料衡算D+W€F易揮發(fā)組分物料衡算xD+xW€xFD w F日生產(chǎn)能力Y=90噸D-m- 80000 -79.21kmol/hM?T42.08,24D聯(lián)立以上三式得F€621.20kmol/hD€79.21kmol/hW€541.99kmol/h三、塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)N的求取T乙醇、水屬理想物系，可采用M.T.圖解法求NT根據(jù)乙醇、水的氣液平衡數(shù)據(jù)作y-x圖附表乙醇—水氣液平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的氣相中乙醇的液相中乙醇的摩氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)0.00.00.250.5510.010.110.300.5750.020.1750.40.6140.040.2730.50.6570.060.340.60.6980.080.3920.70.7550.10.430.80.820.140.4820.8940.8940.180.5130.950.9420.20.5251.01.0

圖：乙醇一水的y-x圖及圖解理論板乙醇—水體系的平衡曲線有下凹部分，求最小回流比自a（x,x）作平衡線D,D,的切線并延長(zhǎng)及y軸相交，截距R€2.08min取操作回流比R€1.5R€1.5x2.08=3.12min故精餾段操作線方程即y=0.757x,0.209作圖法求理論塔板數(shù)N得TN€27層（包括再沸器）。其中精餾段理論板數(shù)為22層，提留段為5層（包括再T沸器），第18層為加料板。（二） 全塔效率ET已知E=52%T（三） 實(shí)際塔板數(shù)N精餾段層提留段層四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算（一） 操作壓強(qiáng)pm塔頂壓力P€4+101.3€105.3kPaD取每層塔板壓強(qiáng)降△€0.7kPa則進(jìn)料板壓強(qiáng)P€105.3+43,0.7€135AkPaF精餾段平均操作壓強(qiáng)P€105.3+135.4€120.35kPam2（二） 溫度tm依據(jù)操作壓力，通過(guò)方程試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中水、乙醇的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算。方程為PAABB式中：x—溶液中組分的摩爾分?jǐn)?shù)；P—溶液上方的總壓，Pa；P0—同溫度下純組分的飽和蒸汽壓，Pa。（下標(biāo)A表示易揮發(fā)組分，B表示難揮發(fā)組分）安托因方程為式中：p0一在溫度為T(mén)時(shí)的飽和蒸汽壓，mmHgT—溫度，。CA,B,C—Antoine常數(shù)，其值見(jiàn)下表。

附表Antoine常數(shù)組分ABC乙醇8.044961554.3222.65水7.966811668.21228計(jì)算結(jié)果如下塔頂溫度八 15543 166821公式：10 X0.133X0.86,10 x0.133x0.14€105.33t=81.48°CD進(jìn)料板溫度1554_3 1668_21厶式：108.04496-1,222.65X0.133x0.0644,10 x0.133x0.9356=135.4t€104.5CF則精餾段平均溫度t=81.48+104.5€92.99CM2平均摩爾質(zhì)量Mm塔頂x€y€0.86D1查氣液平衡曲線，可得x=0.8521M€0.86x46,(1-0.86)x18=42.08kg/kmolVDmM€0.852X46,(1-0.852)x18=41.856kg/kmolLDm進(jìn)料板即查氣液平衡曲線，可得y€0.3526x€0.0644FFM€0.3526X46,(1-0.3526)x18=27.87kg/kmolVDmM€0.0644X46,(1-0.0644)x18=19.80kg/kmolLDm則精餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm(MVm(精)42.08+27.872€34.975kg/kmolMLm（精）MLm（精）41.856+19.802€30.828kg/kmol四）平均密度液體密度,Lm附表乙醇及水的密度溫度/C2030405060708090100110乙醇密度/kg/m3795785777765755746735730716703水密度/kg/m3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0已知：1/p=a/,+a/, （a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）LmALABLB塔頂因?yàn)閠€81.48°C€734.26kg/m3€970.84kg/m3水€734.26kg/m3€970.84kg/m3水730—735—p-735乙90—80 _81.48—80965.3—971.8一p-971.8水1 0.94 0.06€+1 0.94 0.06€+734.26 970.84LmD€745.16kg/m3LmD進(jìn)料板由加料板液相組成x=0.0644A0.0644…460.0644x46+（1—0.0644）x18因?yàn)閠=104.5CF

