乙醇水溶液连续板式精馏塔实施方案

1 21 乙醇乙醇 水溶液连续板式精馏塔设计水溶液连续板式精馏塔设计 一 一 设计内容设计内容 乙醇 水溶液连续板式精馏塔设计 二 二 设计任务设计任务 处理能力 3 6 万吨 年 每年按 300 天计算 每天 24 小时连续运转 原料乙醇 水溶液 7 4 组成 乙醇地质量分数 产品要求 塔顶产品组成 质量分数 38 2 塔底地产品组成 质量分数 0 1 1 塔型选择塔型选择 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 265 3kmol h 由于产品黏度较小 流量增大 为减少造价 降低生产过程中压降和塔板 液面落差地影响 提高生产效率 选择浮阀塔 b5E2R 2 操作条件操作条件 1 操作压力 塔顶压强为常压 101 3kPa 2 单板压降 0 7KPa 3 进料状况 30 C 冷夜进料 4 回流比 自选 5 加热方式 间接蒸汽加热 6 冷却水进口温度 30 C 一 一 塔地工艺计算塔地工艺计算 1 工艺过程工艺过程 物料衡算物料衡算工艺过程工艺过程 1 1 物料衡算物料衡算 7 4 38 2 F 265 3kmol h F W D W46 Mg mol 乙醇 18 Mg mol 水 0 0303 F X 水乙醇 乙醇 MWM MW F F 1 W F 2 21 9481 0 MW1 MW M W DD D 水乙醇 乙醇 D X hkmol XX XXF D WD wF 66 36 塔底产品流量 hkmolDFW 64 22866 36 3 265 1 1 表表 1 物料衡算数据记录物料衡算数据记录 F265 3kmol h F X 0 0303 D36 66kmol h D X 0 1948 W228 64kmol h W X 0 00039 由图 在 化工原理 第三版 王志魁 页 查出组成地乙醇 水溶液泡 265 P0303 0 F X 点为 95 7 C 在平均温度为 95 7 30 2 61 35 下 由 化工原理 第三版 王志魁 附录查得乙醇与水地有关物性为 数值为在范围内地一个估值 p1Ean 乙醇地摩尔热容 3 02 46138 92 mA CkJkmolK 乙醇地摩尔汽化潜热 914 2 4642053 2 A rkJkomlK 水地摩尔热容 3 75kkmolkJCmB 水地摩尔汽化潜热 2392 86 1843071 48 B rkJ kmol 比较水与乙醇地摩尔汽化潜热可知 系统满足衡摩尔流地假定 加料液地平均摩尔热容 19 77 0303 0 1 26 750303 0 92 138KkmolkJXCXCC BmbAmamp 加料液地平均汽化热 r kmolkJXrXrr BBAA 6 43040 0303 01 48 430710303 0 2 42053 11 1 1 r rTC q mp 1 2 最小回流比及操作回流比地确定最小回流比及操作回流比地确定 由于产品纯度不高 故可采取塔顶进料 无回流 只有提留段操作 从而达到节约成本地 目地 3 21 1 3 理论及实际塔板数地确定理论及实际塔板数地确定 1 由相平衡方程式 可得 1 1 x y x 1 1 y x x y 根据乙醇 水体系地相平衡数据可以查得 1948 0 1 D xy 0255 0 1 塔顶第一块板 x 00039 0 w x 00287 0 塔釜 w y 因此可以求得 312 6 10255 0 0255 0 11948 0 1948 0 1 1 11 11 1 yx xy 946 8 100039 0 00039 0 100287 0 00287 0 1 1 WW WW W yx xy 平均相对挥发度地求取 514 7 946 8 312 6 1 W 用逐板法计算理论板数 相平衡方程 y y y y x 514 6514 7 1 000039 0106 70005699 0 0005699 000426 0 04260 03119 00 0303 003119 01948 0 5 434 323 212 11 xxy xxy xxy xxy D 加料板 包括塔釜共四块 2 根据乙醇 水体系地相平衡数据可以查得 塔顶 C1948 0 D x 0 83 D t 塔釜 C 5 106 7 W x100 W t 塔顶和塔釜地算术平均温度 t 91 5 C 由 化工原理 第三版 化学工业出版社 王志魁 书中附表 12 查得 在 91 5 C 下 smPa 7 30 乙醇 smPa 92 0 水 4 21 根据公式 得lglg Lmii x 304 0 10 29 0 lg0303 0 137 0 lg0303 0 LM 1 由奥康奈尔关联式 02 40304 0 514 749 0 49 0 245 0 