9万吨乙醇水精馏装置设计.doc

I 专专科科毕毕业业论论文文 设设计计 题目 题目 年产年产 9 9 万吨乙醇水精馏装置工艺设计万吨乙醇水精馏装置工艺设计 学生姓名学生姓名 张梦琦张梦琦 学学 号号 指导教师指导教师 刘明丽刘明丽 院院 系系 专专 业业 应用化工技术应用化工技术 年年 级级 2012 级级 教务处制教务处制 II 诚信声明 本人郑重声明 本人所呈交的毕业论文 设计 是在导师的指导下独 立进行研究所取得的成果 毕业论文 设计 中凡引用他人已经发表或未发 表的成果 数据 观点等 均已明确注明出处 除文中已经注明引用的内容 外 不包含任何其他个人或集体已经发表或在网上发表的论文 特此声明 论文作者签名 张梦琦 日 期 2013 年 6 月 2 日 III 毕业设计 论文 任务书 设计题目 年产 9 万吨乙醇水精馏装置工艺设计 函授站 陕西函授站 学生姓名 张梦琦 指导老师 刘明丽 1 设计的主要任务及目标 设计 筛板式精馏塔 通过该装置的设计 使学生在熟练掌握专业知识的基础 上能够将理论应用到实际的生产中去 从而培养学生理论联系实际以及独立设计 创新的能力 撰写设计计算书 一份 主体设备装配图 1 张 工艺流程图 1 套 原料为乙醇 水混合物 其中 乙醇含量为 45 质量分率 下同 塔顶产品中乙醇含量不低于 90 5 塔釜残液中乙醇含量不高于 0 20 进料温度为泡点 年开工时间 330 天 2 设计的基本要求和内容 1 完成塔设备主体部分的燃料衡算与主要设备设计计算 2 画出塔设备的装配图 3 画出带控制点的工艺流程图 3 主要参考文献 1 谭天恩 化工原理 第二版 下册 M 北京 化学工业出版社 1998 132 156 2 匡国柱 化工单元过程及设备课程及设计 第二版 M 北京 化学工业 出版社 2007 193 236 3 编委会 化工工艺手册 M 北京 化工工业出版社 1994 203 264 4 4 进度安排 序号设计 论文 各阶段名称起止日期 1下达任务书及设计要求4 月 22 日 4 月 23 号 2撰写开题报告4 月 23 日 4 月 25 号 3查找资料明确设计目的及基要求4 月 26 日 5 月 2 号 4设计计算5 月 3 日 5 月 14 号 5绘制设备图5 月 15 日 5 月 20 号 6编写论文5 月 21 日 5 月 27 号 7后期修改5 月 28 日 6 月 2 号 IV 目录目录 摘 要 1 1 概述 2 1 1 乙醇的化学性质 2 1 2 乙醇的物理性质 3 1 3 乙醇的用途 3 1 4 精馏原理 4 1 5 筛板塔的优点 6 2 乙醇精馏塔的工艺计算 7 2 1 原始数据 7 2 2 物料衡算关键组分 7 1 2 1 摩尔分率计算 7 2 2 2 平均摩尔质量 8 2 2 3 物料衡算 8 2 3 塔板的计算 8 2 3 1 理论板层数 T N 的求取 8 2 3 2 求操作线方程 8 2 3 3 全塔效率估算 9 2 3 4 求理论塔板层数和实际塔板数 10 2 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据 10 2 4 1 操作温度的计算 10 2 4 2 操作压力的计算 11 2 4 3 平均摩尔质量计算 11 2 4 4 平均密度计算 12 2 4 5 液相平均表面张力 13 2 4 6 液相平均黏度计算 13 2 5 精馏段塔体工艺计算 14 2 5 1 精馏段塔经计算 14 2 5 2 溢流装置计算 15 2 5 3 塔板布置 16 2 6 精馏段流体力学验算 17 2 6 1 塔板压降 17 2 6 2 液沫夹带 漏液 液泛的验证 18 2 7 提馏段塔体工艺计算 20 V 2 7 1 提馏段塔径计算 20 2 7 2 溢流装置计算 21 2 7 3 塔板布置 22 2 8 提馏段流体力学验算 23 2 8 1 塔板压降 23 2 8 2 液沫夹带 漏液 液泛的验证 23 3 塔板符合性能图 25 3 1 精馏段 25 3 1 1 漏液线 25 3 1 2 液沫夹带线 25 3 1 3 液相负荷下限线 26 3 1 4 液相负荷上限线 27 3 1 5 液泛线 27 3 2 提馏段 28 3 2 1 漏液线 28 3 2 2 液沫夹带线 29 3 2 3 液相负荷下限线 30 3 2 4 液相负荷上限线 31 3 2 5 液泛线 31 4 辅助设备 33 4 1 塔高 33 5 设计结果汇总表 34 结 论 35 参考文献 36 符号说明 37 致谢 40 西北大学专科毕业设计 论文 1 年产 9 万吨乙醇水精馏装置工艺设计 摘 要 本设计任务为设计一个精馏塔来进行乙醇和水混合物的分离 采用连续操作方式的 筛板精馏塔 年产量90000吨的产品 其中乙醇含量45 质量分数 下同 塔顶产品组 成不低于90 5 塔釜残液组成含量不高于0 20 设计中采用泡点进料 操作压力为常 压 单板压降 0 7KPa 将原料液通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内 塔顶上升 蒸汽采用全凝器冷凝 全凝器主要是用来准备控制回流比 冷凝器在泡点下一部分回流至 塔内 其于部分经产品冷却器冷却后送入储罐 该物系属于易分离物系 操作回流比取最小回流比的1 5倍 塔釜采用间接蒸汽加热 以 提供足够的热量 