化工原理(乙醇—水连续精馏塔的设计).docx

题目乙醇水连续精馏塔的设计第一章 绪论2一、目的：2二、参数：2三、设计内容：3其次章 课程设计报告内容3一、精馏流程确实定3二、塔的物料衡算3三、塔板数确实定4四、塔的工艺条件及物性数据计算6五、精馏段气液负荷计算10六、塔和塔板主要工艺尺寸计算10七、筛板的流体力学验算15八、塔板负荷性能图18九、筛板塔的工艺设计计算结果总表23十、精馏塔的附属设备及接收尺寸23第三章 总结24另附：化工原理课程设计任务书.乙醇水连续精馏塔的设计第一章 绪论一、目的：通过课程设计进一步稳固课本所学的内容，培育学生运用所学理论学问进展化工单元过程设计的初步力气，使所学的学问系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调整技术资料，自行确定设计方案， 进展设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。在常压连续精馏塔中精馏分别含乙醇 25%的乙醇水混合液，分别后塔顶馏出液中含乙醇量不小于 94%，塔底釜液中含乙醇不高于 0.1%均为质量分数。二、参数：（1） 设计任务l 进料乙醇 X = 30 %质量分数，下同l 生产力气 Q = 100t/dl 塔顶产品组成 > 94 %l 塔底产品组成 < 0.1 %（2） 操作条件l 操作压强：常压l 精馏塔塔顶压强：Z = 3 KPal 进料热状态：泡点进料l 回流比：自定待测l 冷却水： 20 l 加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPal 单板压强： 0.7l 全塔效率：ET= 52 %ll三、设计内容：建厂地址：南京地区塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏（1） 设计方案确实定及流程说明（2） 塔的工艺计算（3） 塔和塔板主要工艺尺寸的计算a、塔高、塔径及塔板构造尺寸确实定；b、塔板的流体力学验算；c、塔板的负荷性能图（4） 设计结果概要或设计一览表（5） 精馏塔工艺条件图（6） 对本设计的评论或有关问题的分析争论其次章 课程设计报告内容一、精馏流程确实定乙醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽承受全凝器冷凝后，一局部作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜承受间接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。二、塔的物料衡算(一) 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数x=30 / 46= 0.144F30 / 46 + 70 /18x=94 / 46D94 / 46 + 6 /18x=0.1/ 46= 0.86= 0.0004W0.1/ 46 + 99.9 /18(二) 平均摩尔质量M= 0.144 ´ 46 + (1 - 0.144) ´18 = 22.03kg / kmolFM= 0.86 ´ 46 + (1 - 0.86) ´18 = 42.08kg / kmolDM= 0.0004 ´ 46 + (1 - 0.0004) ´18 = 18.01kg / kmolW(三) 物料衡算总物料衡算D + W = F易挥发组分物料衡算xDD + xW = xFwF日生产力气 Y=100 吨F =m= 100 *1000= 189.14kmol / hMf · T22.03 ´ 24联立以上三式得三、塔板数确实定(一) 理论塔板数 NTF = 189.14kmol / h D = 30.94kmol / h W = 158.2kmol / h的求取乙醇、水属抱负物系，可承受 M.T.图解法求 NT1. 依据乙醇、水的气液平衡数据作 y-x 图附表 乙醇水气液平衡数据液相中乙醇的摩尔分数气相中乙醇的摩尔分数液相中乙醇的摩尔分数气相中乙醇的摩尔分数0.00.00.250.5510.010.110.300.5750.020.1750.40.6140.040.2730.50.6570.060.340.60.6980.080.3920.70.7550.10.430.80.820.140.4820.8940.8940.180.5130.950.9420.20.5251.01.01.00.8图：乙醇水的 y-x 图及图解理论板2. 乙醇水体系的平衡曲线有下凹局部，求最小回流比自a x, x作D,D,平衡线的切线并延长与 y 轴相交，截距即R= 2.15min取操作回流比 R = 1.5R= 1.5 ´ 2.15 = 3.23minxDR+ 1min= 0.273精馏塔的气液相负荷L=LD=3.23*30.94=99.94V=(R+1)D=130.88 L=L+F=288.93 V=V=130.88+故精馏段操作线方程 y =RxDR + 1R + 1即 y = 0.764 x + 0.203提馏段操作线方程 y =L”W-x”XwV ”V ”即 y=2.21X-0.0053. 