245 0 LT E C 求解实际塔板数 取 N 85 7 02 40 141 T T E N N 1 4 塔地结构设计塔地结构设计 1 4 1 塔径地计算塔径地计算 A 查得有关乙醇与水地安托因方程 乙醇 1652 05 lg 7 33827 231 48 s B PkPaA T KCT K 得 1652 05 7 33827 0 231 48 10 T K A P 水 1657 46 lg 7 07406 227 03 s B PkPaA T KCT K 得 1657 46 7 07406 0 227 03 10 T K B P 将代入 进行试差 求塔顶 进料板 及塔釜地压力和温度 00 AB PP 00 AABB P xP xP 1 塔顶 试差得 1 101 3PkPa 0255 0 1 xxA 7 95 1 t 2 塔釜压力 kPaPw 9 10687 03 101 塔釜 试差得 5 106 7 WA xxkPaPw9 106 6 101 1 t 求得塔内地平均压力及温度 65 98 2 7 95 6 101 t kPaP1 104 2 9 106 3 101 B 平均摩尔质量地计算 塔顶 kmolkgMVDM 45 2318 19481 461948 0 kmolkgMLDM 714 1818 0255 01 460255 0 塔釜 kmolkgMVWm 70 1818 00287 0 1 46 00287 0 5 21 kmolkgMLwm 01 1818 00039 01 4600039 0 平均摩尔质量 kmolkg MM M VWMVDM VM 765 20 2 kmolkg MM M LWMLDM lM 362 18 2 表表 2 平均摩尔质量地计算平均摩尔质量地计算 VDm Mkmolkg 45 23 塔顶 LDm Mkmolkg 71 18 平均摩尔质量 Vwm Mkmolkg 08 18 Vm M Lm M 塔釜 Lwm Mkmolkg 01 18kmolkg 765 20kmolkg 362 18 C 平均密度地计算 1 汽相平均密度计算 Vm PM RT 汽相平均密度 3 699 0 65 9815 273314 8 765 20 1 104 mkg RT MP Vmm Vm 2 液相平均密度计算 1 i Li w 塔顶 3 02 740mkg A 3 16 970mkg B 3 28 947 16 970 03119 0 1 2 740 03119 0 11 mkg ww B B A A LDm 塔釜 3 6 724mkg A 3 70 959mkg B 4 55 5 1094 1 18106 7146106 7 46106 7 1 BAAA AA A MxMx Mx w 6 21 得 3 44 6 959 16 970 1094 11 6 724 1094 1 11 mkg ww B B A A LDm 液相平均密度 kmolkg Lm 44 953 2 6 95928 947 表表 3 液相平均密度地计算液相平均密度地计算 A 3 02 740mkg A 3 6 724mkg B 3 16 970mkg B 3 70 959mkg A w 0 03119 A w 4 1094 1 塔顶 LDm 3 28 947mkg 塔釜 LDm 3 6 959mkg 精馏段液相平均密度 Lm kmolkg 44 953 D 液体平均表面张力计算 液体平均表面张力按下式计算 Lmii x 塔顶 由 化工原理 第三版 化学工业出版社 王志魁 附录二十 7 95 1 t mmN A 9 16 mmN B 8 60 mmNxx BALDm 43 598 60 03119 0 1 9 1603119 0 1 11 塔釜 查附录 6 101 w tmmN A 5 15 mmN B 2 60 mmNxx BALWm 2 60 2 60 106 71 5 15106 7 1 55 11 液体表面平均张力 mmN Lm 815 59 2 2 6043 59 7 21 表表 4 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 1 t 7 95 w t 6 101 A mmN 9 16 A mmN 5 15 B mmN 8 60 B mmN 2 60 塔顶 LDm mmN 2 60 塔釜 Lwm mmN 2 60 液体表面平均张力 Lm mmN 815 58 E 液体平均黏度计算 液体平均黏度按下式计算 lglg Lmii x 塔顶 查由 化工原理 第三版 化学工业出版社 王志魁 附录十二 7 95 1 t smPa A 37 0 smPa B 29 0 得 smPa LDm 291 010 29 0 lg 03119 0 1 37 0 