塔底产品冷却后送至储罐 本文就是对精馏塔的一些物料 热量的衡算 工艺计算 结构设计及冷制精馏装置工 艺流程图 设备工艺条件图和塔板的负荷性能图等 为了培养独立思考 综合应用所学知识来解决实际问题的能力 给一片自己动手的天 空 学校为我们提供了一个展示才华 思维和能力的良好机会 精馏塔的设计 为了搞 好本次设计内容 务必做到实事求是 作风严谨 也为了将来工作的得心应手 我们应 该认真对待这次论文的设计 关键词 精馏塔 筛板 全凝器 预热器 西北大学专科毕业设计 论文 2 1 概述 乙醇的结构简式为 CH3CH2OH 俗称酒精 它在常温 常压下是一种易燃 易挥发的 无色透明液体 它的水溶液具有特殊的 令人愉快的香味 并略带刺激性 描述 乙醇 分子是由乙基和羟基两部分组成 可以看成是乙烷分子中的一个氢原子被羟基取代的产 物 也可以看成是水分子中的一个氢原子被乙基取代的产物 乙醇分子中的碳氧键和氢 氧键比较容易断裂 相对分子量 46 07 外观与性状 无色液体 有特殊香味 溶 解性 与水混溶 可混溶于醚 氯仿 甘油等多数有机溶剂 无色 透明 具有特殊香 味的液体 易挥发 密度比水小 能跟水以任意比互溶 一般不能做萃取剂 是一 种重要的溶剂 能溶解多种有机物和无机物 1 1 乙醇的化学性质 一 氧化反应 乙醇在空气里燃烧 发出淡兰色的火焰 同时放出大量的热 实验室里常用乙醇作 燃料 二 取代反应 由于乙醇分子里羟基上的氢原子比较活泼 所以能被一些活泼的金属 如钾 钠等 取代 乙醇跟金属钠反应 生成乙醇钠和氢气 乙醇跟金属钠的反应比水跟金属钠的反应缓和得多 三 脱水反应 乙醇和浓硫酸加热到 170 左右 每个乙醇分子会脱去一个水分子生成乙烯 有机化合物在适当条件下 从一个分子脱去一个小分子而生成不饱和 双键或三键 化合物的反应叫做消去反应 乙醇和浓硫酸加热到 140 左右 每两个乙醇分子会脱去一个水分子生成乙醚 乙醇的脱水反应随反应条件不同 脱水的方式不同 产物也不同 因此我们可以根 据物质的化学性质 按照实际需要 控制条件 使化学反应朝着我们需要的方向进行 西北大学专科毕业设计 论文 3 1 2 乙醇的物理性质 乙醇分子由烃基 C2H5 和官能团羟基 0H 两部分构成 其物理性质 熔沸点 溶解性 与此有关 乙醇是无色 透明 有香味 易挥发的液体 熔点 117 3 沸点 78 5 比相应的乙烷 乙烯 乙炔高得多 其主要原因是分子中存在极性官能团羟基 OH 密度 0 7893g cm3 能与水及大多数有机溶剂以任意比混溶 工业酒精含乙醇约 95 含乙醇达 99 5 以上的酒精称无水乙醇 含乙醇 95 6 水 4 4 的酒精是恒沸混 合液 沸点为 78 15 其中少量的水无法用蒸馏法除去 制取无水乙醇时 通常把工业 酒精与新制生石灰混合 加热蒸馏才能得到 工业酒精和卫生酒精中含有少量甲醇 有 毒 不能掺水饮用 1 3 乙醇的用途 1 不同浓度的消毒剂 95 的酒精用于擦拭紫外线灯 这种酒精在医院常用 而在家庭中则只会将其用于相 机镜头的清洁 70 75 的酒精用于消毒 这是因为 过高浓度的酒精会在细菌表面形成一层保护 膜 阻止其进入细菌体内 难以将细菌彻底杀死 若酒精浓度过低 虽可进入细菌 但 不能将其体内的蛋白质凝固 同样也不能将细菌彻底杀死 其中 70 的酒精消毒效果最 好 40 50 的酒精可预防褥疮 长期卧床患者的背 腰 臀部因长期受压可引发褥疮 如按摩时将少许 40 50 的酒精倒入手中 均匀地按摩患者受压部位 就能达到促进 局部血液循环 防止褥疮形成的目的 25 50 的酒精可用于物理退热 高烧患者可用其擦身 达到降温的目的 因为用 酒精擦拭皮肤 能使患者的皮肤血管扩张 增加皮肤的散热能力 其挥发性还能吸收并 带走大量的热量 使症状缓解 但酒精浓度不可过高 否则可能会刺激皮肤 并吸收表 皮大量的水分 2 饮料 西北大学专科毕业设计 论文 4 乙醇是酒主要成分 含量和酒的种类有关系 如白酒为 56 度的酒 注意 我们喝的酒 内的乙醇不是把乙醇加进去 而是发酵出来的乙醇 当然根据使用的发酵酶不同还会有 乙酸或糖等有关物质 3 基本有机化工原料 乙醇可用来制取乙醛 乙醚 乙酸乙酯 乙胺等化工原料 也是制取 染料 涂料 洗涤剂等产品的原料 4 汽车燃料 乙醇可以调入汽油 作为车用燃料 我国雅津甜高粱乙醇在汽油中占 10 2 美国销 售乙醇汽油已有 20 年历史 此外乙醇还做 稀释剂 有机溶剂 涂料溶剂等几大方面 其中用量最大的是消毒剂 1 4 精馏原理 把液体混合物进行多次部分汽化 同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝 使混合物分 离为所要求组分的操作过程称为精馏 精馏是分离液体混合物最常用的一种操作 在化 工 炼油等工业中应用很广 他通过汽液两相的直接接触利用组分挥发度的差异 使易 挥发组分向汽相传递 难混发的由汽相向液相传递 是汽液两相传递的过程 精馏是多 次简单蒸馏的组合 蒸馏操作是基于混合液中各组分在相同的温度条件下具有不同的挥 发度 当加热至沸腾以后 将生成的蒸汽进行冷凝 其冷凝液组成与原来的混合液不同 其中易挥发组分的含量较前增加 如此不断汽化 冷凝操作 最后使混合液中的组分几 乎以纯组分被分离开来 精馏过程中 料液自塔的中部某适当的位置连续的加入塔内 塔顶设有冷凝器将塔 顶蒸汽冷凝成液体 