化工原理比重图

1化工原理课程设计报告48000 吨/年乙醇 水精馏装置设计年级专业设计者姓名设计单位完成日期 年 月 日2目 录一、概述 41.1 设计依据 41.2 技术来源 41.3 设计任务及要求 5二：计算过程 61. 塔型选择 62. 操作条件的确定 62.1 操作压力 62.2 进料状态 62.3 加热方式 72.4 热能利用 73. 有关的工艺计算 73.1 最小回流比及操作回流比的确定 83.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 93.3 全凝器冷凝介质的消耗量 93.4 热能利用 103.5 理论塔板层数的确定 103.6 全塔效率的估算 113.7 实际塔板数 PN124. 精馏塔主题尺寸的计算 124.1 精馏段与提馏段的体积流量 124.1.1 精馏段 124.1.2 提馏段 144.2 塔径的计算 154.3 塔高的计算 175. 塔板结构尺寸的确定 175.1 塔板尺寸 185.2 弓形降液管 185.2.1 堰高 185.2.2 降液管底隙高度 h0195.2.3 进口堰高和受液盘 195.3 浮阀数目及排列 1935.3.1 浮阀数目 195.3.2 排列 205.3.3 校核 206. 流体力学验算 216.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) ph216.1.1 干板阻力 ch216.1.2 板上充气液层阻力 1216.1.3 由表面张力引起的阻力 226.2 漏液验算 226.3 液泛验算 226.4 雾沫夹带验算 237. 操作性能负荷图 237.1 雾沫夹带上限线 237.2 液泛线 247.3 液体负荷上限线 247.4 漏液线 247.5 液相负荷下限线 247.6 操作性能负荷图 258. 各接管尺寸的确定 278.1 进料管 278.2 釜残液出料管 278.3 回流液管 288.4 塔顶上升蒸汽管 288.5 水蒸汽进口管 284一、概述乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1.1 设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。51.3 设计任务及要求原料：乙醇水溶液，年产量 48000 吨乙醇含量：35%( 质量分数)，原料液温度：45设计要求：塔顶的乙醇含量不小于 90%(质量分数)塔底的乙醇含量不大于 0.5%(质量分数)表 1 乙醇水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)0.0 0.0 0.40 0.6140.004 0.053 0.45 0.6350.01 0.11 0.50 0.6570.02 0.175 0.55 0.6780.04 0.273 0.60 0.6980.06 0.34 0.65 0.7250.08 0.392 0.70 0.7550.10 0.43 0.75 0.7850.14 0.482 0.80 0.820.18 0.513 0.85 0.8550.20 0.525 0.894 0.8940.25 0.551 0.90 0.8980.30 0.575 0.95 0.9420.35 0.595 1.0 1.06二：计算过程1. 塔型选择根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为 ，由于产品粘度较小，流量较大，为减少67/kgh造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。2. 操作条件的确定2.1 操作压力由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压其中塔顶压力为 51.032Pa塔底压力 .(630)N2.2 进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料72.3 加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。2.4 热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。3. 有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。原料液的摩尔组成： 3235/460.1748CHOfnx同理可求得： 0.79,.2DWxx原料液的平均摩尔质量：322(1).1460.8)12.3/ffCHOfHOMxMkgmol8同理可求得： 39.81/,18./DWMkgmolkgmol45下，原料液中 2 3237. 75/HOCHO由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表 2。表 2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称 原料液 馏出液 釜残液/%fx35 90 0.5(摩尔分数)f 0.1740 0.7790 0.0002摩尔质量 /kgmol22.3 39.81 18.1沸点温度 /t83.83 78.62 99.383.1 最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料， ，过点 做直线0.174qfx(0.174,)e交平衡线于点 ，由点 可读得 ，因此：0.174xd56qymin(1).9.560.79014qxyR又过点 作平衡线的切线，切点为 ，读得其坐标为0.79,)a g，因此：.5,68qqxymin(2)0.79.60.795DqxyR9所以， mini(2)0.789R可取操作回流比 min1/.2)R3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为 300 天，每天开车 24 小时计，进料量为：3480129/.Fkmolh由全塔的物料衡算方程可写出：(蒸汽) 0VDW0y65.8/DkmolhfyFxx34W(泡点) LqRF1q01.7/Vkl3.3 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷： (1)CVDLQRI可以查得 ，所以126/,253.9/VDLDIkJgIkJg6()5.839.