,=710.15kg/m,=710.15kg/m3乙703_716-,—716乙,=955.07kg/m3,=955.07kg/m3水951.0—958.4一p—958.4水=908.09kg/=908.09kg/m3LmF二+—, 710.15 955.07LmF故精餾段平均液相密度, =-(745.16+908.09)=826.63kg/m3Lm(精)2氣相密度,mVPM 120.35?34.975, =——vm= =1.38kg/m3vm(精)rt8.314?(92.99+273.15)（五）液體表面張力…m附表乙醇及水的表面張力溫度/C2030405060708090100110乙醇表面張22.21.20.19.18.1817.16.15.14.力3248815224X103/N/m水表面張力72.71.69.67.66.64.62.60.58.56.X103/N/m6267236789塔頂因?yàn)閠=81.48°CD…=17.01mN/m乙所以90…=17.01mN/m乙16.2—17.15—…一17.15乙…=62.32mN/m…=62.32mN/m水60.7一62.6 …一62.6水

進(jìn)料板因?yàn)閠€104.5^F,€14.84mN/m乙€57.945mN/m,€14.84mN/m乙€57.945mN/m水14.4-15.2—,—15.2乙110-100€104.5-10056.9-58.8€,-58.8水€0.86x17.01+(1-0.86)x62.32=23.35mN/mm(頂)=0.0644x14.81+(1—0.0644)x57.945=55.17mN/mm(進(jìn))則精餾段平均表面張力為,m則精餾段平均表面張力為,m（精）23.35+55.172€39.26mN/m（六）液體黏度…（六）液體黏度…Lm已知：乙醇的A=686.64B=300.88塔頂…=__686.64__-686.64乙塔頂…=__686.64__-686.64乙273.1+81.48 300.88水的黏度般鬆81.48-80

…—35.65水進(jìn)料板lg…乙686.64 -686.64273.1+104.5-300.88水的黏度110-100 €104.5-10028.38-31.65—…-31.65水…€0.451mPa-s乙…€0.350mPa-s水…€0.344mPa-s

乙…€0.302mPa-s水€0.86€0.86x0.451+(1-0.86)x0.350=0.437mPa-sL(頂)€0.344x0.0644+(1—0.0644)x0.302=0.304mPa-sL(進(jìn))則精餾段平均液相黏度為…Lm則精餾段平均液相黏度為…Lm（精）0.437+0.3042€0.3705mPa-s五、精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算€(R?1)D€(3.12?1)x79.21€326.35kmol/hVM 326.35x34.975€ Vm(精)—€ €2.298m3/ss3600p 3600x1.38Vm(精)

L€rd€3.12X79.21=247.14kmol/hLM 247.14x30.828€ Lm（精）_€ €0.0026m3/s3600, 3600x826.63Lm（精）L€L?3600€0.0026x3600=9.36m3/hhS六、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算（一）塔徑D參考表4-1,初選板間距H€0.45m，取板上液層咼度h=0.07mTLLLp丄表4-1板間距及塔徑的關(guān)系塔徑D/m0.3--0.50.5?0.80.8?1.61.6?2.42.4?4.0板間距H/mmT200--300250?-350300?450350?600400?600H?h€0.45?0.07€0.38mTT圖4-5Sminth關(guān)聯(lián)圖查圖4-5可知，C€0.076，依照下式校正C20C€查圖4-5可知，C€0.076，依照下式校正C20C€C(—)0.2€0.076x'39.26'2020…20丿0.2€0.087廠iP_P 0087 ；826.63-L38 〔.u€Clv€0.087 €1.81m/smax p 弋V1.38取安全系數(shù)為0.70，則u€0.70u€0.7xl.81€1.267m/smax故D€王€、:^229^€1.52m:<u 3.14x1.267按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速u(mài)/€坐€4x2.298€1.14m/s<D2 3.14x1.62（二）溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤(pán)及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下。1.溢流堰長(zhǎng)lwl為0.66D,即w

l€0.66x1.6€1.056mw2.出口堰咼hwh€h一hwLowOozc由l/D€1.22/1.85€0.66,L//2.5= =8.17w hW 1.0562.5查圖4—9,查圖4—9,知E=1圖4-9液流收縮系數(shù)計(jì)算圖則h€2.84OW則h€2.84OWrl…E—h1000U丿w2.84r9.36…x1x100011.056丿23€0.012m故h€0.07故h€0.07—0.012€0.058mW管滴寬度W及降液管滴面積Adf由l/D€0.66w圖4-11弓形降液管的寬度和面積查圖4T1，得W/D€0.124,A/A=0.0722dfT故W€0.124x1.6€0.198md,A€0.0722xD2€0.145m2f 4由下式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即小0.冷€25-1'5（符合要求）降液管底隙高度ho取液體通過(guò)降液管底隙得流速u(mài)€0.08m/s ，依下式計(jì)算降液管底隙高度h0.0026oo0.0026h€_L一€ €0.031m…0.025m （符合要求）olu1.056x0.08x3600W0三）塔板布置1?取邊緣區(qū)寬度W€0.06m，安定區(qū)寬度W€0.085mcs2.依下式計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積Aa