冷凝液的一部分回入塔顶 称为回流液 其余作为塔顶产品 馏出 液 连续排出 精馏用于比较难分离的体系 用普通的精馏不能分离的体系则可用特殊 的精馏 特殊精馏是在物系中加入第三组分 改变被分离组分的活度系数 增大组分间 的相对挥发度 达到有效分离的目的 精馏是多次简单蒸馏的组合 蒸馏操作是基于混 合液中各组分在相同的温度条件下具有不同的挥发度 当加热至沸腾以后 将生成的蒸 汽进行冷凝 其冷凝液组成与原来的混合液不同 其中易挥发组分的含量较前增加 如 此不断汽化 冷凝操作 最后使混合液中的组分几乎以纯组分被分离开来 精馏过程中 料液自塔的中部某适当的位置连续的加入塔内 塔顶设有冷凝器将塔顶蒸 西北大学专科毕业设计 论文 5 汽冷凝成液体 冷凝液的一部分回入塔顶 称为回流液 其余作为塔顶产品 馏出液 连续排出 精馏用于比较难分离的体系 用普通的精馏不能分离的体系则可用特殊的精 馏 特殊精馏是在物系中加入第三组分 改变被分离组分的活度系数 增大组分间的相 对挥发度 达到有效分离的目的 为什么把液体混合物进行多次部分汽化同时又多次部分冷凝 就能分离为纯或比较 纯的组分呢 对于一次汽化 冷凝来说 由于液体混合物中所含的组分的沸点不同 当 其在一定温度下部分汽化时 因低沸点物易于气化 故它在气相中的浓度较液相高 而 液相中高沸点物的浓度较气相高 这就改变了气液两相的组成 当对部分汽化所得蒸汽 进行部分冷凝时 因高沸点物易于冷凝 使冷凝液中高沸点物的浓度较气相高 而为冷 凝气中低沸点物的浓度比冷凝液中要高 这样经过一次部分汽化和部分冷凝 使混合液 通过各组分浓度的改变得到了初步分离 如果多次的这样进行下去 将最终在液相中留 下的基本上是高沸点的组分 在气相中留下的基本上是低沸点的组分 由此可见 多次 部分汽化和多次部分冷凝同时进行 就可以将混合物分离为纯或比较纯的组分 液体气化要吸收热量 气体冷凝要放出热量 为了合理的利用热量 我们可以把气 体冷凝时放出的热量供给液体气化时使用 也就是使气液两相直接接触 在传热同时进 行传质 为了满足这一要求 在实践中 这种多次部分汽化伴随多次部分冷凝的过程是 逆流作用的板式设备中进行的 所谓逆流 就是因液体受热而产生的温度较高的气体 自下而上地同塔顶因冷凝而产生的温度较低的回流液体 富含低沸点组分 作逆向流动 塔内所发生的传热传质过程如下 1 气液两相进行热的交换 利用部分汽化所得气体混合 物中的热来加热部分冷凝所得的液 体混合物 2 气液两相在热交换的同时进行质的交 换 温度较低的液体混合物被温度较高的气体混合物加热二部分汽化 此时 因挥发能 力的差异 低沸点物挥发能力强 高沸点物挥发能力差 低沸点物比高沸点物挥发多 结果表现为低沸点组分从液相转为气相 气相中易挥发组分增浓 同理 温度较高的气 相混合物 因加热了温度较低的液体混合物 而使自己部分冷凝 同样因为挥发能力的 差异 使高沸点组分从气相转为液相 液相中难挥发组分增浓 西北大学专科毕业设计 论文 6 1 5 筛板塔的优点 筛板塔增加了导向孔 可以改善塔板上液体的流动工况 首先表现在导向筛板阻力 小 据实验报导 在溢流强度为 20m3 m h 筛孔速度 5m s 时 导向筛板比普通筛板阻 力小 30 在筛孔速度 10m s 时 阻力小 50 一般大型空分塔的平均溢流强度约为 20m3 m h 筛孔速度为 4m s 阻力可下降 25 上塔阻力由 25kPa 可降至 17 5kPa 下 塔阻力由 10kPa 可降至 7 5kPa 因而可使制氧机的能耗降低约 3 导向板由于筛板液面落差小 并随气体负荷的增加液面落差减小 所以在高负荷操作 的条件下 导向板的阻力增加也比较缓慢 这样就可以使精馏塔的操作强度增大 即操 作弹性大 在同样操作负荷条件下 导向塔板精馏塔的塔径可以缩小 采用导向塔板的 精馏塔 还可以改变导向孔的分布 以改善塔板上液体的流动状态 提高塔板精馏效率 西北大学专科毕业设计 论文 7 2 乙醇精馏塔的工艺计算 2 1 原始数据 表表 1 1 原始数据原始数据 物料名称进料组成 质量分 数 塔顶组成 质量分 数 塔釜组成 质量分 数 乙醇 45 90 5 0 2 水 55 9 5 99 8 操作压力 101 325 a Pkp 年生产能力 9 万吨乙醇 工作日 330 天 进料方式 泡点进料 2 2 物料衡算关键组分 按双组份确定关键组分 挥发度高的乙醇作为轻关键组分在塔顶采出 挥发度低的 水作为重关键组分在塔釜采出 计算每小时塔底产量 每年的操作时间为 7920 计算 每小时塔全产为每小时塔全产为 kmolkgD 6364 11363792090000000 1 2 1 摩尔分率计算 乙醇的摩尔质量 46 07 Mkg kmol 乙 水的摩尔质量 18 02 Mkg kmol 水 45 46 07 0 2424 4555 46 0718 02 F n x nn 乙 乙水 西北大学专科毕业设计 论文 8 90 5 46 07 0 7884 90 59 5 46 0718 02 D n x nn 乙 乙水 0 2 46 07 0 0007832 0 299 8 46 0718 02 W n x nn 乙 乙水 2 2 2 平均摩尔质量 kmolkgXMXM FFF 82 2402 18 2424 0 1 07 462424 0 1 乙 0 7884 46 071 0 788418 0240 13 