作图法求理论塔板数 N得TN= 20.5层包括再沸器。其中精馏段理论板数为 18 层，提留段为 2.5T层包括再沸器，第 18 层为加料板。(二)全塔效率 ET ET=52%(三)实际塔板数 N精馏段 N精=18= 35 层0.52提留段 N提= 2.50.52= 5 层四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进展计算一操作压强 Pm塔顶压力 PD= 3 + 101.3 = 104.3kPa取每层塔板压强降P = 0.7kPa则进料板压强 PF= 104.3 + 43´ 0.7 = 134.4kPa精馏段平均操作压强 Pm= 104.3 + 134.4 = 119.35kPa2二温度 tm依据操作压力，通过方程试差法计算出泡点温度，其中水、乙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。 方程为 P = p 0 xAA+ p 0 xBB式中：x溶液中组分的摩尔分数；P 溶液上方的总压，Pa；p 0同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa。下标 A 表示易挥发组分，B 表示难挥发组分 安托因方程为lg p 0 = A -式中：BT + Cp 0 在温度为 T 时的饱和蒸汽压，mmHgT温度，A,B,CAntoine 常数，其值见下表。附表Antoine 常数组分ABC乙醇8.044961554.3222.65水7.966811668.21228计算结果如下： 塔顶温度- 1554.3公式：108.04496 t +222.65´ 0.133´ 0.86 + 107.96681-1668.21 ´ 0.133´ 0.14 = 105.33t +228t= 81.48D进料板温度- 1554.3公式：108.04496 t +222.65´ 0.133´ 0.0644 + 107.96681-1668.21 ´ 0.133´ 0.9356 = 135.4t +228t= 104.5F则精馏段平均温度t=M三平均摩尔质量 Mm81.48 + 104.5 = 92.992塔顶 xD= y= 0.86 ，查平衡曲线得1MVDmMLDmX1=0.854= 0.86 ´ 46 + (1 - 0.86) ´18 = 42.08kg / kmol= 0.854 ´ 46 + (1 - 0.854) ´18 = 41.912kg / kmol进料板 即查气液平衡曲线，可得 yF= 0.524xF= 0.191MVDmMLDm= 0.524 ´ 46 + (1 - 0.524) ´18 = 32.672kg / kmol= 0.191´ 46 + (1 - 0.191) ´18 = 23.348kg / kmol则精馏段平均摩尔质量：42.08 + 32.672M=Vm(精= 37.736kg / kmol2MLm(精= 41.912 + 23.348 = 32.63kg / kmol2四平均密度rm1. 液体密度rLm附表 乙醇与水的密度温度/2030405060708090100110乙醇密度/kg/m3795785777765755746735730716703水密度/kg/m3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0：1/ rLm= a /rALA+ a /rBLBa为质量分数塔顶由于 tD= 81.48所以 90 - 80= 81.48 - 80r= 734.26kg / m3730 - 735r乙- 735乙90 - 80= 81.48 - 80r= 970.84kg / m3965.3 - 971.8r水- 971.8水1rLmD=0.94+0.06r734.26970.84LmD= 745.16kg / m3进料板由加料板液相组成 xA= 0.191a=0.191´ 46= 0.38A0.191´ 46 + (1 - 0.191) ´18由于tF= 104.5所以 110 - 100 = 104.5 - 100r= 710.15kg / m3703 - 716r乙- 716乙110 - 100= 104.5 - 100r= 955.07kg / m3951.0 - 958.4r水- 958.4水1rLmF=0.38+ 1 - 0.38r710.15955.071LmF= 844.38kg / m3故精馏段平均液相密度 r2. 