lg03119 0 塔釜 查附录 6 101 w tsmPa A 30 0 smPa B 27 0 得 smPa LWm 270 0 10 27 0 lg 106 71 30 0 lg106 7 55 液体平均黏度 smPa Lm 2805 0 2 270 0291 0 表表 5 液体平均黏度计算液体平均黏度计算 1 t 7 95 w t 6 101 A smPa 37 0 A smPa 30 0 B smPa 29 0 B smPa 27 0 塔顶 LDm smPa 291 0 塔釜 Lwm smPa 270 0 液体平均黏度 Lm smPa 2805 0 F 气液相体积流率计算 8 21 汽相体积流率 sm VM V Vm Vm S 302 0 699 0 3600 765 2066 36 3600 3 液相体积流率 sm LM L Lm Lm S 00122 0 44 9533600 362 1864 228 3600 3 表表 6 气液相体积流率计算气液相体积流率计算 s V sm 302 0 3 s L sm 00122 0 3 G 塔径地确定 塔径地确定 需求 C 由下式计 max LmVm Vm C CC92 36 699 0 699 0 44 953 算 0 2 20 20 L CC 由 Smith 图查取 20 C 取板间距 板上液层高度 则0 35 T Hm 0 05 l hm 0 350 050 30 Tl Hhm 1 精馏段塔径地确定 图地横坐标为1492 0 699 0 44 953 302 0 00122 0 2 1 2 1 V L S S V L 查 smith 图 smith 图图 9 21 得05 0 20 C 0 062C 2 29m s max LmVm Vm C CC92 36 699 0 699 0 44 953 取安全系数为 0 75 则空塔气速为 sm 7175 1 29 2 75 0 则塔径m u V D S 473 0 7175 1 302 044 2 按标准塔径圆整后 故采取整块式塔板结构 mD5 0 塔截面积 222 19625 0 5 0 44 mDAT 实际空塔气速为 sm A V u T S 539 1 19625 0 302 0 1 4 2 塔地有效高度地计算塔地有效高度地计算 有效高度 10 354 9ZNm 精精 mNZ45 2 35 0 18 35 0 1 塔顶间距 H1 1 5 2 0 HT 取 H1 2 0 35 0 7m 塔底空间高度 H2 1 5m 塔高 H 0 7 1 5 2 45 4 65m 2 塔板主要工艺尺寸地计算塔板主要工艺尺寸地计算 10 21 2 1 溢流装置计算溢流装置计算 因塔径 D 0 5m 可选用单溢流弓形降液管 A 堰长 lw 单溢流 lw 0 6 0 8 D 取 lw 0 6 0 5 0 3m B 溢流堰高度 hw 因为 hl hw how 选用平直堰 堰上液层高度 how可用 Francis 计算 即 3 2 1000 84 2 w h ow l l Eh 液体收缩系数计算图液体收缩系数计算图 0 00122 3600 4 392m3 h h L 10 89 3 0 360000122 0 5 25 2 w h l l 6 0 5 0 3 0 D lw 得 E 1 15 则 h OW 2 84 1000 1 15 4 392 0 3 2 3 0 0170mDXDiT 取板上清夜层高度 hL 0 05m 故 h W 0 05 0 0170 0 033m 2 2 降液管降液管 2 2 1降液管高度和截面积降液管高度和截面积 因为 查下图 弓形降液管参数图 得 6 0 D lw 0 055 f T A A 0 115 d W D 所以 01079 0 055 0 19625 0 f A0575 05 0115 0 d w 11 21 弓形降液管参数图弓形降液管参数图 依下式验算液体在降液管中地停留时间 3600 3 5 ft h A H L s31 3 392 4 35 0 01079 0 3600 液体体积流量 降液管中液体高度降液管截面积 故降液管勉强符合设计要求 2 2 2降液管底隙高度降液管底隙高度 降液管底隙高度依下式计算 0 0 3600 ul L h w h 取sm 12 0 0 则 即mmho020 0034 0 12 0 3 03600 392 4 0 20hmm 故降液管底隙高度设计合理 12 21 2 3 塔板布置塔板布置 2 3 1 边缘区宽度确定边缘区宽度确定 溢流堰前地安定区宽度 WS 0 07m 边缘区宽度 WC 0 035m 2 3 2 开孔区面积计算开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算 sin 