DDD MXMXMkg kmol 乙水 1 0 0007832 46 07 1 0 0007832 18 0218 04 WWW MXMXMkg kmol 乙水 1 2 2 3 物料衡算 0 2424 F x 0 7884 D x 0 0007832 W x 塔顶产品处理量 hkmolD 1706 28313 40 6364 11363 总物料衡算 FDW XXX FDW FDW 联立 式 解得 hkmolW hkmolF 9466 639 1172 923 2 3 塔板的计算 2 3 1 理论板层数的求取 T N 乙醇水属理想物系 可采用图解法求理论塔板层数 由手册查得乙醇水物系的气液平衡数据 绘出 x y 图 见图 5 19 求最小回流比 在图 5 19 中对角线上 自点作垂线 q 线 2424 0 2424 0 e 该线与平衡线的交点坐标为 550 0 q y2424 0 q x 西北大学专科毕业设计 论文 9 故最小回流比为 7750 0 2424 0550 0 550 0 7884 0 min qq qD xy yx R 取操作线回流比为55 1 7750 0 22 min RR 2 3 2 求操作线方程 精馏塔的汽 液相负荷 L RD hkmol 9144 4381706 28355 1 hkmolDLV 085 7221706 2839144 438 hkmolqFLL 0316 13621172 92319144 438 hkmolVV 085 722 精馏段操作线方程 2 3 D x R x R R y 1 1 1 3922 0 6078 0 xy 1 提馏段操作线方程 2 4 W x WL W x WL L y 0006941 0 8862 1 xy 2 3 3 全塔效率估算 用奥康奈尔 对全塔效率进行估算 oconenell 由相平衡方程式 可得 2 5 1 1 x y x 1 1 y x x y 根据乙醇 水体系的相平衡数据可以查得 塔顶第一块板 0 7884 DD yx 7500 0 1 x 加料版 0 2424 F x 5500 0 F y 0 0007832 w x 0 0101 w y 塔釜 因此可以求得 017 13 242 1 820 3 wDF 全塔的相对平均挥发度 9527 3 017 13820 3 242 1 3 m 全塔的平均温度 82 4578 4599 6 86 83 33 DFW m ttt tC 西北大学专科毕业设计 论文 10 在温度下查得相应黏度及用公式计算所得黏度如下表lglg LiLi x 表表 1 31 3 溶液黏度与温度溶液黏度与温度 t x 2 H O mPa s 32 CH CH OH mPa s 液 mPa s 82 450 24240 34500 45950 373 78 450 78840 37320 47050 450 99 60 00078320 26350 31050 264 全塔液体的平均粘度 smPa LWLDLFLm 3623 0 264 0 450 0 373 0 3 全塔效率 2 6 9 44 3623 0 9527 3 1 49 0 49 0 245 0 245 0 LT E 2 3 4 求理论塔板层数和实际塔板数 总理论塔板数 包括再沸器 块12 T N 从塔顶向下进料板 块3 8NF 提馏段实际塔板数 T T N N E 由以上计算知全塔效率 44 9 T E 则 实际塔板数 块27 0 449 12 N 精馏段实际塔板层数 块 精 18 449 0 3 8 N 提馏段实际塔板层数 块 提 9 449 0 7 3 N 实际进料位置从塔顶向下第 19 块进料 西北大学专科毕业设计 论文 11 2 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据 2 4 1 操作温度的计算 根据乙醇 水 taxi 的相平衡数据可以查得 塔顶温度 进料温度 塔釜温度78 45 D t 82 45 F t 99 6 W t 精馏段平均温度 78 4582 45 80 45 2 m tC 提馏段平均温度 82 4599 6 91 025 2 m tC 2 4 2 操作压力的计算 塔顶压力 假设取每层塔板压降 101 3 Da pkp KPaP8 0 塔底压强 KpaPNPP TDW 9 122278 0 3 101 进料板压强 KPa 7 115188 0 3 101P 精 NPP DF 精馏段平均压强 KPaPPP DFjm 5 1082 7 115 3 101 2 提馏段平均压强 KPaPPP DFtm 3 1192 7 115 9 122 2 2 4 3 平均摩尔质量计算 由全塔效率计算中可得 塔顶相对挥发度 242 1 D 塔釜相对挥发度 017 13 W 塔顶平均摩尔质量计算 由 1 0 7884 D xY 2 7 1 1 1 1 1 D D X Y X 解得75 0 X1 kmolkgMVDM 1346 4002 18 7884 0 1 07 467884 0 kmolkgMLDM 0575 3902 18 75 0 1 07 4675 0 进料液平均摩尔质量计算 0 5522 F Y 0 2424 F X kmolkgM 33 509218 020 5522 146 070 5522 VFM kmolkgMLFM 8193 2402 