()01/CQkJh取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为 25和 35则平均温度下的比热 ，于是冷凝水用量可求：4.17/pckJgC621530210/().()CpcWkht103.4 热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量 可记fQ为： 21()ffpffQWct其中 83.456.fmt C在进出预热器的平均温度以及 的情况下可以查得比热64.fmt，所以，4.275/pfckJg3 68014.275(8.34)1.07/fQkJh釜残液放出的热量 12wpwQWct若将釜残液温度降至 25tC那么平均温度 9.387.wmt其比热为 ，因此，4.1/pckJg636.859(.385)1.20/wQkJh可知， ，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点f3.5 理论塔板层数的确定精馏段操作线方程： 10.5.391DnnnxRy提馏段操作线方程：11102.70.54nmwmWyxxV线方程：q.14在 相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出yx块(含塔釜)8TN其中，精馏段 13 块，提馏段 5 块。3.6 全塔效率的估算用奥康奈尔法( )对全塔效率进行估算：Oconel由相平衡方程式 可得1(xy(1)yx根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得：(塔顶第一块板)10.79Dyx10.74x(加料板)56f f(塔釜).2wx .26wy因此可以求得： 1.3,5.06,13.fw全塔的相对平均挥发度： 331.224.36mfw全塔的平均温度： 78.6.9.87.033DfWmtt C 12在温度 下查得mt2 320.37,0.8HOCHOmPasmPas因为 LiLx所以， .14.8(.14).7.6f s全塔液体的平均粘度： ()/3(0.2.3802)/.34LmfLDW mPas全塔效率 .45 0.24510.9(9%(.6)TLE3.7 实际塔板数 PN块(含塔釜)/18/0.45PTE其中，精馏段的塔板数为： 块13/0.45294. 精馏塔主题尺寸的计算4.1 精馏段与提馏段的体积流量4.1.1 精馏段整理精馏段的已知数据列于表 3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量： 12.3870/fMkgmol液相平均温度： 86.2fDmt C13表 3 精馏段的已知数据位置 进料板 塔顶( 第一块板)0.5fx10.9Dyx质量分数 732fy85.14fx1.7Dyx摩尔分数 056fy042.3LfM38.LfM摩尔质量/ /kgmol4Vf 91Vl温度/ 83.83 78.62在平均温度下查得 2 323971./,75/HOCHOkgmkgm液相平均密度为： 322 1LmLmLCHOHxx其中，平均质量分数 0.3580.63L所以， 814/Lmkg精馏段的液相负荷 65.8/RDkmolh302.4/1nLM同理可计算出精馏段的汽相负荷。14精馏段的负荷列于表 4。表 4 精馏段的汽液相负荷名称 汽相 液相平均摩尔质量/ /kgmol30 36.13平均密度/ 3814 1.251体积流量/ /h2.43(0.000625 )3/ms3804(1.056 )3/ms4.1.2 提馏段整理提馏段的已知数据列于表 5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表 6。表 5 提馏段的已知数据位置 塔釜 进料板0.Wx0.35fx质量分数 65y72fy.2Wx.14fx摩尔分数 0y056fy18.LWM2.3LfM摩尔质量/ /kgmol7V 4Vf温度/ 99.38 83.8315表 6 提馏段的汽液相负荷名称 液相 汽相平均摩尔质量/ /kgmol20.2 25.6平均密度/ 3911 0.816体积流量/ /h8.09(0.00225 )3/ms4132(1.15 )3/ms4.2 塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量： 3()1.056.1.0/22SJTVms汽塔的平均液相流量： 3().746/SJTL s汽塔的汽相平均密度：31.250.861.5/VJT kgm汽塔的液相平均密度：349/2LJT塔径可以由下面的公式给出：4SVDu16由于适宜的空塔气速 ，因此，需先计算出最大max(0.68)uu允许气速 。maxuaxLVC取塔板间距 ，板上液层高度 ，那么0.4TH160.hm分离空间：1.6.3Th功能参数： 01486() 0.325SLV从史密斯关联图查得： ，由于 ，需先求207C0.2()C平均表面张力：全塔平均温度 ，在此温6.839.86.53DFWT度下，乙醇的平均摩尔分数为 ，所以，液07410237体的临界温度： 0.37(23)(.)(4.)609cicTx K设计要求条件下乙醇水溶液的表面张力 21/dynm平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：，1.221()mcT1.2609(73865)9.5/yc所以：0.29.73()73C17max 8631.050.72./LVuCms0.721.4/ms30.95.6D根据塔径系列尺寸圆整为 10D此时，精馏段的上升蒸汽速度为：224.56.34/SJJVums提馏段的上升蒸汽速度为：21./STsD4.3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算：(2)PTFWZHNSH已知实际塔板数为 块，板间距 由于料液较清洁，400.4Tm无需经常清洗，可取每隔 8 块板设一个人孔，则人孔的数目 为： S个401S取人孔两板之间的间距 ，则塔顶空间 ，塔底0.6TH1.2DH空间 ，进料板空间高度 ，那么，全塔高度：2.5WHm.5Fm1(40).4.20.Z185. 