180 2 1 2 22 r xr xrxAa 其中 1225 0 07 0 0575 0 2 5 0 2 Sd WW D x mW D r c 215 0 035 0 2 5 0 2 故 21 2 22 0993 0 215 0 1225 0 sin 180 215 0 1225 0215 0 1225 0 2mAa 2 3 3 浮阀塔计算及其排列浮阀塔计算及其排列 采用 F1 型重阀 重量为 33g 孔径为 39mm A 浮法数目 浮法数目按下式计算 0 2 0 4 ud V N S 气体通过阀孔地速度 V F u 0 取动能因数 F 11 则 精段 取 20smuo 16 13 699 0 11 21 19 16 13039 0 302 0 4 2 N 1 开孔率 17 12 100 19625 04 039 0 14 3 20 100 4 2 2 0 T A dN 开孔率在 10 14 之间 且实际动能因数 F0在 9 12 间 满足要求 B 排列 由于采取整块式塔板结构 故采用正三角形叉排 3 流体力学验算流体力学验算 13 21 3 1 气体通过浮阀塔板地压力降 单板压降 气体通过浮阀塔板地压力降 单板压降 单板压降 hp hc hl h 阀片全开前m u h L c 0329 0 44 953 40 13 9 19 9 19 175 0 175 0 0 阀片全开后 m g u h L V c 0359 0 44 9538 92 699 0 40 13 34 5 2 34 5 2 2 0 取板上液层充气因数 0 0 5 那么 hL 0 hw how 0 hL 0 5 0 05 0 025m 气体克服液体表面张力所造成地阻力可由下式计算 gh h L 2 但由于气体克服液体表面张力所造成地阻力通常很小 可忽略不计 故 hp hc hl h 0 0329 0 025 0 0579m 3 2 漏液验算漏液验算 气体通过阀孔时地速度 620 11699 040 13 00 v uF 3 3 液泛验算液泛验算 降液管内泡沫液层高度可按下式计算 Hd hp hw how hd hp hL hd HT hw 浮法塔地页面落差一般不大 常可忽略不计 hp 0 0579m hL 0 05m 塔板上不设进口堰时 m hl L h w S d 0000525 0 0581 0 3 0 00122 0 513 0 513 0 3 3 0 Hd 0 0579 0 05 0 0000525 0 107953m 取 0 5 HT hw 0 5 0 35 0 033 0 1915m Hd HT hw 3 4 雾沫夹带验算雾沫夹带验算 泛点百分率可取下列两式计算 取计算结果中较大地数值 bF LS VL V S AKC ZLV F 36 1 TF VL V S AKC V F 78 0 ZL D 2Wd Ab AT 2Af 14 21 515 0 01079 0 219625 0098 0 1 0575 025 00012 036 1 699 0 44 953 699 0 302 0 F 7 0547 0 098 0 119625 078 0 699 0 44 953 699 0 302 0 F 4 操作性能负荷操作性能负荷 4 1 气相负荷下限线气相负荷下限线 smNdV V S 1428 0 699 0 5 20039 0 4 5 4 32 2 0 4 2 液相负荷下限线液相负荷下限线 3 2 3 0 3600 15 1 1000 84 2 0170 0 s L 得 smLs 00124 0 3 4 3 液泛负荷上限线液泛负荷上限线 sm HA L Tf S 000755 0 5 35 0 01079 0 5 5 各接管尺寸地确定各接管尺寸地确定 5 1 进料管进料管 进料体积流量 sm FM V f f sf 001412 0 360054 976 714 18 3 265 3 取适宜地输送速度 uf 3 0m s 故m V d SF 02999 0 314 3 001412 0 44 计 经圆整选取热轧无缝钢管 GB8163 87 规格 38 5mm 15 21 实际管内流速 smuf 29 2 028 014 3 001412 0 4 2 5 2 釜残液出料管釜残液出料管 釜残液地体积流量 sm WM V W W sw 001191 0 3600 6 959 08 1864 228 3 取适宜地输送速度 uf 3m s 则 m u V d SW 02249 0 314 3 001191 0 44 计 经圆整选取热轧无缝钢管 规格 32 3mm 实际管内流速 smuw 244 2 026 0 14 3 001191 0 4 2 5 3 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽地体积流量 