18 2424 0 1 07 462424 0 西北大学专科毕业设计 论文 12 塔釜平均摩尔质量计算 由 0 0007832 W X 2 8 1 1 1 1 1 W W X Y X 解得 0 0101y kmolkgMLWM 042 1802 18 0007832 0 1 07 460007832 0 kmolkgMVWM 303 1802 18 101 0 1 07 46101 0 精馏段平均摩尔质量 kmolkgMVM 8219 362 5092 331346 40 kmolkgMLM 9384 312 8193 240575 39 提馏段平均摩尔质量 kgkmolM MV 9061 252 5092 33303 18 kmolkgM ML 4307 212 8193 24042 18 2 4 4 平均密度计算 汽相平均密度计算 由参考资料 28 页式 1 3 可得 2 9 PM RT 精馏段汽相平均密度 3 3596 1 27345 80 314 8 8219 36 5 108 mkg RT PmM m Vm Vm 提馏段汽相平均密度 3 0212 1 273025 91 314 8 9061 25 3 119 mkg RT MP m mVm mV 液相平均密度计算 由设计参考资料 325 26 页可查得 表格表格 1 41 4 乙醇 水液相密度乙醇 水液相密度 78 4582 4599 60 乙醇 758 15762 36746 83 水 970 24972 78958 72 由式子 2 10 11 i mLi x 知塔顶液相平均密度 3 8494 794 24 970 7884 0 1 15 785 7884 0 1 mkg LDm 温 度物 质 西北大学专科毕业设计 论文 13 3 7433 911 78 972 2424 0 1 36 762 2424 0 1 mkg LFm 塔釜液相平均密度 3 7277 958 72 958 0007832 0 1 83 746 0007832 0 1 mkg LWm 精馏段液相平均密度 3 2964 853 2 7433 9118494 794 mkg Lm 提馏段液相平均密度 3 2355 935 2 7433 9117277 958 mkg mL 2 4 5 液相平均表面张力 由设计参考资料 3 65 页可以查得 78 4582 4599 6 乙醇 17 6317 1515 95 水 62 4562 1658 62 液相平均表面张力依下式计算 2 11 Lmii x 塔顶液相平均表面张力 mmN LDm 1139 2745 622116 0 63 177884 0 进料板液相平均表面张力 mmN LFm 2496 5116 627576 0 15 172424 0 塔釜液相平均表面张力 mmN LWm 5868 5862 5899922 0 95 150007832 0 精馏段液相平均表面张力 mmN Lm 1818 392 2496 511139 27 提馏段液相平均表面张力 mmN mL 9182 542 5868 582496 51 2 4 6 液相平均黏度计算 由设计参考资料 3 65 页可以查得 温 度物 质 温 度物 质 西北大学专科毕业设计 论文 14 78 4582 4599 6 乙醇 0 4700 4600 311 水 0 3730 3450 264 液相平均黏度依照下式计算 2 12 lglg Lmii uxu 塔顶液相平均黏度 lg0 7884lg 0 470 1 0 7884 lg 0 373 LDm u 解得 0 4476 LDm umPa 塔釜液相平均黏度 lg0 0007832lg 0 311 1 0 0007832 lg 0 264 LWm u 解得 mPauLWm2641 0 进料板液相平均黏度 lg0 2424lg 0 460 0 7576lg 0 345 LFm u 解得 mPauLFm3699 0 精馏段液相平均黏度 mPauLm4088 0 2 3699 0 4476 0 提馏段液相平均黏度 mPau mL 317 0 2 2641 0 3699 0 2 5 精馏段塔体工艺计算 2 5 1 精馏段塔经计算 精馏段汽 液相体积流率 2 13 Vm Vm s VM V 3600 sm 4323 5 3596 1 3600 8219 36085 722 2 2 14 Lm Lm s LM L 3600 sm 004563 0 2964 8533600 9384 319144 438 2 查设计资料取板间距为 600mm 西北大学专科毕业设计 论文 15 C 2 15 0 055 12 T sL sV gH L V 式中 3 3 3 3 T s s L V C H Lms Vms kg m kg m g 负荷系数 塔板间距 m 下降液体的体积流量 上升蒸汽的体积流量 液相密度 汽相密度 重力加速度 精馏段符合 1280 0 3596 1 2964 853 4323 5 004563 0 21 6 081 9 055 0 C 最大空塔汽速 2 16 max LV V C sm 2041 3 3596 1 3596 1 2964 853 1280 0 实际气速 max 0 6 0 8 取 max 0 6 则 9225 1 2041 3 6 0 塔经 D 的计算 2 17 0 785 