n xA，2x.'R2一x2+ R2sin-1a 180 R，20.517Jo.742—0.5172+工x0.742sin<10.517，1.39m2_ 180 0.74?D1.6其中x， <(W+W)， —(0.198+0.085)，0.517m2ds2R，——W，16—0.06，0.74m2 c 2圖4-8塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)其中：h——出口堰高W其中：h——出口堰高W度how堰上液層高度hO降液管底隙高h(yuǎn)――進(jìn)口堰及降液管的水平距離h――進(jìn)口堰及降液管的水平距離h――進(jìn)口堰高 H1 W d層高度H――板間距 l――堰長(zhǎng)TW降液管高度降液管中清液W――弓形dW――無(wú)效周邊高度cWW――無(wú)效周邊高度cW——安定區(qū)寬度 D——塔徑sR――鼓泡區(qū)半徑x——鼓泡區(qū)寬度的1/2t——同一橫排的閥孔中心距（單位均為m）（四）篩孔數(shù)n及開(kāi)孔率p

取篩孔的孔徑d€6mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚5=3mm，取t/d=3，00故孔中心距t=3,6=18mm（1.155n= （1.155n= It2———,1.39=4955孔10.0182丿依下式計(jì)算塔板上的開(kāi)孔區(qū)的開(kāi)孔率p，即p=盒％€嚴(yán)07%=（0.907<€10.1%（在5%?15%范圍內(nèi)）A （t/d）2 10.006 >2a00.018每層塔板上的開(kāi)孔面積A為0A=pA=0.101,1.39=0.14039m20a氣體通過(guò)篩孔的氣速U€仝=2.298 €16.37m/s0A0.101,1.390（五）塔有效高度Z（精餾段）Z€（N精-1）H€（43-1）,0.45€18.9mT（六） 塔高計(jì)算七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算（一）氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)降的液柱高度hp依式h€h+h+hpel ◎1.干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c查圖4T3,查圖4T3,C€0.76O7 、川、nnc/16.37?2(1.38?h=0.051(—^)2(匸込)=0.051 =0.04mc Cp (0.76丿(826.63丿OL2.氣流穿過(guò)板上液層壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮lV sV s A—ATf2.2983.14x(0.8)2<0.145二1.23m/sFF€up€1.23xj!38€1.44aaV由圖4-14查取板上液層充氣系數(shù)卩為0.6。依右式h€ph€p(h+h)=0.6x0.07=0.042mlLWOW3.克服液體表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮€依式（4-41）h=47= 4%39.26%10-3 =0.00323m€pgd826.63,9.81,0.006Lo故h=h+h+h=0.040+0.042+0.00323=0.08523p e l €單板壓強(qiáng)降A(chǔ)P二h?g=0.08523,826.63,9.81二0.69<0.7kPa（設(shè)計(jì)允許值）PPL（二）霧沫夾帶量e的驗(yàn)算V依式（4-41）5.7,10-6 u、 5.7,10-6 1.23 、e= (a)3.2= ( )3.2v€H—h 39.26,10-30.45—0.175Tf=0.018kg夜/kg氣<0.1kg液/kg氣式中，h——塔板上鼓泡層高度，可按泡沫層相對(duì)密度為0.4考慮，即fh=(h/0.4)=2.5h=2.5X0.07=0.175fLL故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。三）漏液的驗(yàn)算u=4.4Cv(0.0056+0.13h-h)?/?OW O、 / L€LV、=4.4,0.76^(0.0056+0.13,0.07-0.00323),826.63-1.38=&77m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=上4=16.37=1.87<1.5u8.77OW故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。四）液泛的驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度H<Q(H+h)。d TWh=0.153(L^-)2=0.153(0.08)2=0.00098md l-hWOH=h+h+h=0.08523+0.07+0.0009=0.156mdPLd取①二0.5，貝U①(H,h)€0.5x(0.45,0.058)=0.254mTW故H?Q(H,h)，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。dTW根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。八、塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線（1）5.7x10-6 ue€ ( a)3.2V cH—hTfVU€ s—aA—A