气相密度rLm(精= 745.16 + 844.38= 794.77kg / m32mVPr=m MVm120.35 ´ 37.763= 1.49kg / m3Vm(精RT8.314 ´ (92.99 + 273.15)五液体外表张力sm附表 乙醇与水的外表张力温度2030405060708090100110/乙醇外表张力22.321.220.419.818.81817.116.215.214.4×103/N/m5水外表张力72.671.269.667.766.264.362.660.758.856.9×103/N/m塔顶由于 t= 81.48D所以 90 - 80= 81.48 - 80s= 17.01mN / m16.2 - 17.15s乙- 17.15乙90 - 80= 81.48 - 80s= 62.32mN / m60.7 - 62.6s水进料板 由于 t= 104.5F- 62.6水所以 110 - 100 = 104.5 - 100s= 14.84mN / m14.4 - 15.2s乙- 15.2乙110 - 100= 104.5 - 100s= 57.945mN / ms= ånx smiii=156.9 - 58.8s水- 58.8水s= 0.86 ´17.01 +1 - 0.86´ 62.32 = 23.35mN / mm(顶s= 0.191´14.81 +1 - 0.191´ 57.945 = 49.71mN / mm(进则精馏段平均外表张力为s六液体黏度mLm=m(精23.35 + 49.71 = 36.53mN / m2： lg m1AA= T - B乙醇的 A=686.64B=300.88塔顶 lg m=686.64- 686.64m= 0.451 mRa × s乙273.1 + 81.48300.88乙水的黏度90 - 80= 81.48 - 80m= 0.350 mRa × s31.65 - 35.65m水- 35.65水进料板 lg m=686.64- 686.64m= 0.344 mRa × s乙273.1 + 104.5300.88乙水的黏度110 - 100= 104.5 - 100m= 0.302 mRa × sm= ånLmi=128.38 - 31.65m水x mii- 31.65水m= 0.86 ´ 0.451 +1 - 0.86´ 0.350 = 0.437 mRa × sL(顶m= 0.344 ´ 0.191 +1 - 0.191´ 0.302 = 0.31 mRa × sL(进则精馏段平均液相黏度为m五、精馏段气液负荷计算Lm(精= 0.437 + 0.31 = 0.37 mRa × s2V = (R + 1)D = (3.23 + 1) ´ 30.94 = 130.88kmol / hVMV=Vm (精=S3600rVm (精130.88 ´ 37.7633600 ´1.38= 0.99m3 / sL = RD = 3.23 ´ 30.94 = 99.94kmol / hLML=Lm (精=S3600rLm (精99.94 * 32.633600 ´ 794.77= 0.0011m3 / sL= L× 3600 = 0.0011´ 3600 = 4.10m3 / hhS六、塔和塔板主要工艺尺寸计算一塔径 D参考表 4-1，初选板间距 H= 0.45m ,取板上液层高度h= 0.07mTL表 4-1 板间距与塔径的关系塔径 D/m板间距HT/mm0.30.52003000.50.82503500.81.63004501.62.43506002.44.0400600H- hTT= 0.45 - 0.07 = 0.38m1Lr1æ 0.0026 öæ 826.63 ö(S )( rL ) 2 = ç÷ç÷ 2= 0.0277èøèV2.298SV1.38ø查图 4-5 可知， C20s图 4-5Sminth 关联图= 0.076 ，依照下式校正 Cæ 39.26 ö0.2C = C()0.2= 0.076 ´ ç÷= 0.0872020è20ørL- rrVVu= Cmax= 0.087= 1.81m / s826.63 - 1.381.38取安全系数为 0.70，则u = 0.70u4Vp uS故 D =max= 0.7 ´1.81 = 1.267m / s4 ´ 2.2983.14 ´1.267= 1.52m按标准，塔径圆整为 1.6m，S则空塔气速u¢ = 4V=4 ´ 2.298= 1.14m / sp D 23.14 ´1.62二溢流装置承受单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1. 溢流堰长lwl为 0.66D，即wl= 0.66 ´1.6 = 1.056mw2. 出口堰高hwh= h- hwLow9.36由l/ D = 1.22 /1.85 = 0.66， Lwh/ l 2.5W=1.0562.5= 8.17图 4-9 液流收缩系数计算图查图 4-9，知 E =1则h=2.84æ Lö 32Eçh ÷2.849.362æö=´1´ ç÷ 3= 0.012mèøOW1000lw1000è 1.056 ø故 h= 0.07 - 0.012 = 0.058mW3. 