V D D 塔径 m 气体体积流量 s V 3 ms 空塔气速 u m s m V D8972 1 9225 1 785 0 4323 5 785 0 根据塔经系列尺寸圆整为 D 1 0 塔截面积 222 1416 3 0 2 44 mDA 西北大学专科毕业设计 论文 16 实际空塔气速 sm A V u T S 7292 1 1416 3 4323 5 2 5 2 溢流装置计算 因塔经需选用单溢流弓形降液 采用平直堰 mD0 2 堰长度 由化工设计手册表 查得mmLW1456 溢流堰高 采用平直堰 W h 2 18 WLOW hhh 查设计资料 5 111 页式 5 7 可依参考资料 5 2 157 页式 12 185 用弗兰西斯公式计算 OW h 2 19 23 2 84 1000 S OW w L h l 液体体积流量 s L 3 ms 液体收缩系数E 其中液流收缩系数 E 1 m l L Eh W S OW 01429 0 456 1 004563 0 3600 1 1000 84 2 1000 84 2 3 2 3 2 可取板上清液层高度mmhL70 则 mmhW055 0 1570 3 弓形降液管宽度与降液管的面积 d W f A 由 2 20 728 0 D lW 查设计参考资料 5 112 页式子 0 7 图得 2 21 13 0 f T A A 2 22 0 18 D W D 2 4084 0 mAf mWd3415 0 4 验算液体在降液管中停留时间 2 23 ss L HA h Tf 57015 53 004563 0 6 04084 0 3600 故降液管设计合理 5 降液管底隙高度 0 h 由设计参考资料 5 112 页 5 11 得式 西北大学专科毕业设计 论文 17 2 24 0 0 3600 h W L h l u 取液体通过降液管底隙的流速 液体通过底隙时的流速一般取smu 07 0 0 0 070 25 m s 04477 0 3600 0 0 ul L h W h mmhW04477 0 055 0 取 进口堰高 出口堰高 WW hh 2 5 3 塔板布置 1 取 mWW SS 065 0 0 035 C Wm 2 开孔区面积计算 对单溢流塔板设计参考资料 2 25 2221 0 2sin 180 a x Ax RxR R mWW D x sd 5935 0 065 0 3415 0 2 0 2 2 mW D R c 965 0 035 0 2 0 2 2 故 计算 a A 2221 2 sin 180 a x Ax RxR R 965 0 5935 0 sin965 0 180 5935 0 965 0 5935 0 2 1222 2 1366 2 m 3 筛孔计算及排序 所处理的物系无腐蚀性 可选用碳钢板 取筛孔直 mm3 mmd8 0 筛孔按正三角排列 取中心距 mmdt2085 25 2 0 筛孔数目为 个6170 02 0 1366 2 155 1 155 1 22 t A n a 开孔率为 100 02 0 008 0 907 0 907 0 220 t d 5 14 西北大学专科毕业设计 论文 18 气体通过筛孔的气速为 sm A V u s 5345 17 1366 2 145 0 4323 5 0 0 2 6 精馏段流体力学验算 2 6 1 塔板压降 1 干板阻力的计算 C h 由式 2 26 2 0 0 0 051 V c L u h c 进行计算 由 查图得67 2 3 8 0 d 735 0 0 c 故 液柱mhc04625 0 2964 853 3596 1 735 0 5345 17 051 0 2 2 液体通过耶层阻力计算 1 h 气体通过液层的阻力由 2 27 1 Lhh 计算 sm AA V u fT s a 9875 1 4084 0 1416 3 4323 5 2 31751 359698751 2 12 1 v0 snmkguF a 查得 所以液柱52 0 0 mhh L 0312 0 06 0 52 0 1 3 液体表面张力的阻力的计算h 液柱m gd h L L 002340 0 008 0 81 9 2946 853 101818 3944 3 0 4 气体通过每层塔板的液柱高度可用下式计算 p h 液柱mhhhh cp 07979 0 002340 0 0312 0 04625 0 1 5 气体通过每层塔板的单板压降 PaPagh Lpp 0 8009077 66781 9 2946 85307979 0 西北大学专科毕业设计 论文 19 2 6 2 液沫夹带 漏液 液泛的验证 1 精馏段雾沫夹带量的验算 v e 由参考资料 5 2 162 页式 12 222 得 2 28 3 2 6 5 7 10a V L Tf u e Hh 雾沫夹带量 kg 液体 kg 气体 V e 液相表面张力 mN m 液层上部的有效塔截面气体器速度 a u m s 塔板间距 T Hm 踏板上 鼓泡层高度 f hm 代表液沫夹带量 一般规定kg 液体 kg V e0 1 V e 代表塔板上的鼓泡层高度 m 设计经验 f h2 5L f hh mhf15 0 06 0 5 2 3 2 6 5 7 10a V L Tf u e Hh 01687 0 15 0 6 0 9875 1 101818 39 107 5 