T匕 €0.536V2.0096-0.145 sa）h€2.5(hfW,h)€2.5h,2.84x10-3E(OW3600L、2 4)3b）近似取Eu1.0,h€0.058m,l=1.056mWWh€2.50.058+2.84x10-3x1.0(€0.2+1.61L2s3600L、2s)31.056取霧沫夾帶極限值e為0.lkg液/kg氣，已知c€39.26x10-3N/m,H=0.45m,VT并將式（a）、⑹代入€沖'得下式:Tf5.7x10-6 0.536V0.1€ ( s—)3.239.26x10…30.25-1.61L3sV€3.28—21.12L3ss1）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)L值，依（1）式算出相應(yīng)的V值列于下表中。ss0.6x10-41.5x10-33.0x10-34.5x10-33.253.002.842.7依表中數(shù)據(jù)在V-L圖中做出霧沫夾帶線（1）,如圖4-24所示。ss*)二）液泛線（2）*)H=?(H,h)=h,h,h,hdTWPWOWd近似取E…1.0，l二1.056mWh =2.84x10-h =2.84x10-3E(OW4)3=2.84x10-3( 4)3l 1.056Wc)h=h,h,hPelc)h=h,h,hPela)=0.051(—^)2pvCApOo L1.38=0.051( )2 =0.00748V20.76x0.20 826.63 suph=0.051(—)2(上c CpOLVsh=e(h,h )=0.6x0.058,0.6433LlOWOW .、2S3S丿=0.0348,0.3859L2S3hOW=0.6433L3sh二h二0.00323（已算出）故h=0.00748V2,0.0348,故h=0.00748V2,0.0348,0.3859L3,0.00323P s s3=0.03803,0.00748V2,0.3859L：ssd)③hd=°153(占)2=0?153(105^)2=142?77L2WOe)將H為0.45m，h為0.058m，?=0.5及式(c)(d)(e)代入TW*）式得：0.5(0.45€0.058)=0.03803+0.00748V2+0.3859L；+0.058+0.643L；+142.77L2ssss整理得：V2=21.12—137.55L；—19087L2 (2)sss在操作范圍內(nèi)取若干L值，依式(2)計(jì)算V值，列于下表中。ss0.6x10，41.5x10，33.0x10，34.5x10，34.574.394.274.12依表中數(shù)據(jù)做出液泛線（2）,如圖4-24中線（2）所示。三）液相負(fù)荷上限線（3）取液體在降液管中停留時(shí)間為5s,L二d二°145x°45二0.01305m3/ss,max液泛負(fù)荷上限線（3）在V-L坐標(biāo)圖上為及氣體流量V無(wú)關(guān)得垂直線，如圖4-24ss s線（3）所示。四）漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）由h二h+h二0.058+0.6433L3、代人式漏液點(diǎn)氣速式:L W OW s3u=4.4C「(0.0056+0.13h-h)p/pOW O LoLVVs,minAOVs,minAO=4.4x0.76 0.0056+0.13(0.058+0.6433L；)—0.00323—826.631.38A前已算出為0.14m2，代入上式并整理，得OV 二11.^；'0.00991+0.0836L：s,min 、 sJ此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個(gè)L值，依（4）式計(jì)算相應(yīng)得Vss值。0.6x10-40.6x10-41.5x10-33.0x10-34.5x10-31.141.201.231.261.141.201.231.26列于下表中，依附表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線（4），如圖4-24中線（4）所示。五）液相負(fù)荷下限線（5）取平堰、堰上液層高度，h€0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依下式計(jì)算，取OWE沁1.0，貝Uh€0.6433LOW0.006=0.6433L；s整 理 上 式 得 L =9?10人-4m3/ss,min5）依此值在V-L圖上作線（5）即為液相負(fù)荷下限線，如圖7所示。ssVs,min將以上5條線標(biāo)繪于圖4-24（V-L圖）中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍ss區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，0P為操作線。0P線及線（1）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為V，0P線及氣象負(fù)荷下限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為V。s,max s,min其中P（L，V）即（3.7X10-3，33.3）ss可知本設(shè)計(jì)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€右€3.82€3.38s,min九、篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表篩板塔的工藝計(jì)算結(jié)果匯總見(jiàn)表10序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm,°C92.992平均壓力Pm,kPa120.353氣相流量Vs,(m'/s)2.2984液相流量Ls,(m3/s)0.00265實(shí)際塔板數(shù)536有效段高度Z,m23.757塔徑，m1.68板間距，m0.45

9溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長(zhǎng)，m1.05612堰咼，m0.05813板上液層高度，m0.0714堰上液層