sm VM V V V SV 3575 0 3600699 0 45 2336 38 3 取适宜速度 uV 10m s 那么 m u V d V SV 2134 0 1014 3 3575 0 44 计 经圆整选取拉制黄铜管 规格 260 5mm 实际管内流速 smuSV 2867 7 025 014 3 3575 04 2 16 21 辅助设备地计算及选型辅助设备地计算及选型 1 冷凝器热负荷冷凝器热负荷 按泡点回流设计 即饱和蒸汽冷凝且饱和回流 采用 25 地水作为冷却剂 逆流操作 则 Q Wr1r1 VMVDr1RTCrp 查液体地汽化潜热图 可知塔顶温度 92 7 下 乙醇汽化潜热 rA 850KJ kg 水地汽化潜热 rB 2375KJ kg r1 rixi 850 0 1948 46 1 0 1948 2375 18 42038 98KJ Kmol5PCzV 故 Q 36 66 42038 98 3600 428 09KJ s 又由于 Q KA tm 3 54 507 92 307 92 ln 50 7 92 30 7 92 ln 1 2 12 t t tt tm 因为 K 750J s m2 K 所以 2 3 523 10 3 5410750 09 428 m tK Q A m 2 再沸器热负荷再沸器热负荷 采用饱和水蒸气间接加热 逆流操作 则 Q Wh2r2 查得塔釜温度 103 57 下 乙醇汽化潜热 rA 800KJ kg 水地汽化潜热 rB 2250KJ kg r2 rixi 800 0 00032 46 1 0 00032 2250 18 40498 82KJ KmoljLBHr 故 Q L W Mflr 265 3 228 64 40498 82 1484 66KJ s 又由于 Q KA tm 51 17 6 101110 706 101 ln 6 101110 70 6 101 ln 1 2 12 t t tt tm 因为 K 900J s m2 K 所以 2 3 21 94 51 1710900 66 1484 m tK Q A m 17 21 3 泵地选用泵地选用 1 进料泵 选用离心泵 泵入口温度为常温 取为 30 特点为流量稳定 扬程较高 2 产品泵 单机离心泵 入口温度为常温 流量较小 扬程较低 3 塔底泵 单机离心泵 流量变动范围大 流量较大 泵入口温度高 一般大 与 100 故塔底不须冷凝器 三 三 附录 参考文献附录 参考文献 1 王志魁编 化工原理 北京 化学工业出版社 2005 01 2 贾绍义 柴诚敬编 化工原理课程设计 天津 天津大学出版社 2003 12 3 华东理工大学化工原理教研室编 化工过程开发设计 广州 华南理工大学出版社 1996 02 4 刘道德编 化工设备地选择与设计 长沙 中南大学出版社 2003 04 5 袁惠新编 分离过程与设备 北京 化学工业出版社 2003 03 18 21 符号说明符号说明 一一塔板开口面积 a A 2 m 一一降液管截面积 f A 2 m 一一筛孔总面积 b A 2 m 一一塔截面积 t A 一一流量系数 无因此 0 C 一一计算时负荷系数 C max u 2 21 一一筛孔直径 m 0 d 一一塔径 mD 一一筛孔气相动能因子 0 F 一一重力加速度 9 81G 2 sm 一一进口堰与降液管间地水平距离 m l h 一一与干板压降相当地液柱高度 m c h 一一与液体流过降液管地压降相当地液柱高度 d h m 一一塔板上鼓泡高度 m f h 一一板上清液层高度 m l h 一一降压管地底隙高度 m 0 h 一一堰上液层高度 m ow h 一一出口堰高度 m w h 一一与克服表面张力地压降相当地液柱高度 m h 一一降液管内清夜层高度 m d H 一一湿润速度 W L sm 3 一一液体体积流量 h L hm 3 一一液体体积流量 S L sm 3 P 一一操作压力 Pa 一一气体通过每层筛板地压降 Pa P P 一一理论板层数 T N 一一压力降 PaP r一一鼓泡区半径 m t一一筛板地中心距 m U 一一空塔气速 m s 一一气体通过筛孔地速度 m s 0 u 一一漏夜点气速 m s min 0 u 一一气体体积流量 h Vhm 3 一一气体体积流量 S Vsm 3 一一边缘无效区宽度 m c W 一一弓形降压管宽度 m d W X一一液相摩尔分数 y一一气相摩尔分数 Y一一气相摩尔比 Z一一板式塔地有效高度 m 个人收集整理 仅供参考 1 21 版权申明 本文部分内容 包括文字 图片 以及设计等在网上搜集整理 版权为个人所有 This 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