2 3 3 6 气 液 气 液 kg kg kg kg1 001687 0 所以本设计液沫夹带量在允许范围内 2 漏液 对于筛板塔 漏液点空速 2 29 0 0min 4 4 0 00560 13 LLVuChh m s5204 8 3596 1 2964 853 002340 0 06 0 13 0 0056 0 735 0 4 4 实际空塔气速 smu 5204 8 m s5345 17u 00 筛板是稳定性系数 西北大学专科毕业设计 论文 20 20579 2 5204 8 5345 17 K 所以在本设计中没有明显漏液 3 液泛 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度取安全系数 dTw HHh 0 5 则 mhH WT 2775 0 045 0 6 0 5 0 而 板上不设进口堰 pLdd Hhhh 07979 0 mhp mhL06 0 可由下式计算 d hmuhd 422 0 10749707 0 153 0 153 0 mhd1405 0 0007497 0 06 0 07979 0 则 dTW HHh 故在本设计中不会发生液泛现象 2 7 提馏段塔体工艺计算 2 7 1 提馏段塔径计算 提馏段汽 液相体积流率计算 2 30 3600 vm s v m V M V 3 722 085 25 9061 5 0884 3600 1 0212 ms 2 31 3600 Lm s Lm LM L 3 1362 0 16 21 4307 0 008670 3600 935 2355 ms 取塔板间距为 450mm 提馏段符合公式 2 32 0 055 12 T sL s v gH C L V 提馏段符合 西北大学专科毕业设计 论文 21 0 0559 81 0 6 0 1269 0 008670935 2355 12 5 08841 0212 C 最大空塔气速 2 33 max Lv v C max 935 2355 1 0212 0 12693 8382 1 0212 实际空塔气速 取 则 以式计算 2 34 0 785 s V D 5 0884 1 6777 0 785 2 3029 Dm 按标准塔径圆整 2 0Dm 塔截面积以式计算 222 2 03 1416 44 T ADm 实际空塔气速以式计算 0 5884 1 6197 3 1416 s T V m s A 2 7 2 溢流装置计算 塔径圆整需要选用单溢流弓形降液管 采用平直堰 2 0Dm 由参考资料 5 化工设计手册表 12 39 查得1456 W lmm 溢流堰高度 W h 依式 计算 WLOW hhh 依参考资料 5 2 157 页式 12 185 弗兰西斯公式计算 2 35 23 2 84 1000 S OW w L h l max max 0 6 0 8 0 6 2 3029 西北大学专科毕业设计 论文 22 液体体积流量 s L 3 ms 液体收缩系数E E 近似取 1 23 23 2 842 843600 0 008670 10 02192 100010001 456 S OW w L hm l 取板上清液层高度60 L hmm 则 602238 W hmm 弓形降液管宽度与降液管的面积 d W f A 由参考资料 5 化工设计手册表 12 39 查得弓形降液管管宽 降液管面34105 d Wmm 积 2 0 4084 f Am 验算液体在降液管中的停留时间 2 36 3600 0 4084 0 6 28 26305 0 008670 fT h A H ss L 故降液管设计合理 5 降液管底隙高度 0 h 由设计参考资料 5 112 页 5 11 得式 2 37 0 0 3600 h W L h l u 取液体通过降液管底隙的流速 液体通过底隙时的流速一般取 0 07 um s 0 070 25 m s 0 0 0 008670 0 08507 36001 456 0 07 h W L h l u 0 0550 08507 W h 2 7 3 塔板布置 1 取 0 065 s s WWm 0 035 C Wm 2 开孔区面积计算 对单溢流塔板设计参考资料 2 38 2221 0 2sin 180 a x Ax RxR R 2 0 0 34150 065 0 5935 22 ds D xWWm 西北大学专科毕业设计 论文 23 2 0 0 0350 965 22 c D RWm 故 可计算 a A 2221 2221 2 2 sin 180 0 5935 2 0 59350 9650 59350 965 sin 1800 965 2 1366 a x Ax RxR R m 4 筛孔计算 所处理的物系无腐蚀性 可选用 3mm 碳钢板 取筛孔直 0 8dmm 筛孔按正三角排列 取中心距 0 2 52 5 820tdmm 筛孔数目为 个 22 1 1551 155 2 1366 6170 0 02 aA n t 开孔率为 0 22 0 008 0 907 0 907 100 14 5 0 02 d t 气体通过筛孔的气速为 0 5 0884 16 4244 0 145 2 1366 s o V um s A 2 8 提馏段流体力学验算 2 8 1 塔板压降 1 干板阻力依式 1 23 计算 C h 由式 2 39 2 0 0 0 