管滴宽度Wd与降液管滴面积 Af由l/ D = 0.66w图 4-11 弓形降液管的宽度和面积查图 4-11，得Wd/ D = 0.124， A/ AfT= 0.0722故W= 0.124 ´1.6 = 0.198mdpA= 0.0722 ´f4 D 2 = 0.145m2由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即A H0.145 ´ 0.45q =ff=Ls0.0026= 25.1 ³ 5(符合要求)4. 降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙得流速 uo度ho= 0.08m / s，依下式计算降液管底隙高Lh=s0.0026= 0.031m > 0.025m符合要求oluW01.056 ´ 0.08 ´ 3600三塔板布置1. 取边缘区宽度W= 0.06m ，安定区宽度 W= 0.085mcs2. 依下式计算开孔区面积 AaR 2 - x 2xA= 2 xaé+ R 2 sin -1180R0.742 - 0.5172p0.517 ù= 2êë0.517+´ 0.742 sin -11800.74 úû= 1.39m 2其中 x =D- (W2d+ W ) = 1.6 - (0.198 + 0.085) = 0.517ms2R = D - W2c= 1.6 - 0.06 = 0.74m 2图4-8塔板构造参数其中: h出口堰高h堰上液层高度h降液管W底隙高度owOh 进口堰与降液管的水平距离 h¢ 进口堰高H1Wd降液管中清液层高度 HT 板间距lW 堰长W 弓形降液管高度dW 无效周边高度Wcs安定区宽度D塔径R鼓泡区半径x鼓泡区宽度的 1/2t同一横排的阀孔中心距 (单位均为 m)四筛孔数 n 与开孔率j取筛孔的孔径 d= 6mm ，正三角形排列，一般碳钢的板厚 d = 3mm ，取0t / d= 3 ，0故孔中心距t = 3´ 6 = 18mm依下式计算塔板上的筛孔数 n，即èøn = æ 1.155 ö A= æ 1.155 ö ´1.39 = 4955孔çt 2÷aç÷è 0.0182 ø依下式计算塔板上的开孔区的开孔率j ，即j = A% =A0.907% = (0.907) = 10.1% 在 5%15%范围内0(t / d )a00.00620.0182每层塔板上的开孔面积 A 为0A= j A0a= 0.101´1.39 = 0.14039m 2V2.298气体通过筛孔的气速 u0=sA0= 16.37m / s0.101´1.39五塔有效高度 Z精馏段Z = (N精 - 1)HT = (43 - 1)´ 0.45 = 18.9m(六) 塔高计算七、筛板的流体力学验算一气体通过筛板压强降的液柱高度hp依式 hp= h + h + hels1. 干板压强降相当的液柱高度hc依d/ d = 6 / 3 = 20图 4-13 干筛孔的流量系数查图 4-13， CO= 0.76=uræ 16.37 ö2 æ1.38öh0.051(o )2 (V )0.051ç÷ ç÷0.04mcCrOLè 0.76 ø è 826.63 ø2. 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度hlV2.298sua = A- A1.38Tf=3.14 ´(0.8)2- 0.145= 1.23m / srVF= uaa= 1.23 ´= 1.44图 4-14 充气系数关系图由图 4-14 查取板上液层充气系数为 0.6。依右式 hl= bhL= b (hW+ h)= 0.6 ´ 0.07 = 0.042mOW3. 抑制液体外表张力压强降相当的液柱高度hs依式4-41 h=s4sr gdLo=4 ´ 39.26 ´10-3 826.63 ´ 9.81´ 0.006= 0.00323m故h= h+ hpel+ h= 0.040 + 0.042 + 0.00323 = 0.08523s允许值)单板压强降 DPP= h rPg = 0.08523 ´ 826.63 ´ 9.81 = 0.69 <0.7kPa( 设计L二雾沫夹带量eV的验算依式4-415.7 ´10-6u5.7 ´10-61.23e=(a)3.2=()3.2VsH- hTf39.26 ´10-30.45 - 0.175= 0.018kg夜/kg气< 0.1kg 液/kg气式中， hf即塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为 0.4 考虑，h = hfL0.4=2.5 hL=2.5×0.07=0.175故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。三漏液的验算(0.0056 + 0.13h- h )r(0.0056 + 0.13´ 0.07 - 0.00323Ls/ rLVu= 4.4C)´ 826.63 ¸1.38OWO= 4.4 ´ 0.76 ´= 8.77m / s筛板的稳定性系数 K = uOu= 16.37 = 1.87 > 1.5 8.77OW故在设计负荷下不会产生过量漏液。四液泛的验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 Hd£ F(HT+ h) 。