塔板结构尺寸的确定5.1 塔板尺寸由于塔径大于 800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度 ，破沫区宽度 ，40CWm70SWm查得 705Wl弓形溢流管宽度 16d弓形降液管面积 2.07fAm/./854.9fT2.6CRDW/0.1.07.284dSx m验算：液体在精馏段降液管内的停留时间0.76.41.85fTJSJAHsL液体在精馏段降液管内的停留时间0.76.412.55fTTS s5.2 弓形降液管195.2.1 堰高采用平直堰，堰高 1woh取 ，则160,ohm6015wm5.2.2 降液管底隙高度 h0 若取精馏段取 ，提馏段取为 ，那么液体通过降液01525管底隙时的流速为精馏段：0.0675.43/1SJwLumslh提馏段：0.025.9/7STwuslh的一般经验数值为0./m5.2.3 进口堰高和受液盘本设计不设置进口堰高和受液盘5.3 浮阀数目及排列采用 F1型重阀，重量为 33g，孔径为 39mm。205.3.1 浮阀数目浮阀数目 204SVNu气体通过阀孔时的速度 0Fv取动能因数 ，那么 ，因此1F010.82/.35ums个2.348609.N5.3.2 排列由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距 ，那么相邻两排间的阀孔中心距 为：75tm t计atAN计 221212sin800.840.4.6.4.46sin=7a xxRRm .85.t计取 时画出的阀孔数目只有 60 个，不能满足要求，取0画出阀孔的排布图如图 1 所示，其中65t 75,6tmt图中，通道板上可排阀孔 41 个，弓形板可排阀孔 24 个，所以总21阀孔数目为 个41289N5.3.3 校核气体通过阀孔时的实际速度： 02410.38/SVumsdN实际动能因数： (在 912 之间)01.38.5.F开孔率： 2 20(0.39)8%1.5%447TdNA阀 孔 面 积塔 截 面 积开孔率在 10%14 之间，满足要求。6. 流体力学验算6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) ph气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) 1pch6.1.1 干板阻力 ch浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为 ：ocu1.8251.82573/.031.2/ocVu ms因为 .oms所以2 20.5.85.340.3676391VcLuhg226.1.2 板上充气液层阻力 1h取板上液层充气程度因数 ，那么：0.510.56.3Lhm6.1.3 由表面张力引起的阻力 h由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以： 0.367.0.67.8639.154.7phmPa6.2 漏液验算动能因数 ，相应的气相最小负荷 为：05FminSV2minmin4SVdNu其中 0i /1.0354.92/Vs所以 233min.981.0/S s可见不会产生过量漏液。6.3 液泛验算溢流管内的清液层高度 dpdLHhh其中， 0.67,0.6pLhm23所以， 0.67.03.1297dHm为防止液泛，通常 ，取校正系数 ，则有：()dTwHh0.5().545Twh可见， ，即不会产生液泛。()dTwH6.4 雾沫夹带验算泛点率=1.36VSSLLFbZKCA查得物性系数 ，泛点负荷系数.00.97FC2146.78LdZDWm2.7852.64bTfA所以，泛点率=1.03. .6014.7886563.4%0972可见，雾沫夹带在允许的范围之内7. 操作性能负荷图7.1 雾沫夹带上限线取泛点率为 80%代入泛点率计算式，有：241.0351.36.6078860.8 942VSSLS SLFbZVLKCA整理可得雾沫夹带上限方程为：1.427.8SS7.2 液泛线液泛线方程为 22/3SSaVbcLd其中， 5521.01.90.9.3986LN0().4()50.1TbH2220.153.19.75wclh02/3 21().6)(0.).673.50.wdEl代入上式化简后可得： 2/4.8549SSSVL7.3 液体负荷上限线取 ，那么5smax 30.76.4056/5fTSAHLms7.4 漏液线25取动能因数 ，以限定气体的最小负荷：05F23min.2/4SVVdNms7.5 液相负荷下限线取 代入 的计算式：0.6owhmowh2/3min2.84100.6SwLl整理可得： 33in2.1/0.5/SLs7.6 操作性能负荷图由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点 P(0.00146，1.103)在正常的操作范围内。连接 OP 作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得： 33maxmin()1.65/,()0.57/SSVsVs所以，塔的操作弹性为 162.89有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表 726表 7 浮阀塔工艺设计计算结果项目 数值与说明 备注塔径 ,Dm1.0板间距 ,TH0.4塔板型式 单溢流弓形 降液管 分块式塔板空塔气速 ,/ums1.476溢流堰长度 ,Wl0.705溢流堰高度 ,h0.05板上液层高度 ,Lm0.01降液管底隙高度 0,h0.025浮阀数 个,N89 等腰三角形叉排阀孔气速 0,/ums10.38阀孔动能因数 F5临界阀孔气速 0,/cus10.32孔心距 tm0.075 同一横排的孔心距27排间距 ,tm0.065 相临二横排