051 V c L u h c 进行计算 由 查图得 08 2 67 3 d 00 735c 故 液柱 2 21 80191 0212 0 0510 04900 0 735935 2355 c hm 2 液体通过耶层阻力计算 1 h 西北大学专科毕业设计 论文 24 气体通过液层的阻力由式子 1 24 计算 1 Lhh 5 0884 1 8617 3 14160 4084 s a Tf V um s AA 1 1 2 2 01 86171 02121 8813 aVFukgsnm 由充气系数与关联图查得板上液层充气系数查得 a F0 55 所以液柱 1 0 55 0 060 033Lhhm 3 液体表面张力的阻力的计算h 液柱 3 0 44 54 9182 10 0 002993 935 2355 9 81 0 008 L L hm gd 4 气体通过每层塔板的液柱高度可用下式计算 p h 液柱 1 0 049000 0330 002930 08499 pc hhhhm 5 气体通过每层塔板的单板压降 0 08499 935 2355 9 81779 7544800pL p aaPh gPP 2 8 2 液沫夹带 漏液 液泛的验证 1 精馏段液沫夹带量的验算 以式 1 25 计算 v e 代表液沫夹带量 kg 液体 kg 气体 一般规定kg 液体 kg V e0 1 V e 代表塔板上的鼓泡层高度 m 设计经验 f h2 5L f hh 2 5 0 060 15 f hm 2 40 3 2 6 5 7 10a V L Tf u e Hh 3 2 6 3 5 7 101 8617 54 9182 100 60 15 0 009764 0 007640 1kgkg kgkg 气气 气气 所以本设计液沫夹带量在允许范围内 2 漏液 对于筛板塔 漏液点空速 2 41 0 0min 4 4 0 00560 13 LLVuChh 西北大学专科毕业设计 论文 25 935 2355 4 4 0 7350 00560 13 0 060 002993 1 0212 9 9841 m s 实际空塔气速 00min 21 8019 9 9841 um sum s 筛板是稳定性系数 21 8019 2 18371 5 9 9841 K 所以在本设计中没有明显漏液 3 液泛 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度取安全系数 dTw HHh 0 5 则 0 5 0 60 08507 0 3425 Tw Hhm 而 板上不设进口堰 pLdd Hhhh 0 08499 0 06 pL hm hm 可由下式计算 d h 224 0 0 153 0 153 0 077 497 10 d hum 4 0 084990 067 497 100 1457 d Hm 则 故在本设计中不会发生液泛现象 dTW HHh 4 气泡夹带 0 145 0 4084 6 86323 0 008670 df s H A ss L 本设计气泡夹带在充许范围内 3 3 塔板符合性能图塔板符合性能图 3 1 精馏段 3 1 1 漏液线 以式 3 13 1 0 0min 4 4 0 00560 13 LLVuChh min 0min 0 sV u A LOWW hhh 西北大学专科毕业设计 论文 26 2 3 2 84 1000 h ow W L hE l 2 3 min00 2 84 4 40 00560 13 1000 h sWLV w L VC AhEh l 取 E 1 min 23 4 4 0 7735 0 3098 36002 84853 3964 0 00560 13 0 04510 0037 10001 4561 3596 s s V L 整理得 2 3 min 1 0019 6 995342 3698 ss VL 在操作范围内任意取及个值 依据上式计算出相应的值列于表 s L S V 表表 3 13 1 33 SS LV SS 3 S L S 0 00050 00150 00300 0045 3 S V S 2 70002 75302 83212 8603 由上表可以做出漏液线 1 3 1 2 液沫夹带线 以为线求0 1 v e kg kg 液 气 SS VL 3 23 2 3 2 6 5 7 10 V Tf ua e LHh 液沫夹带量 v e kg kg 液 气 塔板上鼓泡层高度 f hm 式中 0 3659 3 14160 4084 ss as Tf VV uV AA 西北大学专科毕业设计 论文 27 2 52 5 L fOWW hhhh 0 055 W hm 2 2 3 3 2 3 360036002 842 84 10 5193 100010001 456 SS owS W LL hEL l 2 2 3 3 2 5 2 5 0 0550 51930 1375 1 2983 fOWWSS hhhLL 2 32 3 0 60 1375 1 29830 4625 1 2983 TfSS HhLL 3 2 6 32 3 5 7 100 3659 0 1 39 1818 100 4625 1 2983 s V S V e L 整理得 2 3 9 735427 3285 ss VL 在操作范围内任意取几个值 以上式算出相应的值列于下表 S L S V 表表