Wh= 0.153(Ls)2 = 0.153(0.08)2 = 0.00098mdl× hWOH= hdP+ h+ hLd= 0.08523 + 0.07 + 0.0009 = 0.156m取F = 0.5，则F(HT+ h) = 0.5 ´ (0.45 + 0.058) = 0.254mW故 H< F(HdT+ h) ，在设计负荷下不会发生液泛。W依据以上塔板的各项流体体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是适宜的。八、塔板负荷性能图一雾沫夹带线15.7 ´10-6ue=(a)3.2VsVu=sH- hTf=Vs= 0.536VaaA- ATf2.0096 - 0.145Sé3600L2 ùh= 2.5(h+ h) = 2.5êh+ 2.84 ´10-3 E(s ) 3 úûëfWOWWlW近似取 E » 1.0， hW= 0.058m ， lW= 1.056mé3600L2 ù故h= 2.5ê0.058 + 2.84 ´10-3 ´1.0(s ) 3 úbfë= 0.2 + 1.61L 2s 31.056û取雾沫夹带极限值 eVH= 0.45m ，T为 0.1kg 液/kg 气， s = 39.26 ´10-3 N / m ，并将式a、b代入e= 5.7 ´10-6 (ua)3.2 ,得下式：VsH- hTf5.7 ´10-60.1 =(0.536Vs)3.2整理得39.26 ´10-30.25 - 1.61L 2s 31V= 3.28 - 21.12L 2ss 3在操作范围内，任取几个 Ls值，依1式算出相应的Vs值列于下表中。Ls0.6 ´10-41.5 ´10-33.0 ´10-34.5 ´10-3m3 / sVs3.253.002.842.7m3 / s依表中数据在V- L 图中做出雾沫夹带线1，如图 4-24 所示。ss二液泛线2*H= F(HdT+ h) = h+ h+ h+ hWPWOWd近似取 E » 1.0 ， l= 1.056mW3600L23600L2 hOW故c= 2.84 ´10-3 E(s ) 3lW= 2.84 ´10-3 (s ) 31.056h= 0.6433L 2OWs 3 h= hPc+ h + hlsurVrh= 0.051(o )2 (V) = 0.051(s)2VcCrOLCArOoL= 0.051(Vs1.38)2= 0.00748V 20.76 ´ 0.20826.63sh= e(hlOW+ h)= 0.6 ´ æ 0.058 + 0.6433LçOWèS2 ö = 0.0348 + 0.3859L 23 ÷øS 3h= 0.00323(已算出)s故 h= 0.00748V 2Ps+ 0.0348 + 0.3859L 2s 3+ 0.00323d= 0.03803 + 0.00748Vs2 + 0.3859L 2s 3LLh= 0.153(s)2 = 0.153(s)2 = 142.77L 2edl× hWO1.056 ´ 0.031s将 H为 0.45m， hTW得：为 0.058m， F = 0.5及式cde代入*式0.5(0.45 + 0.058) = 0.03803 + 0.00748V 2s+ 0.3859L 2s 3+ 0.058 + 0.643L 2s 3+ 142.77L 2s整2理得：V 2 = 21.12 -137.55L 2ss 3-19087L 2s在操作范围内取假设干 Ls值，依式2计算Vs值，列于下表中。Ls0.6 ´10-41.5 ´10-33.0 ´10-34.5 ´10-3m3 / sVs4.574.394.274.12m3 / s依表中数据做出液泛线2，如图 4-24 中线2所示。三液相负荷上限线3取液体在降液管中停留时间为 5s，A× H0.145 ´ 0.45Ls,max=fT=t5= 0.01305m3 / s液泛负荷上限线3在Vs如图 4-24 线3所示。- L 坐标图上为与气体流量Vss无关得垂直线，四漏液线气相负荷下限线4由 h= h+ hLWOW= 0.058 + 0.6433L2 、us 3OWV= s,minAO代人式漏液点气速式：(0.0056 + 0.13h- h )rLsLV/ ru= 4.4Cé2ê0.0056 + 0.13(0.058 + 0.6433L) - 0.00323ës 3ù 826.63úû1.38OWOVs,minAO= 4.4 ´ 0.76A 前已算出为 0.14m2，代入上式并整理，得OVs,min= 11.40.00991 + 0.0836L 2s 3此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n 个 Ls值，依4式计算相应得V 值。sLs0.6 ´10-41.5 ´10-33.0 ´10-34.5 ´10-3m3 / sV sm3 / s1.141.201.231.26列于下表中，依附表中数据作气相负荷下限线4，如图 4-24 中线4所示。五液相负荷下限线